[優(yōu)秀畢業(yè)設(shè)計] 分離甲醇—水混合液的連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計

1、 ?化工原理課程設(shè)計?說明書 設(shè)計題目： 別離甲醇水混合液的連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計學(xué) 院 ：化工與藥學(xué)院 專 業(yè) ：化學(xué)工程與工藝 年級班別 ：09級化工工藝2班 學(xué) 號 ： 學(xué)生姓名 ： 時 間 ：2021 年12月31日 前 言 化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的別離以到達提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于屢次局部汽化和局部冷凝到達輕重組分別離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析別離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次

2、設(shè)計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計苯-甲苯物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。 塔設(shè)備的設(shè)計和研究，已經(jīng)受到化工行業(yè)的極大重視。在化工生產(chǎn)中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有非常重大的影響。精餾過程的實質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而到達別離的目的。因此精餾塔操作彈性的好壞直接關(guān)系到石油化工企業(yè)的經(jīng)濟效益。 精餾設(shè)計包括設(shè)

3、計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。關(guān)鍵詞：甲醇 水 精餾段 提餾段目 錄TOC o 1-2 u 一、甲醇水連續(xù)精餾塔設(shè)計條件 PAGEREF _Toc11780 4二、設(shè)計方案確實定 PAGEREF _Toc5540 4三、精餾塔的物料衡算 PAGEREF _Toc7986 5四、塔板數(shù)確實定 P

4、AGEREF _Toc10987 5 理論塔板層數(shù)Nt的求取 PAGEREF _Toc4485 5 塔板效率和實際塔板數(shù): PAGEREF _Toc30618 7五、物性數(shù)據(jù)的計算 PAGEREF _Toc4638 7平均摩爾質(zhì)量計算 PAGEREF _Toc19702 7操作溫度計算 PAGEREF _Toc27444 8平均密度計算 PAGEREF _Toc6739 9六、平均黏度的計算 PAGEREF _Toc19678 11七、外表張力 PAGEREF _Toc7483 13八、塔和塔板工藝尺寸計算 PAGEREF _Toc15641 13九、塔板主要工藝尺寸的計算 PAGEREF _

5、Toc4041 16溢流裝置 PAGEREF _Toc4430 16塔板布置 PAGEREF _Toc11955 19十、篩板的流體力學(xué)驗算 PAGEREF _Toc1175 21塔板壓降 PAGEREF _Toc31968 21液面落差 PAGEREF _Toc22931 23液沫夾帶 PAGEREF _Toc6273 23漏液 PAGEREF _Toc11156 23十一、塔板負(fù)荷性能圖 PAGEREF _Toc22021 25十三、輔助設(shè)備的計算及選型 PAGEREF _Toc29277 34原料貯罐 PAGEREF _Toc14118 34產(chǎn)品貯罐 PAGEREF _Toc5338 3

6、5塔頂全凝器 PAGEREF _Toc18884 36塔底再沸器 PAGEREF _Toc2666 37精餾塔 PAGEREF _Toc3576 38管徑的設(shè)計 PAGEREF _Toc18364 38泵的計算及選型 PAGEREF _Toc20053 39十三、設(shè)計評述 PAGEREF _Toc23372 40十四、參考文獻 PAGEREF _Toc23761 41十五、設(shè)計附圖 PAGEREF _Toc32508 42一、甲醇水連續(xù)精餾塔設(shè)計條件1生產(chǎn)能力：25000噸/年，年開工300天2 進料組成：甲醇含量45%質(zhì)量分?jǐn)?shù)3 采用間接蒸汽加熱并且加熱蒸汽壓力：5 kgf/cm24 進料溫

7、度：采用泡點進料5 塔頂餾出液甲醇含量99%質(zhì)量分?jǐn)?shù)6 塔釜輕組分的濃度2%本設(shè)計取0.017 塔頂壓強常壓8 單板壓降9 冷卻水進口溫度25二、設(shè)計方案確實定本設(shè)計任務(wù)為甲醇-水的精餾。對于二元混合物的別離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易揮發(fā)物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。精餾塔的物料衡算 原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量 MA 水的摩爾質(zhì)量 MB x

