化工原理課程設(shè)計(jì)--160噸天芳烴分離精餾塔設(shè)計(jì)-資料下載頁
2025-01-18 14:02本頁面
【正文】 144中心排管15換熱器長6m(7)計(jì)算管程的對(duì)流傳熱系數(shù)水的各項(xiàng)參數(shù)比熱容導(dǎo)熱系數(shù)密度粘度μi := s管內(nèi)流體體積流量管內(nèi)徑管程流通面積流程雷諾數(shù)普朗諾數(shù)管程對(duì)流傳熱系數(shù)(8)計(jì)算殼程的對(duì)流傳熱系數(shù)管外徑do := 25mm管心距 l=32mm折流擋板間距 B=800mmD=500mm殼程流通面積假設(shè)壁溫為tw := 35 176。C導(dǎo)熱系數(shù)粘度cpoise密度體積流率流速正三角形排列殼程傳熱系數(shù)驗(yàn)證壁溫壁溫與假設(shè)的接近。(9)總的傳熱系數(shù)結(jié)垢熱阻Rao := Rai := 壁厚取管壁導(dǎo)熱系數(shù) 所以總傳熱系數(shù)所需傳熱面積(10)換熱器面積的裕度安全系數(shù)(11)核算管程壓力A．直管阻力雷諾數(shù)由柏拉修斯公式求管程摩擦因數(shù)傳熱管長度 L = 6mB．局部阻力局部阻力系數(shù)：C．流體通過進(jìn)出口接管時(shí)壓力降取D．管程總壓降管程結(jié)垢阻力校正系數(shù)Ft := 管程數(shù)Np := 4殼程數(shù)Ns := 1管程總壓降：滿足要求(12)核算殼程壓力降殼程結(jié)垢阻力校正系數(shù)Fs := 1正三角形排列F := Ns := 1B := 800mm殼層摩擦系數(shù)折流擋板數(shù)總管數(shù)弓形面積滿足要求。（13）結(jié)果匯總分析綜上所述，冷凝器所選換熱器各參數(shù)如下表：表71 冷凝器參數(shù)表換熱器長m換熱面積m2換熱管外徑mm換熱管內(nèi)徑mm殼徑mm62521500管程數(shù)管子總數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積m2殼程流通面積mm2414415經(jīng)過EDR模擬校核后，所選的冷凝器各參數(shù)如下表：表72 模擬冷凝器參數(shù)表換熱器長m換熱面積m2換熱管外徑mm換熱管內(nèi)徑mm殼徑mm22521500管程數(shù)管子總數(shù)中心排管數(shù)管程流通面積m2殼程流通面積mm24144所以冷凝器所選型號(hào)為AES 經(jīng)比較，模擬所得的冷凝器與手算所得的冷凝器有較大的差距。主要的差距在于總換熱面積上。原因應(yīng)該是手算時(shí)所選傳熱系數(shù)太小所致。經(jīng)EDR軟件模擬校核后所選冷卻器各參數(shù)：表73 冷卻器參數(shù)表換熱器長m換熱面積m2換熱管外徑mm換熱管內(nèi)徑mm殼徑mm12521300管程數(shù)管子總數(shù)熱負(fù)荷kw145冷卻器所選型號(hào)為AES 塔底再沸器的選用經(jīng)EDR模擬校核后所選再沸器各參數(shù)：表74 塔底再沸器器參數(shù)表換熱器長m換熱面積m2換熱管外徑mm換熱管內(nèi)徑mm殼徑mm32521900管程數(shù)管子總數(shù)熱負(fù)荷kw4778所以塔底再沸器所選型號(hào)為AES 第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表表81 清晰分割物料衡算表進(jìn)料塔頂塔底組分質(zhì)量分率質(zhì)量流率kg/hr摩爾分率摩爾流率mol/hr質(zhì)量分率質(zhì)量流率kg/hr摩爾分率摩爾流率mol/hr質(zhì)量分率質(zhì)量流率kg/hr摩爾分率摩爾流率mol/hr苯0000甲苯乙苯鄰二甲苯0000合計(jì)111111表82 能量衡算表進(jìn)入體系的熱量進(jìn)料熱量cal/hr*10^8塔底再沸器的熱負(fù)荷cal/hr*10^8合計(jì)cal/hr*10^8出體系的熱量塔頂全凝器的熱負(fù)荷cal/hr 7*10^8塔頂產(chǎn)品帶出熱量cal/hr*10^8損失的熱量cal/hr*10^7塔底產(chǎn)品帶出的熱量cal/hr*10^7合計(jì)cal/hr*10^8表83 