年產(chǎn)量38萬噸乙醇-正丙醇精餾塔設(shè)計(jì)(參考版)
2025-02-08 11:54本頁(yè)面
【正文】 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。 由圖讀出，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) CF = ，由表查出 ,物性系數(shù) K = 1 Z=。 塔徑小于 900 mm : F1 65 % － 75 %。 泛點(diǎn)率可由下列兩式求得，然后采用計(jì)算結(jié)果 計(jì)算得出的泛點(diǎn)率必須滿足下述要求，否則應(yīng)調(diào)整有關(guān)參數(shù)，重 25 新計(jì)算。 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。由于塔板上未設(shè)置進(jìn)口堰，可按下式計(jì)算： 綜上，閥全開前： 閥全開后： 取全開后的壓降為設(shè)計(jì)壓降，即 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。 上面求得 代入上式得： F0 =，滿足經(jīng)驗(yàn)值所在范圍，因此，閥數(shù)取 420符合工藝要求。 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。已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 :r＝ 2113kJ/kg 由此可求得再 沸器的加熱蒸汽用量為 : 5．板主要工藝尺寸計(jì)算 溢流裝置計(jì)算 因塔徑 D=,可選單溢流的弓形降液管 堰長(zhǎng) wl 查表得： wl = 溢流堰高度 Wh 堰上液層高度 : 弓形降液管寬度 Wd和截面積 Af 查表，得 : 20 AT/Af =10 故 Af= Wd= 依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 故降液管的設(shè)計(jì)合理 降液管底隙高度 h0 塔板布置 塔板的分塊 因 D800mm，故采用分塊式， 2 塊塔板。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。WQ ＝水mq Cp(t2－ t1) 已知 ： t1＝ 25℃ t2＝ 45℃ 16 以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度： 查得水在 35℃時(shí)的比熱容為： Cpm＝ (kg.℃ ) ∴ 全塔的 熱量衡算 目的：確定再沸器的蒸汽用量 如圖 43 所示，對(duì)精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算 圖 43 全塔熱量衡算圖 熱量衡算式 根據(jù)熱量衡算式，可得 : QF QW’ QD QL QW QV 17 由設(shè)計(jì)條件知： LQ ＝ 5% VQ ＝ VQ ∴ FQ ＋ VQ ＝ DQ ＋ WQ ＋ 39。同時(shí)，操作壓力為 。WQ LQ DQ 15 QD—— 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； QW’—— 冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。 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
畢業(yè)設(shè)計(jì)相關(guān)推薦
鄂ICP備17016276號(hào)-1