8、F= xD=0.982 xw= 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=0. 31532.04+(1-0.315)18.02=kg/kmolMD8232.04+18.02=kg/kmolMW=0.005632.04+(1-0.0056)18.02=18.10 kg/kmol 物料衡算 原料處理量 F= 總物料衡算 F=D+W 甲醇物料衡算 FxF=DxD+WxW聯(lián)立解得 塔板數(shù)確實定 理論塔板層數(shù)Nt的求取可利用圖解法求理論板層數(shù) = 1 * GB3 * MERGEFORMAT 由手冊查得水-甲醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)如下列圖，繪出x-y圖，見附圖一。 甲醇水溶液汽液相平衡數(shù)據(jù)摩爾xyxyxy

9、 表1 求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在附圖一中對角線上，自點0.315,0.315作垂線即為進料線，該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq=0.665 xq故最小回流比為 Rmin=取操作回流比為 R=2Rmin 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 L= V 操作線方程 精餾段操作線方程： yn+1=n+0.349 提留段操作線方程： m 用圖解法求理論板層數(shù)。見附錄圖一。A、先在對角線上定出點a，。然后再根據(jù)在軸上定出點，聯(lián)結(jié)即得到精餾段的操作線。B、作提餾段操作線。由線與線的交點得到兩操作線的交點，聯(lián)結(jié)點點即得。C、作階梯，從點開始在平衡線與線之間作，第個階梯跨過點后改在平衡線與線之間作，直到

10、跨過點為止。D、由圖中階梯數(shù)目得知，總理論板的層數(shù)NT包括再沸器 進料板位置NF=8 塔板效率和實際塔板數(shù):精餾段實際層數(shù)N精提餾段實際層數(shù)N提塊五、物性數(shù)據(jù)的計算平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量： xD,查平衡曲線x1 氣相 mVDM=0.98232.04+0.01818.02=31.79/kmol 液相 mLDM=0.99032.04+0.99018.02=49.56/kmol 進料板平均摩爾質(zhì)量： 由圖一可知， xF=0.320 yF 氣相 MVFM=0.67232.04+(1-0.672)18.02=27.44/kmol 液相 MLFM=0.32032.04+(1-0.320)18.

11、02=22.51/kmol 塔底平均摩爾質(zhì)量：Xw=0.0056 ，查平衡曲線得，yw= 氣相 MVDM=0.005632.04+0.994418.02=18.1/kmol 液相 MLDM=0.005632.04+0.994418.02=18.1/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量： 氣相 Mvm=0.5(31.79+27.44)=29.62/kmol 液相 MLm=0.5(49.56+22.51)=36.04/kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量： 氣相 Mvm=0.5(18.1+27.44)=22.77/kmol 液相 MLm=0.5(18.1+22.51)=20.31/kmol操作溫度計算安托尼系數(shù)

12、A B CMin-Max 水10-168 甲醇1691甲醇的安托尼方程：水的安托尼方程：甲醇的解得由泡點方程試差可得當(dāng)=65,01時同理可求出故塔頂溫度為：進料板溫度為：塔釜溫度為：。精餾段的平均溫度為：提餾段的平均溫度為：平均密度計算精餾段： 氣相平均密度計算： 液相平均密度計算：計算公式：a 塔頂液相的平均密度：因為塔頂 T=65.0查手冊得 A=/m3； B=/m3代入公式得 LDM/m3b.進料板液相平均密度：當(dāng)T進料板=進料板 B=/m3 ；A=/m3 進料板液相的質(zhì)量分率液相密度 LM=0.5(LDM+LFM)=0.5(850.56+758.39)=804.48/m 提餾段： 氣相

