日產(chǎn)100噸乙醇---水精餾塔工藝設計方案(編輯修改稿)
2025-05-22 01:21 本頁面
【文章內容簡介】 ，則空塔氣速為 按標準塔徑圓整后，D= 塔截面積為： 實際空塔氣速為： 塔高的計算 塔的高度可以由下式計算： 已知實際塔板數(shù)N=29為塊，由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可每隔六塊板設一個人孔，則人孔數(shù)目S: S=29/61=4個 ，，那么全塔高度：Z=+(2924)+4+= 五 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算 因塔徑D=，由溢流類型與液體負荷及塔徑的經(jīng)驗關系，因此可采用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。計算如下：① 堰長?、?溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度可由弗蘭西斯公式計算，即 近似取E=1，則 取板上清夜層高度 故 ③ 弓形降液管寬度和截面積 由 ，查圖，得， ， 故 由式 ～驗算液體在降液管中停留時間，即 s 故降液管設計合理。④ 降液管底隙高度 取，則 故降液管高度設計合理。選用凹形受液盤，深度。 塔板布置① 塔板的分塊 因D800，故塔板采用分塊式。查表可知，塔板分為5塊。② 邊緣區(qū)寬度確定取， ③ 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積按公式計算，即 其中 故 ④ 浮閥布置 浮閥按正三角形叉排排列，這樣相鄰兩閥中吹出氣流攪拌液層的相互作用較顯著，相鄰兩閥容易吹開，液面梯度較小，鼓泡均勻。采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。 取，由公式可得: 故浮閥個數(shù)為 個若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為 塔板壓降① 干板阻力的計算 由公式得 液柱② 氣體通過液層的阻力的計算 液柱③ 液體表面張力的阻力由公式計算得： =液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度: m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為：七．全凝器的設計由前面的計算可知，℃，而混合氣體的出口溫度滿足y1=xD=,由txy圖可查的t2=℃,由于t1與t2很接近,可近似認為t1=t2=℃,進料的體積流量Vs=定性溫度：對于一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為 T= =30℃ 管程流體的定性溫度為t=℃ 根據(jù)定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數(shù)據(jù)。 ℃下的有關物性數(shù)據(jù)如： 密度 熱導率 =粘度 =105Pas循環(huán)水在30℃ 下的物性數(shù)據(jù)： 密度 =㎏/m3 定壓比熱容 =℃ 熱導率 =粘度 =103Pas根據(jù)流體的溫差相差不大，可以選用固定管板式換熱器，從兩物流的操作壓力看，應使混合汽體走管程，循環(huán)冷卻水走殼程。但由于循環(huán)冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，所以從總體考慮，應使循環(huán)水走管程，混和汽體走殼程。根據(jù)JB＼T 4715—1992，初步選定換熱器的型號為G 450Ⅱ—1MPa—.具體要求如下：外殼直徑450 mm公稱壓力1 MPa公稱面積 m2實際面積 m2管子規(guī)格φ25mm管長6 m管子排列方式正三角形管程 2管間距32 mm管程流通面積 m2 從《化學工程》手冊查得:水的比汽化熱 r1=2425 kj/kg乙醇的比汽化熱 r2=846 kj/kg 故 =r1＋r2 =1195 kj/kg Q1=qmr
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