化工原理课程设计-分离水－乙醇混合物精馏塔的设计.doc

辽宁石油化工大学继续教育学院论文目 录第一部分 总论4第二部分 工艺计算6一、原始数据25二、平衡数据25三、物料横算25四、理论塔板数的计算25五、相关物性数据的计算25六、实际塔板数的确定25第三部分 精馏塔的主要工艺尺寸计算8一、塔径的设计25二、塔高的设计25三、塔板结构尺寸的设计25第四部分 筛板的流体力学验算第五部分 操作负荷性能图第六部分 计算结果表第七部分 辅助设备的计算及选型18一、原料贮罐25二、产品贮罐26三、原料预热器26四、塔顶全凝器27五、塔底再沸器27六、产品冷凝器28七、管径的设计29八、泵的计算及选型29第八部分 结论21参考文献 24第一部分 总论乙醇又称酒精，分子式为ch3ch2oh，相对分子质量46.07。为无色透明、易燃易挥发的液体，有酒的气味和刺激性辛辣味，溶于水、甲醇、乙醚和氯仿，能溶解许多有机化合物和若干无机化合物，具有吸湿性，能与水形成共沸混合物。乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在公交、出租车行业内被采用。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。一、设计目的 综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。 熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计思路和结果。 树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。二、设计内容：(1) 精馏塔的物料衡算；(2) 塔板数的确定：(3) 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算；(4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(5) 塔板主要工艺尺寸的计算；(6) 塔板的流体力学验算：(7) 塔板负荷性能图；(8) 精馏塔接管尺寸计算；(9) 绘制生产工艺流程图；(10) 绘制精馏塔设计条件图；(11) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。三、设计方案选定本设计任务为分离水乙醇混合物。 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至产品槽；塔釜采用直接水蒸气加热，塔釜残液送至废热锅炉。1精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。3塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的浮阀塔，浮阀塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。4加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。加料热状态为直接水蒸气加热。5由于蒸汽质量不易保证，采用直接蒸汽加热。6冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。第二部分 工艺计算一、原始数据1、进料量f： （年工作日：300天）2、进料组成（质量分数）wf： wf=0.35 3、塔顶产品的乙醇含量（质量分数）wd： wd=0.904、塔底产品的乙醇含量（质量分数）ww：ww=0.015、泡点进料：q=1；操作压力：常压二、平衡数据：温度/液相中乙醇的摩尔分数汽相中乙醇的摩尔分数温度/液相中乙醇的摩尔分数汽相中乙醇的摩尔分数1000081.50.32730.582695.50.0190.1780.70.39650.6122890.07210.389179.80.50790.656486.70.09660.437579.70.51980.659985.30.12380.470479.30.57320.684184.10.16610.508978.740.67630.738582.70.23370.544578.410.74720.781582.30.26080.55878.150.89430.8943图一 乙醇水溶液txy图绘制txy图三、物料衡算1、原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量为：46 kg/kmol 水的摩尔质量为：18 kg/kmol2、原料的处理量： 原料液的平均分子量：mf=460.17418(10.174)=22.87kg/molf=45000/(3002422.87)=273.25kmol/h=0.0759 kmol/s3、最小回流比rmin的确定：绘制相平衡xy图（图二），从平衡数据中科查出相对应的泡点温度。td=78.62、 tf=83.83、 tw=99.32在xy图上找到q线（q=1）和xd点,过xd点做平衡线的切线即可，见图三。