发布时间 : 星期二 文章化工原理课程设计 精馏塔更新完毕开始阅读464cc6728e9951e79b892746
QC9.15?106所以WC???2.15?105kg/h
CPC(t2?t1)4.25?(35?25)⑶加热器热负荷及全塔热量衡算
列表计算乙醇、正丙醇在不同温度下混合物的比热容CP(单位：kJ/(kg??C))
塔顶 温度/℃ 79.82 乙醇 38.627 正丙醇 43.73 精馏段：
乙醇 CP1(tLD?tF)?38.317?(79.82?86.59)??259.406kJ/kg 正丙醇 CP2(tLD?tF)?43.399?(79.82?86.59)??293.811kJ/kg 提镏段：
乙醇 CP1(tW?tF)?37.181?(97.99?86.59)?423.863kJ/kg 正丙醇 CP2(tW?tF)?42.192?(97.99?86.59)?480.989kJ/kg
塔顶流出液的比热容：
''CP1?CP1xD?(1?xD)CP2?38.317?0.9454?43.399?(1?0.9454)?38.594kJ/(kg??C)塔釜 97.99 36.721 41.704 进料 86.59 37.918 42.975 精馏段 82.79 38.317 43.399 提镏段 93.61 37.181 42.192
塔底馏出液的比热容：
''CP2?CP1xW?(1?xW)CP2?37.181?0.00013?(1?0.00013)?42.192?42.191kJ/(kg??C) 为简86.59℃时的焓值为基准。
kmol/s?0.009976?3600?46?1652.0256kg/h 根据表 可得：D?0.009976kmol/s?0.008294?3600?60?1791.504kg/h W?0.008294
QD?D?CP1dt?DCP1?ttFtLD
?1652.0256?38.627?(79.82?86.59)??4.32?105kJ/hQW?W?CP2dt?W?CP2?ttFtW
51791.504?41.704?(97.99?86.59)?8.517?10kJ/h对全塔进行热量衡算：
QF?QS?QD?QW?QC QF?0
23
所以QS??4.320?105?8.517?105?9.15?106?1.04?107kJ/h 由于塔釜热损失为10%，则η=90%
1.04?107所以 Q???1.156?107kJ/h
?0.9'SQS式中 QS——加热器理想热负荷；
' QS——加热器实际热负荷；
QD——塔顶馏出液带出热量； QW——塔底馏出液带出热量。 加热蒸汽消耗量：
差得：?HV水蒸气?2168.1kJ/kg(133.3?C,300kPa)
Qs'1.156?107Wh???5.332?103kg/h ?Hv2168.1⑷热量衡算结果 热量衡算结果表 符QF Qc kJ/h Wc kg/h QD kJ/h QW kJ/h Q′S kJ/h Wh kJ/h 号 kJ/h 数106 2.15×105 0 105 8.517×105 1.156×107 5.332×103 9.15×4.32×值 8.4泵的选择
用泵将料液输送到5米高的容器中，泵的吸入管道为?25mm?2.5mm的无缝钢管,容器的表压为0.05Mpa，进料泵的流速 uF=1m/s， 主加料管长为20m，90?弯头5个，截止阀（全开）２个。 则???0.75?5?6.4?2?16.55
已知： ?F?841.45Kg/m3 ?F??C?F??(1??F)?0.437m.Pa.s
?Re?dFuF?F?F?0.02*1*841.45?3.87*104?104 湍流 ?30.437*10 ??0.316Re?0.25?0.023N/℃
2?L?uF2012?? HF????d????2g??0.023*0.02?16.55?*2*9.8?2.02m ??F?? 扬程:
24
?uF?PF120.05*106He??z???HF?5???2.02?7.56m
2gPFg2*9.8105*103*9.8 额定: Hc=(1.05~1.10)He=7.94～8.32m.取Hc=8.2m.
7.92*103*103?1.31m3/h 流量: V?841.45*300*242所以泵型号为 : IS50-32-160
型号 流量m3/h 扬程m 电机功率 kw 轴功率 kw 转速 n/(r/min) 效率 泵壳许用压力Kgf/cm3 IS65—50-160 3.75 8.5 0.55 0.25 1450 35% 52/38 浮阀塔工艺设计计算结果列表
浮阀塔工艺设计结果
单
项目 符号 位 精馏段 提留段 备注 塔径 D m 0.8 0.8 塔间距 塔板类型 空塔气速 堰长 堰高
板上液层高度 降液管底隙高 浮阀数 浮阀动能因子 临界阀孔气速 阀孔气速 孔心距 排心距 单板压降
HT u lw hw hl h0 N F0 u0c u0 t t` △PP
m 0.4 0.4 单溢流弓形降液管 整块式塔板 m/s 0.83 0.53 m m m m m/s m/s m m Pa
0.52 0.055 0.005 0.009 39 10.73 8.66 10.07 75 90 617.05
0.52 0.075 0.0075
0.015
23 等腰三角形叉排 9.74 10.53
12.02 同一横排孔心距 90 相邻横排中心距离 120 648.83
25
降液管内清夜层高度 泛点率 气相负荷上限 气相负荷下限 操作弹性
Hd m %
(Vs)max m3/s (Vs)min m3/s
0.14 0.134
42.77 23.44441
物沫线控
0.685 0.562 制
下限线控
0.325 0.13 制 1.63 2.09
液泛线控制
漏液线控制
主要符号说明
符号 F D W x V L μ 意义 进料流量 塔顶产品流量 塔釜产品流量 进料组成 上升蒸汽流量 下降液体流量 粘度 板效率 压强 温度 回流比 塔板数 进料状况参数 分子量 操作物系的负荷因子 密度 表面张力 空塔气速 板间距 板上液层高 降液管低隙高度 停留时间 塔径 塔截面积 弓形降液管面积 重力加速度 降液管宽度 阀孔气速 SI单位 kmol/h； kmol/h； kmol/h； 无因次 kmol/h； kmol/h； mPa·s 无因次 Pa ℃； 无因次 无因次 无因次 kg/kmol； m/s kg/m3； mN/m； m/s； m； m； m S m； m2； m2； N/kg m； m/s； 26
ET P t R N q M C ρ σ u HT hL h0 ? D AT Af g Wd uo