13、平均密度計算：液相平均密度計算：a.塔底液相平均密度：tw 查手冊得，A=712.90(kg/m3), B=958.88(kg/m3) 那么b.進料板液相平均密度：當(dāng)T進料板=7進料板 B=/m3；A6/m3 進料板液相的質(zhì)量分率液相密度 LM(Ldm+LFM(850.56+957.03)=903.80/m3六、平均黏度的計算液相平均粘度依下式計算 即lglm=xilgi塔頂液相平均黏度的計算 由tD=65.0查手冊得uH2O=0.4374mPa.s uCH3OHlguLDm=0.866lg(0.326)+0.134lg(0.4374)LDm進料板平均黏度的計算由tF=77.2查手冊得H2O=

14、0.3704mPa.s CH3OHLgLFm=0.220lg(0.2854)+0.780lg(0.3704)LFm精餾段平均黏度uLm塔底液相平均黏度的計算 由tW=99.3查手冊得H2O=0.2861mPa.s CH3OHlgLWm=0.002lg(0.2295)+0.9980lg(0.2861) LWm提餾段平均黏度Lm水的重要物理性質(zhì)溫度t/密度/kg/m3黏度/張力/mN/m比熱容Cp /2060708090100 甲醇的重要物理性質(zhì)溫度t/密度/kg/m3黏度/張力/mN/m比熱容Cp /2060708090100七、外表張力 由公式分別進行計算 塔頂： 由tD=65，查手冊得 B

15、LDm 進料板： 由tF=77.2，查手冊得A B LFm 塔底： 由tw=99.3，查手冊得 LDm=0.0056平均外表張力精餾段液相平均外表張力為：Lm=(17.63+57.35)/2=37.49 mN/m提餾段液相平均外表張力為：Lm=(58.69+57.35)/2=58.02 mN/m八、塔和塔板工藝尺寸計算精餾段 塔徑的計算VS=m3/sLS= m3/smax=CLv/v 式中，負(fù)荷因子C=C20/0.02由史密斯關(guān)聯(lián)圖14查得C20求取圖的橫坐標(biāo)為 Flv=Lh/Vh(l/v)=0.001/1.145804.48/1.05取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL，那么HT

16、-hL=0.347 m塔徑在之間，HT取0.350.45m 史密斯關(guān)聯(lián)圖如下由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20氣體負(fù)荷因子C= C20(/20)=0.06937.49/20max=CLv/v =0.079804.48-1.05/1.05 取平安系數(shù)為，那么空塔氣速為 max D= = 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為At=D2/ 4 =2 =0.785 m2 實際空塔氣速為U實際U實際/ Umax=1.5/2.19= 0.68平安系數(shù)在允許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)提餾段最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速計算公式：提餾段的氣液相體積流率為 Vs=由公式C=C20(/0.02)0.2 可求出C C20查

17、表得出，圖中橫坐標(biāo) FLV=Lh/Vh()=0.001/1.14903.80/0.767塔徑與板間距的關(guān)系塔徑m板間距mm300-350350-450450-600500-800板間距，HT,板上清液層高度取hL=0.053m，那么HT-hL=0.347 mC20查上表得出 C20C=C20(/0.02)=0.0758.02/20=2.985(m/s)取平安系數(shù)為0.8.那么空塔氣速為， max=0.82.985=2.388(m/s) 塔徑：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 2實際空塔氣速為U實際精餾塔高度的計算精餾段有效高度為 Z精=N精-1HT=13-1HT=120.4=m提餾段有效高度為Z

18、提=N提-1HT在進料板上方開一人孔，其高度為故精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提九、塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置 精餾段因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤. 堰長取溢流堰長LW 堰高由hWhL-hOW選用平直堰，堰上液層高度hOW由式計算，即how=E()2/3取E=1how=()2/3=m取板上清液高度hLhW=hL-how=m弓形降液管寬度Wd與降液管面積Af由lW/D=0.66,查弓形降液管的寬度與面積圖得：Wd/D=0.124 Af/ATWdAf=0.0722D2=0.0722AT=0.0567 驗算液體在降液管中停留時間：T=s5s故符合要求。降液管底隙高度h0取降液管