切点坐标：yq=0.642、xq =0.4824、操作回流比r的确定：取操作回流比为：r=1.17rmin=1 5、对全塔作物料衡算：vof=dwf xf= d xdw xw w=l=lqf解得： d=59.36kmol/h、w=332.64kmol/h、vo=118.74kmol/h图二 乙醇水溶液的xy图图三 最小回流比的确定四、理论塔板数的计算因为乙醇与水属于理想物系，可采用图解法求解。1、塔内的气、液相负荷：l=rd=59.36kmol/h=0.0165 kmol/sv=(r1)d=259.36=119.02kmol/h=0.033 kmol/sl=w=332.64kmol/h=0.0924 kmol/sv=vo=119.02kmol/h=0.033 kmol/s2、精馏段、提馏段操作线方程：c、提馏段操作线：3、图解法求理论塔板层数nt在xy图上画出操作线，然后在操作线和平衡线间画阶梯，与平衡线的交点个数就是塔板数。(见图四)从图四可看出结论为：总理论塔板数nt为18块(包括再沸器)进料板位置nf为自塔顶数起第13块。五、相关物性数据求解1、从txy图中可查到塔内的温度塔顶温度：td=78.62 、塔底温度：tw=99.32、进料温度：tf=83.83精馏段平均温度tm=(78.62+83.83)/2=81.25提馏段平均温度：tm=(99.32+83.83)/2=91.58图四 理论塔板图解法2、平均分子量：1）塔顶由xd=y1=0.779 查平衡曲线(图四)得 x1=0.741mvdm=0.77946(10.779)18=39.81kg/molmldm=0.74146(10.741)18=38.75kg/mol2）进料板由yf=0.516 查平衡曲线(图四)得 xf=0.174 mvfm=0.51646(10.516)18=32.45kg/molmlfm=0.17446(10.174)18=22.87kg/mol3) 塔釜由y=0.026 查平衡曲线(图四)得 x=0.002 mvwm=0.02646(10.026)18=18.73kg/molmlwm=0.00246(10.002)18=18.06kg/mol4) 精馏段的平均分子量mvm=(39.8132.45)/2=36.13kg/molmlm=(38.7522.87)/2=30.81kg/mol5) 提馏段的平均分子量mvm=(32.4518.73)/2=25.59kg/molmlm=(22.8718.06)/2=20.47kg/mol3、密度的计算1）气相：由理想气体状态方程得a、精馏段vm=pmmvm/rtm=(101.336.13)/8.314(27381.23)=1.24kg/m3b、提馏段vm=pmmvm/rtm=(101.325.59)/8.314(273+91.58)=0.86kg/m32) 液相：查【化工原理第三版化学工业出版社附录三、五（p359360363）】可得纯物质的密度。液相乙醇,kg/m3水,kg/m3混合密度lm=1/(wa/lawb/lb), kg/m3td=78.62735.85972.631/(0.88/735.85+0.12/972.63)=757.99tf=83.83732.85969.31/(0.35/732.85+0.65/969.3)=870.95tw=99.32718.84958.91/(0.005/718.84+0.995/958.9)=957.3精馏段平均密度lm=(757.99+870.95)/2=814.47kg/m3提馏段平均粘度lm=(870.95+957.3)/2=914.13kg/m34、平均粘度的计算：液相平均粘度依下式计算 即lm=xii液相乙醇,mpas水, mpas平均粘度 lm=xiitd=78.620.4510.370d=0.7410.4510.2590.370=0.430tf=83.830.4210.340f=0.1740.4210.8260.340=0.354tw=99.320.3350.285w=0.0020.3350.9980.285=0.285由【化工原理第三版化学工业出版社附录三、五（p359360363）】精馏段平均粘度lm=(0.43+0.354)/2=0.392mpas提馏段平均粘度lm=(0.285+0.354)/2=0.32mpas5、平均表面张力的计算：【化工原理第三版化学工业出版社附录十（p379）】液相平均表面张力依下式计算 即lm=xii液相乙醇,mn/m水, mnm平均粘度 lm=xiitd=78.6217.562.83d=0.74117.50.25962.83=29.24tf=83.8317.261.87f=0.17417.20.82661.87=54.1tw=99.3216.0158.99w=0.00216.010.99858.99=58.9精馏段液相平均表面张力lm=(58.9929.2454.1)/2=41.67mn/m提馏段液相平均表面张力lm=(58.954.1)/2=56.5mn/m6、相对挥发度的计算： 1）塔顶：由 y1=0.779、 x1=0.741代入上式2）进料板：由xf=0.174 、 yf=0.516 代入上式3）塔底：由xw=0.002 、yw=0.026代入上式平均相对挥发度：六、实际塔板数的确定全塔效率： 则 实际塔板层数np的求取np=nt/et=18/0.398=45块精馏段实际塔板数 n精=13/0.398=32.733块第三部分 精馏塔主要工艺尺寸设计浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。