化工原理課程設(shè)計--丙酮水連續(xù)精餾塔的設(shè)計.doc

吉林化工學(xué)院化工單元設(shè)計吉林化工學(xué)院化工單元設(shè)計題目： 年處理4萬噸丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計 教 學(xué) 院 石油化工學(xué)院 專業(yè)班級 化工1204 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號 12110432 指導(dǎo)教師 劉艷杰 2014年12月5日 設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目 年處理4萬噸丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計 二、設(shè)計條件生產(chǎn)時間8000小時,處理量4萬噸/年，進料含丙酮55%塔頂操作壓力常壓（絕壓） 塔頂采用全凝器，泡點回流 塔釜為飽和蒸汽間接加熱 篩板塔精餾設(shè)計塔頂產(chǎn)品丙酮濃度不低于98%（質(zhì)量分率） 塔底釜液丙酮不高于1%（質(zhì)量分率）三、設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的物料衡算、熱量衡算和設(shè)備設(shè)計計算及輔助設(shè)備設(shè)計選型計算。繪制生產(chǎn)工藝流程圖、精餾塔設(shè)計條件圖。撰寫設(shè)計說明書。 目 錄摘要1第一章 緒論21.1設(shè)計方案的選擇21.2流程設(shè)計31.3主要設(shè)計任務(wù)4第二章 精餾塔的工藝設(shè)計52.1產(chǎn)品濃度的計算52.2平均相對揮發(fā)度的計算62.3最小回流比的計算的適宜回流比的確定62.4物料衡算72.5精餾段和提餾段操作線方程72.6逐板法確定理論板數(shù)及進料位置82.7全塔效率的計算82.8實際塔板數(shù)及加料位置的計算9第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算103.1物性數(shù)據(jù)計算103.2精餾塔的主要工藝尺寸的計算163.3精餾塔流體力學(xué)校核203.4塔板負荷性能圖23第四章 熱量衡算284.1塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負荷284.2公用工程的用量30第五章 塔的輔助設(shè)備的設(shè)計計算315.1冷凝器和再沸器的計算與選型315.2泵的設(shè)計選型325.3回流罐的設(shè)計34結(jié)論35結(jié)束語36參考文獻37主要符號說明38附錄40摘要本次化工單元設(shè)計主要是丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計，包括精餾塔的物料衡算、熱量衡算、精餾塔工藝尺寸計算和塔輔助設(shè)備的設(shè)計計算。精餾塔設(shè)計中理論板數(shù)6塊板，實際板數(shù)16塊板，全塔效率為31.25%。精餾塔流體力學(xué)驗證，證明了精餾塔可以正常操作。由漏液線、液沫夾帶線、液相負荷下限、液相負荷上限、液泛線等畫出塔板負荷性能圖，分別得出精餾段和提餾段的操作彈性為8.25和4.364，精餾塔可在正常范圍內(nèi)操作。關(guān)鍵詞：丙酮-水、連續(xù)精餾、篩板塔、工藝設(shè)計第一章 緒論1.1設(shè)計方案的選擇 1.1.1塔設(shè)備的類型塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的傳質(zhì)設(shè)備，根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可以分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體一鼓泡或噴射形式穿過板上的液層進行傳質(zhì)與傳熱，塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩大類，工業(yè)應(yīng)用以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有以下幾種： 泡罩塔板 泡罩塔板是最早在工業(yè)上大規(guī)模應(yīng)用的板型之一，有成熟的設(shè)計方法和操作經(jīng)驗。氣體接觸良好，操作彈性范圍大，而且耐油污、不易堵塞。20世紀上半葉，隨著化學(xué)工業(yè)、煉油與石油 化學(xué)工業(yè)的高速發(fā)展，在生產(chǎn)中大量應(yīng)用著蒸餾、吸收等氣液兩相傳質(zhì)操作。 篩孔塔板 篩板塔普遍用作H2S-H2O雙溫交換過程的冷、熱塔。應(yīng)用于蒸餾、吸收和除塵等。在工業(yè)上實際應(yīng)用的篩板塔中，兩相接觸不是泡沫狀態(tài)就是噴射狀態(tài)，很少采用鼓泡接觸狀態(tài)的。篩板塔優(yōu)點：結(jié)構(gòu)簡單、造價低；氣流壓降小、板上液面落差小板效率高。 浮閥塔板浮閥塔板上開有定形狀的閥孔(圓形或矩形)，孔中安有可上下浮動的閥片有圓形、矩形、盤形等，從而形成不同型式的浮閥塔板。