年產(chǎn)量38萬噸乙醇-正丙醇精餾塔設(shè)計(jì)-全文預(yù)覽
【正文】 荷系數(shù) CF = ，由表查出 ,物性系數(shù) K = 1 Z=。 實(shí)際孔速 : 穩(wěn)定系數(shù) : 符合 K － ，故在本系統(tǒng)中無明顯漏液現(xiàn)象。 塔徑大于 900 mm， F － ，符合工藝要求。 塔徑小于 900 mm : F1 65 % － 75 %。 液沫夾帶 對(duì)浮閥塔板多采用泛點(diǎn)率來間接判斷液沫夾帶量。 總壓降 每層塔板壓降為 : 閥全開前： 閥全開后： 液泛 對(duì)于浮閥塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差造成的影響。 采用 FIQ4A型浮閥，相關(guān)數(shù)據(jù)如下： 閥厚 /m: 閥重 /kg: 閥孔孔徑 0d /m: 閥孔排列采用叉排方式按正三角形排列 取正三角形排布，列寬 h= 作圖得到排列閥孔數(shù) :n = 420 22 閥孔總面積 : 真實(shí)閥孔氣速 : 浮閥全開時(shí)的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速。WQ — 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量 LQ — 熱損失 各股物流的溫度 由上文計(jì)算結(jié)果 ： tF＝ ℃ tD＝ ℃ tW＝ ℃ 基準(zhǔn)態(tài)的選擇 以 、 ℃ 的乙醇和正丙醇為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則 QD=0 各股物流熱量的計(jì)算 由于溫度變化不大，采用平均溫度 : 18 查《汽液物性估算手冊(cè)》得： 由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為 熱量損失為： 19 加熱蒸汽的用量 設(shè)加熱蒸汽的用量為 39。同時(shí)，操作壓力為 。 結(jié)果如下： 塔頂： PA= kPa PB= kPa tD=℃ 塔底： PA= Pa PB= kPa tD=℃ 進(jìn)料板： PA= PB= tD=℃ 8 物料相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 回流比計(jì)算 9 塔板物料衡算 精餾段 操作線方程： y = + 提餾段操作線 : 用圖解法求求理論板層數(shù) : 10 用圖解法求求理論板層數(shù) N=21 根據(jù)圖像得出 x1= xF= yF= 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 黏度（通過液體黏度共線圖差得） 乙醇、正丙 醇黏度共線圖坐標(biāo)值 物質(zhì) X Y 乙醇 正丙醇 全塔平均溫度為： ℃ 物料在平均溫度下的粘度，通過查表可得： 總塔板效率 普特拉 — 博伊德公式： 代入相關(guān)數(shù)據(jù)得： 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算 精餾段板數(shù) : 11 提餾段板數(shù) : 總板數(shù) :N=44 (不包括塔釜再沸器 ) 塔徑計(jì)算 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂 : 平均密度計(jì)算 氣相平均密度 有理想狀態(tài)方程計(jì)算，即 12 液相平均密度 : 精餾段液相平均密度 : 液相表面張力計(jì)算 塔徑計(jì)算 精餾段氣液體積流率為 : 13 按標(biāo)準(zhǔn) 塔徑圓整后 D= 塔截面積 精餾塔有效高度計(jì)算 取釜液在塔底停留時(shí)間為 6 min，釜液距離底層塔板 1 m。 由任務(wù)書給定，進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料，加熱方式采用間接蒸氣加熱，設(shè)置再沸器。蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。 廠址選地：巢湖 2．設(shè)計(jì)方案 蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。本設(shè)計(jì)中，由于物料乙醇、正丙醇都是易揮發(fā)有機(jī)物，所以常壓操作，塔頂蒸汽壓力為大氣壓，全塔的壓力降很小。（ 265 24 ） =FXF=DXD+WXW （ 1） F=D+W（ 2） 聯(lián)立求出： F= 摩爾衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 冷卻水 CWR 冷卻器 E105 冷卻器 E104 全凝器 E103 冷卻水 CW 6 4． 塔體主要工藝尺寸 塔板數(shù)的確定 塔板壓力設(shè)計(jì) 常壓操作，即塔頂氣相絕對(duì)壓力 p= kPa 預(yù)設(shè)塔板壓力降： kPa 估計(jì)理論塔板數(shù)： 18 估計(jì)進(jìn)料板位置： 12 塔底壓力： Pw=+ 18 = kPa 進(jìn)料板壓力： P 逆 =+
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