一、塔径的设计【参考化工原理第三版化工出版社p312313】1、精馏段塔径的计算：1）气、液相体积流率为vs=vmvm/3600vm=(0.03336.13)/1.24=0.962m3/sls=lmlm/3600lm=(0.016530.81)/814.47=0.000624m3/s2）选择板间距ht：根据化工原理第三版化工出版社p311页表6-5可查得塔径/mm80012001400240026006600板间距/mm300,350,400,450,500,400,450,500,550,600,650,700450,500,550,600,650,700,750,800取 ht=400mm=0.45m3）选择塔板上清液层的平均高度hl：取hl=0.05m 则 分离空间 hthl=0.4m（该参变量反映液滴沉降空间的高度对负荷系数的影响）4）查表面张力为20mn/m时的c20=0.084 【查化工原理第三版化工出版社p313图6-58史密斯关联图】5）表面张力为时负荷因子c值6）最大允许空塔气速umax：7）空塔气速u：安全系数通常为0.60.8，取安全系数为0.8u =（安全系数）umax = 0.82.492=1.99m/s8）塔径d精馏：根据化工原理课程设计p99的塔径数据表圆整整块式塔板300350400450500600800900分块式单流塔板80010001200140028003000 圆整d=800mm2、提馏段塔径的计算：1）气、液相体积流率为vs=vmvm/3600vm=(0.03325.59)/0.86=0.982m3/sls=lmlm/3600lm=(0.092420.47)/914.13=0.00207m3/s2）选择板间距ht：根据化工原理第三版化工出版社p311页表6-5可查得ht=400mm=0.45m3）选择塔板上清液层的平均高度hl：hl=0.05m则 分离空间 hthl=0.4m4）查史密斯关联图，表面张力为20mn/m时的c20=0.08155）表面张力为时负荷因子c值6）最大允许空塔气速umax：7）空塔气速u：u =（安全系数）umax = 0.63.259=1.955m/s8）塔径d提馏： 圆整d提馏=900mm 塔径d取精馏段和提馏段塔径的较大者，则d=900mm3、塔截面积at：4、实际空塔气速： 则安全系数为 (安全系数在充许的范围内，符全设计要求)二、塔高的设计（不包括裙座）全塔的高度应为有效高度、塔顶高度及塔底高度三部分之和。z=hd(np2s)htsht,hfhw 1）实际塔板数np：np=45块2）板间距ht：ht=0.45m3）人孔数s：s=54）人孔两板间的间距ht，：ht,= 0.6m设有人孔的上下两塔板间距应大于或等于600mm，根据清洁程度和塔板安装方便确定。5）塔顶空间hd：作用是安装塔板和开人孔的需要，也是使气体中的液滴夹带现象减少，必要时还可节省破沫装置。一般在1.01.5m，d大时可适当增大。取hd=1.2m6）塔底空间hw：具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底有1015分钟的储量，以保证塔底料液不至排空。取时间t=10min=600s 则 故 hw=h釜液高d=1.9530.9=2.85m7）进料段高度hf：取决于进料口的结构型式和物料状态，一般hf要比ht大，有时要大一倍。 取hf=0.5m则全塔高度z=1.2(4525)0.4550.60.52.85=24.65mhthlhwhowho三、塔板结构尺寸的设计因d800，故采用单溢流型分块式塔板。【化工过程及设备设计pp169】（一）溢流装置：溢流装置包括溢流堰和降液管。因塔径d=900m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。) 【参考化工原理第二版化工出版社下p135】各项计算如下：1、堰长lw：一般取塔径的0.60.8倍。 取lw=0.6d=0.600.9=0.54 m2、溢流堰上清液层高度（堰液头）how： 式中：e液流收缩系数，查图得（化工原理第二版化工出版社下p136图8-15）e=1.0； lh液体流量,m3/h； lw堰长，m。则精馏段： 提馏段：3、板上清液层高度hl：一般常压塔取50100mm之间。取 hl=0.05 m4、溢流堰高度hw： 堰高是用来保持板上的清液层和泡沫层的必要高度，以保证气液两相有足够的接触面积。 hw=hlhow 【化工原理第二版化工出版社下p136】选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 故 hw精馏=0.0427m hw提馏=0.0337m5、降液管：选用弓形降液管。为保证降液管底部被液体封住，防止气体直接窜入降液管而造成短路，要求降液管底隙高度ho小于hw。