50萬每年甲醇欲精餾塔設(shè)計(文件)
【正文】 引起堵塞。塔板分為4塊。 ②、破沫區(qū)(安定區(qū))寬度、無效邊緣區(qū)確定 取破沫區(qū)寬度：=== m 取無效邊緣區(qū)：Wc2=Wc1= m ③、開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積Aa2=Aa1= m2 ④、篩孔計算及其排列 同樣選用δ＝3 mm碳鋼板，篩孔直徑 d02=d01＝5 mm，按正三角形排列，孔中心距t為 t2=t1＝3d01＝3 5＝15mm。 故 ③、液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由計算 液柱 ④、氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 氣體通過每層塔板的壓降為 ： （滿足工藝要求）。 提餾段： 故Hd2=++= m液柱 。 ② 霧沫夾帶線式中 代入數(shù)據(jù)得簡化得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：10313依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線 ③ 液泛線 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：10313 依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線 ④ 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液點氣速 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式算出對應(yīng)的值列于下表：10313依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線 ⑤ 操作彈性 操作氣液比 操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負(fù)荷與氣相允許最小負(fù)荷之比，即：操作彈性=九、精餾塔的設(shè)計計算結(jié)果匯總一覽表表 9項 目符 號單 位計 算 結(jié) 果精餾段提餾段平均壓強(qiáng)PkPa平均溫度T℃平均密度氣相ρkg/m3液相平均流量氣相Vsm3/s液相Lsm3/s實際塔板數(shù)26塊179板間距HTm塔段的有效高度Em84塔徑Dm空塔氣速μm/s塔板液流型式單流型單流型溢流裝置 堰長m堰高h(yuǎn)Wm底隙高度hom板上清液層高度hLm孔徑d0mm55孔間距tmm1515孔數(shù)n個55295529開孔面積Aam2篩孔氣速uom/s塔板壓降ΔPpkPa液體在降液管中的停留時間θs降液管內(nèi)清液層高度Hdm液(霧)沫夾帶量evkg液/kg氣漏液點氣速uOMm/s負(fù)荷上限m3/s103負(fù)荷下限m3/s103氣相最大負(fù)荷m3/s氣相最小負(fù)荷m3/s操作彈性第三部分冷凝器的設(shè)計一、確定設(shè)計方案 選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況：℃，以飽和溫度流出換熱管；冷流體進(jìn)口溫度30℃，出口溫度70℃。 二、確定物性數(shù)據(jù) 定性溫度：可取流體進(jìn)、出口溫度的平均值?！? 粘 度 ： μ1=μDm= Pas三、熱計算負(fù)荷 殼程液流量 由精餾塔的設(shè)計計算可知： 汽相摩爾流率：V= kmol/h 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量：MVDM= kg/kmol 殼程液流量 ：ms1=VMVDM= kg/h = kg/s 殼程流體的汽化潛熱 根據(jù)已查得的汽相甲苯、乙苯在某些溫度下的汽化潛熱（如表），故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計所涉及的溫度范圍內(nèi)的汽化潛熱可用下式算得：甲苯 ：r=－＋ 乙苯 ：r=－＋ 表 10 汽化潛熱與溫度的關(guān)系溫度 T℃406080100120140160180甲苯KJ/kg391379乙苯370由T= ℃可計算出相應(yīng)的汽化潛熱： 熱負(fù)荷 熱負(fù)荷：Q=ms1rm== KW（忽略熱損失） 逆流平均溫差 五、冷卻水用量 六、估算傳熱面積 由于管程走水，殼程走冷凝液，總傳熱系數(shù)K=467～814 W/（m2 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) 根 按單程管計算，所需的傳熱管長度為 （do為管外徑）。 管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)循環(huán)水流速 u＝2 m/s，則接管內(nèi)徑為：取標(biāo)準(zhǔn)管徑為 800 mm八、換熱器核算 熱量核算 ①殼程對流傳熱系數(shù) 對圓缺形折流板，可采用凱恩公式 因是正三角形排列所以當(dāng)量直徑： 殼程流通截面積： 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別： 普蘭特準(zhǔn)數(shù)： 粘度校正： ②管程對流傳熱系數(shù) 管程流通截面積 管程流體流速及其雷諾數(shù)分別 普蘭特準(zhǔn)數(shù) ③傳熱系數(shù)K 污垢熱阻Rs= m2 ④傳熱面積S 該換熱器的實際傳熱面積Sp ,因S180?！??！?(kgK/W阻力降，MPa程數(shù) 21管子規(guī)格 ф25管數(shù)60管長mm:6000管間距，mm32排列方式 正三角形 折流板型式 上下 間距 mm150切口高度25%殼體內(nèi)徑，mm400換熱面積（m2）℃)液態(tài)導(dǎo)熱系數(shù)λL=+= W/(m℃)二、估算傳熱面積、初選換熱器型號 熱負(fù)荷Q ?顯熱加熱段熱負(fù)荷Q1蒸發(fā)量設(shè)出口氣化率x=（～）；由于壓力變化引起液體沸點溫度的變化，設(shè)為Δt=2℃ ?蒸發(fā)段熱負(fù)荷Q2 ?熱負(fù)荷Q=Q1+Q2= KW 傳熱溫差 假設(shè)K值，估算傳熱面積 ?假設(shè)K值： 因有機(jī)物走管程且μL= mPa三、傳熱能力核算 確定顯熱段傳熱系數(shù)KL ?計算顯熱段管內(nèi)傳熱系數(shù)αi 釜液循環(huán)質(zhì)量流量： 管內(nèi)流通截面積： 管內(nèi)總質(zhì)量流速： 管內(nèi)流體流速： (～ m/s內(nèi)說明假設(shè)氣化率合理) ?殼程對流傳熱系數(shù)α 整個過程由熱量衡算Q=msr得 水蒸汽用量: 冷凝負(fù)荷： 雷諾數(shù)： ?計算顯熱段傳熱系數(shù)KL 查得管金屬的導(dǎo)熱系數(shù)λ′=45 W/(m℃) 計算顯熱段、蒸發(fā)段的高度 計算平均傳熱系數(shù)Kc 面積裕度核算 該再沸器的實際傳熱面積Sp 四、循環(huán)流量的校核 計算循環(huán)推動力 液體氣化后產(chǎn)生密度差為推動力 循環(huán)阻力 ?管程出口阻力 出口管長取
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