19、底的流速為 =0.08m/s,根據(jù)h0=Lh/(lw3600)計算得：h0=mhw-h0故降液管底隙高度設(shè)計合理，符合要求選用凹形受液盤，深度 h=50nm提餾段塔徑D=1.0m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下 堰長lw 取lw 堰高 溢流堰高度hw 溢流堰高度計算公式 hw= hL-how選用平直堰，堰上液層高度how 依照下式計算，即how=E()2/3近似E,故 hw= hL -how,弓形降液管寬度Wd及截面積Af lw 同樣由上表查，可得Af /AT=0.15, WdAfT=0.11 Wd依下式驗算液體在液管中停留時間，即 =44s(5s)故降液管設(shè)計合理 降液

20、管底隙高度h0 計算公式 取=0.12m/s,那么 hw - h0=0.0523-0.0104=0.0419m(0.006m) 故降液管底隙高度設(shè)計合理。塔板布置 塔板的分塊因為D800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。如附圖2所示:邊緣區(qū)寬度確定取WS=0.065m,WC開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算，即Aa=2(X+Sin-1)故Aa=2(X+Sin-1)=2(0.311+ Sin-1)=0.532m2 篩孔計算及其排列精餾段取篩孔的孔徑d0為5mm，正三角形排列，碳鋼板原為=3mm取 t/d0孔心距 篩孔數(shù)目o/t22=2731個開孔率為=0.907(do/t )2=0.

21、907(0.005/0.015 )2=氣體通過閥孔的氣速為u0=Vs/A0=m/s提餾段取篩孔的孔徑d0為4mm，正三角形排列，碳鋼板原為=3mm取 孔心距 篩孔數(shù)目o/t222=4267個開孔率為=0.907(do/t )22 )2=氣體通過閥孔的氣速為u0=Vs/A0=m/s十、篩板的流體力學(xué)驗算塔板壓降精餾段 干板阻力hc計算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查圖得， C0故 m 氣流通過板上液層的阻力h計算氣體通過液層的阻力h計算=hL查表得故 hl=hL=hW+hOW液柱 液體外表張力的阻力的計算液體外表張力所產(chǎn)生的阻力m液柱氣體通過篩板的壓降 hp=hc+hl+h單板壓降

22、 Pp= hpLg=Pa提餾段 干板阻力hc計算干板阻力hc,由d0/ =5/3=1.67,查圖得， C0故 m 氣流通過板上液層的阻力h計算氣體通過液層的阻力h計算=hL查表得故 hl=hL=hW+hOW=0.59(0.0077+0.05235m液柱 液體外表張力的阻力的計算液體外表張力所產(chǎn)生的阻力m液柱氣體通過篩板的壓降hp=hc+hl+h=單板壓降 Pp= hpLg=PaKPa液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶精餾段 hfL故 液/氣0.1液/氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許范圍內(nèi),不會發(fā)生夾帶過量液沫.提餾段 hfL故 液/

23、氣u0,min篩板穩(wěn)定系數(shù) K=u0/u0,min=故本設(shè)計中無明顯漏液提餾段 由式 u0,min= = =m/s 實際孔速 u0=m/su0,min篩板穩(wěn)定系數(shù) K=u0/u0,min=故本設(shè)計中無明顯漏液液泛精餾度為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即Hd(Ht+hW)取=0.5,那么 (HT+hW1而， H d=hp+hL+hd 計算Hdhd=0.153()2=0.153(0.08)2Hd584+0.06+0.001=0.1194mHd (HT+hW)故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.提餾段為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即Hd(Ht+hW)取=0