1）降液管底隙高度ho：取精馏段ho=20mm；提馏段ho=25mm （不宜小于2025mm）2）液体通过降液管底隙时的流速： 精馏段： 提馏段： 【一般uo在0.070.25m/s之间，太大，阻力大】3）降液管的宽度wd查【化工原理第二版化工出版社下p137图8-17】由lw/d=0.6，查图可得wd/d= 0.11则wd=0.110.9=0.099m 4）降液管的截面积af由lw/d=0.6，查图可得af/at=0.053 则 af=0.0530.636=0.0337 m25）验算液体在降液管中的停留时间： 式中hd降液管内清液层高度，m。一般为塔板间距的一半，即hd=0.5ht。 【化工原理第三版化工出版社下p306】 ls液体的体积流量，m3/s则 精馏段： 提馏段：验证结果为降液管设计符合要求。5、受液盘： d=900mm，选用凹形受液盘，深度为50mm以上，不大于1/3ht。深度hw=55mm。（二）塔板布置的设计塔板由溢流区、鼓泡区、无效区和安定区四个区域组成。1、溢流区：安放溢流部件的区域，因所选塔板是3/4圆弧围成的形状，所以溢流区是1/4圆弧围成的形状。2、无效区：设置支持塔板的边梁，区域的宽度wc。 取wc=40mm3、安定区：处于降液管与鼓泡区之间，鼓泡区与溢流堰间的不开孔区域。作用是减少漏液或防止大量气泡被带入降液管中。 取 ws=70mm4、鼓泡区：是气液两相进行接触实现传质过程的有效区，筛孔布置在这区域内。面积aa：式中 x=d/2(wdws)=0.45(0.0880.07)=0.292r= d/2wc=0.450.04=0.41代入公式计算出 aa=0.315m2四、浮阀的布置设计：1、选型：采用f1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。2、浮阀的排列：浮阀数目 ； 气体通过阀孔时的速度取动能因数f=12，那么，因此个由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为： 取时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t=70mm画出阀孔的排布图，图中总阀孔数目为80个。气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因数： (在912之间)开孔率：开孔率满足要求。（三）分块塔板设置分块式塔板是自身梁式结构，靠塔壁的两块是弓形板，中间的是两块矩形板（其中一块是通道板）。长度为l=d2wd56=90020.09956=844mm第四部分 塔板的流体力学验算【化工原理第二版化工出版社下p139】一、气体通过浮阀塔板的压力降hp： hp = hc hl h1、干板阻力hc：浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为：精馏段：提馏段：因为所以精馏段：提馏段：2、取板上液层充气程度因数，那么：3、由于表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：精馏段： hp=hc+hl+h=0.08130.0250=0.106m液柱提馏段： hp=hc+hl+h=0.07250.0250=0.0975m液柱气体通过每层塔板的压降为精馏段：pp= hplg =0.106814.479.81=846.93pa提馏段：pp= hplg =0.0975914.139.81=874.34pa二、淹塔：【化工原理课程设计p104】为防止塔内发生液泛，降液管内液高度hd应服从式子hd(hthw)1、取= 0.5，则精馏段：(hthw)=0.5（0.45+0.0427）=0.246m提馏段：(hthw)=0.5（0.45+0.0337）=0.394m2、溢流管内的清液层高度精馏段：hd=0.153(uo)2=0.153(0.058)2=0.000515m液柱hd=hp+hl+hd=0.106+0.05+0.000515=0.157m液柱提馏段：hd=0.153(uo)2=0.153(0.153)2=0.00358m液柱hd=hp+hl+hd=0.0975+0.05+0.00358=0.151m液柱可见，即不会产生液泛。三、漏液验算：动能因数，相应的气相最小负荷为：精馏段： 提馏段：可见不会产生过量漏液。四、 雾沫夹带验算1、精馏段：查得物性系数，泛点负荷系数cf=0.108zl=d2wd=0.920.099=0.702ab=at2af=0.63620.0337=0.569m2则：2、提馏段：查得物性系数，泛点负荷系数cf=0.101zl=d2wd=0.920.099=0.702ab=at2af=0.63620.0337=0.569m2则：可见，雾沫夹带在允许的范围（小于80%）之内第五部分 塔板操作负荷性能图负荷性能图是以气相的体积流量vg为纵坐标，液相的体积流量vl为横坐标，在直角坐标系里标绘，该图所限定的范围即为塔内正常操作的范围。