塔設(shè)備操作條件匯總表進(jìn)料溫度塔頂溫度塔底溫度塔頂壓力塔底壓力最小回流比實(shí)際回流比最小理論板數(shù)理論塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)進(jìn)料位置℃℃℃3115表84塔體初步設(shè)計(jì)表塔直徑D/mm壁厚δ/mm封頭公稱直徑Dg/mm封頭曲面高度h1/mm封頭直邊高度h2/mm10005100025040封頭厚度S/mm人孔規(guī)格Dg/mm塔頂空間高度HD/mm塔底空間高度HB/mm進(jìn)料空間高度HF/mm64501400800筒體的總高度H/mm塔頂蒸汽出口管的直徑dv回流管管徑dR/mm進(jìn)料管管徑dF/mm塔底出料管徑dw/mm2501008050塔底至再沸器的接管管徑dL/mm再沸器返塔連接管管徑db/mm裙座形式65250圓筒形表85 水力學(xué)校核項(xiàng)目塔徑D/mm板間距HT/mm全塔截面積AT/cm2堰長lw/mm降液管截面積Ad/cm2閥孔數(shù)n/個(gè)精餾段1000600785471477076提餾段1000600785471477076項(xiàng)目開孔率φ/%塔板壓降ΔP/mmHg出口堰高度/mm閥孔動(dòng)能因數(shù)Fo降液管寬度Wd/mm液體在降液管中停留時(shí)間τ/s精餾段50150提餾段50150表86 各接管匯總表 接管公稱直徑接管外徑接管厚度接管伸出長度補(bǔ)強(qiáng)圈外徑補(bǔ)強(qiáng)圈內(nèi)徑Dg/mmφ/mmδ/mmH/mmD/mmd/mm塔頂蒸汽出口管2502738200480277回流管4045 進(jìn)料管8089615018093塔底出料管5057 塔底至再沸器的接管6573615016080再沸器返塔連接管2502738200480277表87換熱器換熱面積A換熱管φ殼徑管程數(shù)管子總數(shù)熱負(fù)荷m2mmmmkw冷凝器5004144冷卻器300145再沸器9004778參考文獻(xiàn)1 ：中國石油大學(xué)出版社，20082 李陽初、（上、下冊(cè)）.北京：中國石化出版社，20083 ：化學(xué)工業(yè)出版社，20094 . 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19825 石油煉制及石油化工計(jì)算方法圖表集（上、下冊(cè)）.中國石油大學(xué)（華東）校內(nèi)印刷，2009總結(jié)與討論精餾是化工行業(yè)中分離液體混合物的做常用手段精餾之所以能使液體混合物得到較完全的分離，關(guān)鍵在于回流的應(yīng)用?；亓靼ㄋ敻邼舛纫讚]發(fā)組分液體和塔底高濃度難揮發(fā)組分蒸氣兩者返回塔中。汽液回流形成了逆流接觸的汽液兩相，從而在塔的兩端分別得到相當(dāng)純凈的單組分產(chǎn)品。塔頂回流入塔的液體量與塔頂產(chǎn)品量之比，稱為回流比。它是精餾操作的一個(gè)重要控制參數(shù)，它的變化影響精餾操作的分離效果和能耗。評(píng)價(jià)精餾操作的主要指標(biāo)是：①產(chǎn)品的純度。②組分回收率。這是產(chǎn)品中組分含量與料液中組分含量之比。③操作總費(fèi)用。主要包括再沸器的加熱費(fèi)用、冷凝器的冷卻費(fèi)用和精餾設(shè)備的折舊費(fèi)，操作時(shí)變動(dòng)回流比，直接影響前兩項(xiàng)費(fèi)用。討論：在確定塔底溫度與壓力時(shí)，通常在已知一個(gè)變量的情況下，假設(shè)另外一個(gè)變量，通過在一定條件的泡點(diǎn)方程或者露點(diǎn)方程試差來確定。在求算塔底壓力時(shí)，先對(duì)全塔的塔板數(shù)進(jìn)行設(shè)定。先假設(shè)N=40塊，用作圖法選出適當(dāng)?shù)幕亓鞅群蚇min，求出ET和NT，算得實(shí)際塔板數(shù)N實(shí)際，與假定的塔板數(shù)相比較，若在誤差允許范圍之內(nèi)則假設(shè)成立；若相差太大，則假設(shè)不成立，返回重新假設(shè)實(shí)際塔板數(shù)進(jìn)行計(jì)算，直到算出假設(shè)成立為止。在進(jìn)行塔板數(shù)的計(jì)算時(shí)用到了作圖法，作圖法是一種非常簡單而且比較準(zhǔn)確的常用處理數(shù)據(jù)方法，在這次數(shù)據(jù)處理中起到了很重要的作用。致謝感謝各位老師在課程設(shè)計(jì)期間給予我們的指導(dǎo)和幫助，同時(shí)也感謝各位同學(xué)在此期間給我的幫助，讓我可以順利的完成這次課程設(shè)計(jì)。64
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