24、.5,那么 (HT+hW23而， H d=hp+hL+hd 計算Hdhd=0.153()2=0.153(2=mHd5422=0.1162mHd (HT+hW) 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.十一、塔板負(fù)荷性能圖 精餾段 漏液線 由 u0,min=u0,min=Vs,min/Ao hL=hW+hOWhow= 得 =4.40.7720.1010.532整理得 Vs,min=表2 漏液線數(shù)據(jù)表LS(10-3m3/s)V S (m3/s)據(jù)此可作出漏液線1 液沫夾帶線以eV=0.1液/氣為限,求VS-LS關(guān)系如下:eV=hf=2.5(hw+how)hW1m故 hf=HT-hf=eV=整理得VS= 在操

25、作范圍內(nèi)任取幾個LS值,依上式算出相應(yīng)的VS值，得：表3 液沫夾帶線數(shù)據(jù)表LS(10-3 m 3/s)V S (m3/s)68 據(jù)此可做出液沫夾帶線2. 液相負(fù)荷下限線取hOW作為液相負(fù)荷的下限條件， 取E約等于1.0，那么解得 LS,min=3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3 液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中的停留時間為4秒，那么=AfHt/Ls=0.00567 m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4 液泛線令 Hd=(HT+hw)由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL=hW+hOW聯(lián)立得： HT+(-1)hw=(+1)hOW+hc+hd

26、+h忽略h，將hOW與LS，hd與LS,hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得=0.153/(lwh0)2=2.8410-3E(+1)(3600/Lw )2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得=-1)=2.8410-3(0.59+1)(3600/0.66)2/3=故=-在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式計算出VS值，得：表4 液泛線數(shù)據(jù)表LS10-3m3/s)VS m3/s由此表可做出液泛線5.在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖(1-11)可查得Vs,max= m3/s Vs,min=m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=提餾段 漏液線由 u0,min=u0,min=Vs

27、,min/Ao HL=h w+hOWhow= 得 =570.532整理得 Vs,min=表2 漏液線數(shù)據(jù)表LS(10-3m3/s)V S (m3/s)據(jù)此可作出漏液線1 液沫夾帶線以eV=0.1液/,氣為限求VS-LS關(guān)系如下:EV=hf=2.5(hw+how)hW23m2/3故 hf=HT-hf=-eV= 整理得VS= 在操作范圍內(nèi)任取幾個LS值,依上式算出相應(yīng)的VS值，得：表3 液沫夾帶線數(shù)據(jù)表LS(10-3 m 3/s)V S (m3/s) 據(jù)此可做出液沫夾帶線2. 液相負(fù)荷下限線取hOW作為液相負(fù)荷的下限條件， 取E約等于，那么解得 LS,min=3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液

28、相負(fù)荷下限線3 液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中的停留時間為4秒，那么=Af Ht/Ls= m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4 液泛線令 Hd=(HT+hw)由 Hd=hp+hL+hd；hp=hc+hl+h；hl=hL=hW+hOW聯(lián)立得： HT+(-1)hw=(+1)h oW+hc+hd+h忽略h，將hOW與LS，hd與LS,hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得=0.153/(lwh0)2=2.8410-3E(+1)(3600/Lw )2/3將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得=-1)=2.8410-3(0.59+1)(3600/0.8)2/3=故=-54209-123在操作范圍內(nèi)，任取幾個

29、LS值，依上式計算出VS值，得：表4 液泛線數(shù)據(jù)表LS10-3m3/s)VS m3/s由此表可做出液泛線5.在負(fù)荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線。由圖(1-11)可查得Vs ,max= m3/s Vs,min=m3/s故操作彈性為Vs,max/ Vs,min=十二、設(shè)計結(jié)果匯總 篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表 5-1項 目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均溫度tm各段平均流量氣 相Vsm3/s液 相Lsm3/s塔徑Dm11塔板間距HTm堰長lWm堰寬Wdm堰高h(yuǎn)Wm入口堰高h(yuǎn)Wm底縫hom塔截面積ATm2降液管面積Adm2開孔面積A0m2孔徑d0mm45孔數(shù)n個4267273