一、雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：精馏段：提馏段：整理可得雾沫夹带上限方程为：精馏段：vs=1.25924.45ls提馏段：vs=1.33231.112ls则代入相关数据得下表：ls,m3/s00.0020.0040.0060.008vs,m3/s1.2591.2101.1611.1121.063vs,m3/s1.3321.2691.2071.1451.083二、液泛线：液泛线方程为1、精馏段：2、提馏段：分别代入上式化简后可得：精馏段：提馏段：整理下表：ls,m3/s00.0020.0040.0060.008vs,m3/s5.9035.264.6043.7662.725vs,m3/s9.2178.2757.4136.375.158三、液体负荷上限线取，那么四、漏液线取动能因数，以限定气体的最小负荷：精馏段：提馏段：五、液相负荷下限线取代入的计算式：整理可得：ls,min=0.00046m3/s六、 绘制操作负荷性能图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。精馏段负荷性能图024681000.00150.0030.0045ls1/(m3/s)vs1/(m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点p(全塔的平均气液流量)在正常的操作范围内。连接op作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得：由图中可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得vs,max= 5.43/s vs,min= 2.8m3/s故操作弹性为vs,max/ vs,min= 1.98第六部分 设计结果表序号项目塔顶进料处塔底1料液流量，d=59.36f=273.25w=332.62温度，td =78.62tf =83.83tw =99.323分子量，kg/kmol气相mvd=39.81mvf=32.45mvw=18.73液相mld=38.75mlf=22.87mlw=18.064组成质量分率wd=0.90wf=0.35摩尔分率xd=0.7788xf=0.174xw=0.0039第一块板进料板最后一块板气相组成y1=xd=0.7788yf=0.516y1=0.025液相组成x1=0.741xf=0.220x1=0.00365密度，kg/m3乙醇735.85732.85718.84水972.63969.3958.9混合物757.99870.95957.36粘度，mpas乙醇0.4510.4210.335水0.3700.3400.285混合物0.430.3540.2857表面张力，mn/m乙醇17.517.216.01水62.8361.8758.99混合物58.9954.158.98相对挥发度1.2325.00613.32序号项目精馏段提馏段1平均温度 tm 81.2591.582平均分子量，kg/kmol气相36.1325.59液相30.8120.473平均密度，kg/m3气相1.24814.47液相0.86914.134平均粘度，mpas0.3920.325平均表面张力，mn/m41.6756.56气相流量vs 体积流量， m3/s0.9620.982摩尔流量，kmol/s7液相流量 ls体积流量， m3/s0.0006240.00207摩尔流量，kmol/s8回流比19实际塔板数4510有效段高度 z m24.6511精馏塔塔径 m112板间距 m0.413溢流形式单溢流14降液管形式弓形15堰长 m0.5416堰高 m0.042717板上液层高度 m0.0518堰上液层高度 m0.007350.016319降液管底隙高度 m0.020.02520安定区宽度 m0.0721边缘区宽度 m0.0422开孔区面积 m2301223筛孔直径 m0.03924筛孔数目8025孔中心距 m0.049326开孔率 14.127空塔气速 m/s1.991.95528筛孔气速 m/s10.0729稳定系数30每层塔板压降 kpa846.93874.3431负荷上限液泛控制32负荷下限漏液控制33液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.6120.55934气相负荷上限 m3/s35气相负荷下限 m3/s36操作弹性2.86符号（英文字母）说明：24aa- 塔板的开孔区面积，m2af- 降液管的截面积, m2ao- 筛孔区面积, m2 at-塔的截面积, m2pp-气体通过每层筛板的压降c-负荷因子 无因次t-筛孔的中心距c20-表面张力为20mn/m的负荷因子do-筛孔直径 uo-液体通过降液管底隙的速度d-塔径, mwc-边缘无效区宽度ev-液沫夹带量， kg液/kg气wd-弓形降液管的宽度et-总板效率ws-破沫区宽度r-回流比rmin-最小回流比 m-平均摩尔质量, kg/kmoltm-平均温度, g-重力加速度 9.81m/s2z-板式塔的有效高度fo-筛孔气相动能因子, kg1/2/(s.m1/2)hl-进口堰与降液管间的水平距离 ,m-液体在降液管内停留时间hc-与干板压降相当的液柱高度,m-粘度hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度,m-密度hf-塔板上鼓层高度, m-表面张力hl-板上清液层高度, m-液体密度校正系数h1-与板上液层阻力相当的液注高度, m下标ho-降液管的义底隙高度, mmax-最大的how-堰上液层高度, mmin-最小的hw-出口堰高度, ml-液相的hw-进口堰高度, mv-气相的h-与克服表面张力的压降相当的液注高度, mh-板式塔高度, mhb-塔底空间高度, mhd-降液管内清液层高度, mhd-塔顶空间高度, mhf-进料板处塔板间距, mhp-人孔处塔板间距, mht-塔板间距, mh1-封头高度, mh2-裙座高度, mk-稳定系数lw-堰长, mlh-液体体积流量, m3/hls-液体体积流量, m3/sn-筛孔数目 p-操作压力, kpap-压力降, kpapp-气体通过每层筛的压降, kpat-理论板层数u-空塔气速, m/su0,min-漏夜点气速, m/suo -液体通过降液管底隙的速度, m/svh-气体体积流量, m3/hvs-气体体积流量, m3/swc-边缘无效区宽度, mwd-弓形降液管宽度, mws -破沫区宽度, mz - 板式塔的有效高度, m 希腊字母-筛板的厚度, m-液体在降液管内停留的时间, s-粘度, mpa.s-密度, kg/m3-表面张力,n/m-开孔率,无因次-质量分率,无因次 下标max- 最大的min - 最小的l- 液相的v- 气相的 辽宁石油化工大学继续教育学院论文第七部分 辅助设备的计算及选型一、原料贮罐 设计原料的储存利用时间为3天wm,h=1.736kg/s360024h3=449971.2kg 则可知：v= wm,h/进料密度=449971.2/870.95=516.64m3设其安全系数为：0.8 则有：v实际=516.64/0.8=645.81m3二、产品贮罐设计产品的储存时间为3天wm,h=59.3638.7524h3=165614.4kg 产品密度=757.99kg/m3 则可知：v= wm,h/产品密度 =165614.4/757.99=218.49 m3设其安全系数为：0.8 则有：v实际=218.49/0.8=273.11 m3选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（hg-21502.1-92）原料储罐的选择规格为：名称标准序号公称体积/m3计算体积/m3内径/mm总高/mm材料总重/kg规格hg-21502.1-92-218750714.57950010338q235-a.f21840产品储罐的选择规格为名称标准序号公称体积/m3计算体积/m3内径/mm总高/mm材料总重/kg规格hg-21502.1-92-20830027375008305q235-a.f12760三、原料预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中在进出预热器的平均温度以及的情况下可以查得比热，所以，釜残液放出的热量若将釜残液温度降至那么平均温度其比热为，因此，可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点选择传热系数k=800 w/(m2k)则传热面积由下列公式计算：a=q/（ktm） 其中 tm=(t1t2)/ln(t1/t2)=12.68 k 故有：a=q/（k tm）= 102.23 m2取安全系数为0.8 则a实际=102.23/0.8=127.78 m2选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：192mm名称公称直径dg/mm公称压力pg/mpa管程数n管子根数n规格6002.5370名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格-0.0163127.786000四、塔顶全凝器塔顶全凝器的热负荷：可以查得，所以取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和35则平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：冷凝塔顶产品由温度78.62冷却到温度40采用冷凝水由25到35 知道tm=(t1t2)/ln(t1/t2) =26.57k选择k=800w/( m2k) 则有：a= qc /(ktm)=174.16m2 取安全系数为0.8实际面积a=174.16/0.8=217.7 m2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径dg/mm公称压力pg/mpa管程数n管子根数n规格9000.6554名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0435217.76000五、管径的设计1、塔顶蒸气出口管的直径dv操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 dv=(4vs/uv)1/2，其中dv-塔顶蒸气导管内径m