浮閥精餾塔甲醇水化工原理課程設(shè)計(jì)概述(參考版)
2025-06-19 13:48本頁(yè)面
【正文】 北京：北京化學(xué)工程出版社，[5] 許國(guó)義，馬夢(mèng)蘭.《工程制圖》.天津:天津大學(xué)出版社，2000圖紙。北京：北京化學(xué)工程出版社， [4] 化學(xué)工程手冊(cè)編寫委員會(huì)天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社， [3] 化學(xué)工程手冊(cè)編寫委員會(huì)參考文獻(xiàn)[1]王曉紅，:（下）.北京:化學(xué)工業(yè)出版社， [2]天津大學(xué)化工原理教研室 HT板間距，m；u空塔氣速，m/s；lW堰長(zhǎng)，mhW堰高，mhL板上液層高度，mho降液管底隙高度，mN浮閥數(shù)，個(gè)uo閥孔氣速，m/s；Fo閥孔動(dòng)能因數(shù)；uoc臨界閥孔氣速，m/s；t孔心距，m；t’排間距，m；△pp 單板壓降，Pa；θ液體降液管停留時(shí)間，s；Hd降液管內(nèi)清液層高度，m；Wc邊緣固定區(qū)寬度,m；Wd弓形降液管寬度,m；(Vs)max 氣相負(fù)荷上限，m3/s；(Vs)min 氣相負(fù)荷下限，m3/s；q進(jìn)料熱狀況參數(shù)；V上升蒸汽流量，kmol/h。N理論板數(shù)；L下降蒸汽流量，kmol/h?；虮硎舅?，m。由于本人能力水平有限，設(shè)計(jì)書中難免會(huì)存在不完善的地方，我誠(chéng)懇地希望老師批評(píng)改正，讓我更進(jìn)一步的努力。其次，由于設(shè)計(jì)中的計(jì)算量很大而且計(jì)算數(shù)據(jù)復(fù)雜，所以難免會(huì)出現(xiàn)計(jì)算或者記錄上的錯(cuò)誤。本次設(shè)計(jì)有許多可之處但也有很多的不足。在這次課程設(shè)計(jì)的過(guò)程中，查閱了相關(guān)的資料。其次，通過(guò)本次課程設(shè)計(jì)，重新從實(shí)際的角度認(rèn)識(shí)了精餾塔的結(jié)構(gòu)、過(guò)程、生產(chǎn)流程，本次設(shè)計(jì)實(shí)驗(yàn)需要從實(shí)際出發(fā)，所以就要考慮到很多問(wèn)題，怎么設(shè)計(jì)才能獲得最好的結(jié)果等問(wèn)題。首先，這次課程設(shè)計(jì)是在有一定化工原理知識(shí)基礎(chǔ)上開展的一次設(shè)計(jì)過(guò)程。s)液體表面張力/(mN/m)主要工藝尺寸理論板層數(shù) 16 實(shí)際板層數(shù) 37塔徑 塔高 自我評(píng)價(jià)本次課程設(shè)計(jì)的要求為設(shè)計(jì)分離甲醇和水混合液的精餾塔，是一次理論與實(shí)踐的結(jié)合過(guò)程。塔的底部空間是指塔底封頭之間的垂直距離?！?。假設(shè)熱損失為供熱的10%，則預(yù)熱器供熱量 Q=（32+18）（+25）/=K 取900kcal/m2 h℃設(shè)水蒸氣又相變 Δt=120℃ 塔高包括塔的有效高度、頂部空間和底部空間高度及塔裙高度。，該封頭物理性數(shù)據(jù)如下：公稱直徑（mm）曲面高度（mm）質(zhì)變高度（mm）280070040內(nèi)表面積（m2）容積（m3）本設(shè)計(jì)選用120℃的水蒸氣為介質(zhì)，原料液溫為當(dāng)?shù)販囟?青島地區(qū)平均溫度為25℃。吊柱的設(shè)置對(duì)于補(bǔ)充和更換填料安裝和拆卸內(nèi)件，是既經(jīng)濟(jì)又方便的一項(xiàng)設(shè)置，一半在15m以上的塔都設(shè)置吊柱。塔的操作條件及塔釜風(fēng)頭的材料等因素，對(duì)于在室外操作的塔，還應(yīng)考慮環(huán)境溫度、裙座的結(jié)構(gòu)性能等。塔頂和塔釜也應(yīng)各設(shè)置一個(gè)人孔。本設(shè)計(jì)取25m/s管徑、裙座等附件設(shè)計(jì)人孔是安裝或者檢修人員進(jìn)出塔器的唯一通道。 再沸器的選取取決于處理能力，操作條件及操作方法，本設(shè)計(jì)立式虹吸式再沸器，選擇120℃飽和水蒸氣加熱 Qc=KA 熱流：120℃→120℃ 冷流：℃→℃ ==℃ ==℃ ===℃ 該設(shè)備的熱傳遞系數(shù)K為22605700kcal/m2?h?℃本設(shè)計(jì)采取K=3000cal/m2?h?℃ 所以A===公稱直徑(mm)管數(shù)換熱面積管程數(shù)管長(zhǎng)（mm）公稱壓力Mpa800444206VI600025 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂濺液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過(guò)程不允許出現(xiàn)出塔氣體夾帶霧低的情況下設(shè)置除沫器以保證傳置效率，降低有價(jià)值物料的損失和改善分離塔壓縮機(jī)的操作。根據(jù)本次設(shè)計(jì)體系，甲醇水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式。如圖d，e所示。 如圖c所示。這種布局的優(yōu)點(diǎn)是上升蒸汽壓降較小，蒸汽分布均勻，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，不便維修，當(dāng)需用閥門、流量計(jì)來(lái)調(diào)節(jié)時(shí)，需較大位差，須增大塔頂板與冷凝器間距離，導(dǎo)致塔體過(guò)高。如圖a，b所示。（2） 由圖可以查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以圖82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1） 塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依的計(jì)算式計(jì)算出液相流量的下限值。對(duì)F1型重閥，以=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)計(jì)算，則 ， 又知?jiǎng)t得：據(jù)此，可作出精餾段水平漏液線。表84液泛線數(shù)據(jù)Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s。表83 液泛線數(shù)據(jù)Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 整理可得：在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，算出相應(yīng)的值，列于下表中。表82 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 由上式確定液泛線，忽略式中的，將已知數(shù)據(jù)代入得：與又有如下關(guān)系：整理可得：在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，算出相應(yīng)的值，列于下表中。表81 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 按泛點(diǎn)率為80%計(jì)算如下：整理得：
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