30、1開孔率Ao/AT-10.1%15.7%孔間距tmm1512篩孔氣速u0m/s邊緣區(qū)Wcm安定區(qū)寬Wsm塔板厚mm33溢流型式-單溢流單溢流排列方式-正三角形正三角形塔板液流形式-凹型凹型空塔氣速um/s實際塔板數(shù)N塊 129塔的有效高度Zm塔板壓降hPm堰上液高h(yuǎn)OWm降液管內(nèi)停留時間s44 篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表 5-2項 目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段板上清液層高度hLm液氣流動參數(shù)FLV-實際氣速unm/s霧沫夾帶evkg/kg液相負(fù)荷上限Lmaxm3/s液相負(fù)荷下限Lminm3/s十三、輔助設(shè)備的計算及選型原料貯罐 設(shè)計原料的儲存利用時間為3天m=3472kg/h24h3=2

31、49984kg 那么可知：V= m/進料密度3設(shè)其平安系數(shù)為：0.8 那么有：V實際3產(chǎn)品貯罐設(shè)計產(chǎn)品的儲存時間為3天m=49.0331.7924h3 產(chǎn)品密度=甲醇密度0.882+水密度 =758.390.882+957.030.118 3 那么可知：V= m/產(chǎn)品密度 3設(shè)其平安系數(shù)為：0.8 那么有：V實際3選擇設(shè)備：采用立式圓筒形固定頂儲罐系列原料儲罐的選擇規(guī)格為：名稱標(biāo)準(zhǔn)序號公稱體積/m3計算體積/m3內(nèi)徑/mm總高/mm材料總重/kg規(guī)格5005508920989217745產(chǎn)品儲罐的選擇規(guī)格為名稱標(biāo)準(zhǔn)序號公稱體積/m3計算體積/m3內(nèi)徑/mm總高/mm材料總重/kg規(guī)格30033

32、07500830512760塔頂全凝器甲醇的氣化熱rQc=(R+1)Dr=(1.812+1)(49.0331.79/3600)1101冷凝塔頂產(chǎn)品由溫度65.0冷卻到溫度40采用冷凝水由25到40 知道選擇K=800w/( m2K) 那么有：A= Qc /(KTm)2 取平安系數(shù)為 實際面積2選擇冷凝器的系列：采用冷凝管的直徑為：名稱公稱直徑Dn/mm公稱壓力Pn/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格60012232名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格166000塔底再沸器Qc=Vw r 因為塔底再沸器的利用率為95%，所以有 Q實假設(shè)塔釜產(chǎn)品由溫度99.3加熱到溫度

33、151.7選擇K=1000w/( m2K) 那么有：2取平安系數(shù)為0.8 那么有A實際2采用加熱管的直徑為名稱公稱直徑Dn/mm公稱壓力Pn/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格5004144名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格154500精餾塔 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距，為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)該大于板間距。所以塔頂間距為1.52.0HT=1.80.4=0.72 m塔底空間 根據(jù)經(jīng)驗，塔底空間一般取1-2米，此處取米裙座為塔體總高度為： H=(n-nF-nP-1)HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2 =1

34、4.12 m管徑的設(shè)計 塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為1220 m/s，蒸氣管的直徑為 dV=(4Vs/Uv)1/2，其中dV塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m Vs塔頂蒸氣量取3/s，那么dV =(41.2)/(3.1420.0)1/2 =0.28m 查化工原理上冊知可以選取內(nèi)徑為300mm，壁厚為的鉄鑄管 回流管的直徑dRa當(dāng)塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速UR可取0.20.5 m/s ； b當(dāng)用泵輸送時，可取1.52.5 m/s(本設(shè)計應(yīng)用前者，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速UR取0.5 m/s) dR=(4Ls/UR)1/2 1/3.140.5)1/250m 查化工原理上冊知可以選取公稱直徑為40mm，外徑為48mm，壁厚為的普通管進料管的直徑dF假設(shè)采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s，如果用泵輸送時，料液速度可取1.52.5 m/s(本設(shè)計采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5)dF=(