浮閥塔板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、制造方便、造價低塔板開孔率大，其缺點是處理結(jié)焦、高粘度物系是，閥片易與塔板粘結(jié)，在操作過程中會發(fā)生卡死等現(xiàn)象，使塔板操作彈性下降。在本設(shè)計中采用的是篩板塔。 1.1.2操作條件確定操作壓力的選取精餾塔操作可在常壓、減壓和加壓中進行，精餾操作中壓力影響非常大，當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發(fā)度將增加，對分離有利。但當壓力太低時，對設(shè)備要求高，設(shè)備費用增加。因此在設(shè)計時一般采用常壓精餾。丙酮-水系統(tǒng)在常壓下相對揮發(fā)度較大，故本設(shè)計采用常壓精餾。加料熱狀況 泡點進料，q=1 加熱方式采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。 回流比的選擇選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低，一般經(jīng)驗值為R=(1.12.0)Rmin 。 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂冷凝溫度要求不低于30，常用的冷卻劑是水和空氣，工業(yè)上多用冷卻水，冷卻水可以是江、河及湖水，受本地氣溫限制，冷卻水一般為1025，故本設(shè)計選用25的冷卻水，選升溫10，即冷卻水的出口溫度為35。塔釜加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱介質(zhì)有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸汽是一種應(yīng)用最廣泛的加熱介質(zhì)，由于飽和水蒸汽冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準確地控制加熱速度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達1001000，適用于高溫加熱，煙道氣的缺點是是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難，本設(shè)計選用300KPa（溫度為133.3）的飽和水蒸氣作為加熱介質(zhì)，水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不復(fù)雜。 1.1.3換熱器的選擇換熱器是許多工業(yè)部門的通用工藝設(shè)備，尤其是石油、化工生產(chǎn)中應(yīng)用更為廣泛，在化工廠中換熱器可作為加熱器、冷卻器、蒸發(fā)器和再沸器等。列管換熱器是目前化工生產(chǎn)中應(yīng)用最廣泛的一種換熱器，它的結(jié)構(gòu)簡單、堅固、制造容易，材料廣泛，處理能力大，適用性強，尤其是在高溫高壓下較其它換熱器更為適用，是目前化工廠中主要的換熱設(shè)備，列管換熱器的類型主要有一下幾種：固定管板式換熱器 浮頭式換熱器 U形管式換熱器 填料函式換熱器 其中固定管板是換熱器的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、緊湊、制造成本低；管內(nèi)不易結(jié)垢，即使產(chǎn)生污垢也便于清洗。 缺點是殼程檢修困難主要適用于殼體和管束溫差小，管外物料比較清潔，不易結(jié)垢的場合。所以在本設(shè)計中采用固定管板式換熱器中的列管換熱器，管外走氣體，管內(nèi)走液體。1.1.4泵的選擇化工用泵主要有離心泵、往復(fù)泵、回轉(zhuǎn)式泵、旋渦泵等。由于離心泵具有寬范圍寬流量和寬揚程等特點，且范圍適用于輕度腐蝕性液體多種控制選擇流量均勻、運轉(zhuǎn)平穩(wěn)、振動小，不需要特別減震的基礎(chǔ)，設(shè)備安裝、維護檢修費用較低等，故本設(shè)計采用離心泵。1.2流程設(shè)計1.2.1流程敘述丙酮-水物料從儲罐V0101出來，由泵P0101打入換熱器E0101，經(jīng)過換熱器加熱到61.275后進入精餾塔T0101進行分離，在塔釜的采出主要是水，其中一部分經(jīng)再沸器E0102回到精餾塔T0101，一部分由產(chǎn)品泵P0103打入釜液冷卻器E0105,冷卻到30后進入釜液儲罐V0104，塔頂采出丙酮，經(jīng)全凝器E0103后產(chǎn)品進入回流罐V0102，一部分由回流泵P0102再次打入精餾塔T0101，一部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器E0104冷卻到30后進入產(chǎn)品儲罐V0103。 1.2.2流程示意圖圖1-1工藝流程圖1.3主要設(shè)計任務(wù)完成精餾塔的物料衡算、熱量衡算和設(shè)備設(shè)計計算及輔助設(shè)備設(shè)計選型計算。繪制生產(chǎn)工藝流程圖、精餾塔設(shè)計條件圖。撰寫設(shè)計說明書。第二章 精餾塔的工藝設(shè)計2.1產(chǎn)品濃度的計算2.1.1液相濃度計算將各項組成由質(zhì)量分數(shù)換算為摩爾分數(shù)：=55% =27.5%=98% =93.83%=1% =0.31%2.1.2溫度計算由附表1中數(shù)據(jù)，利用插值法求得、進料溫度：= =61.275塔頂溫度：= =57.117塔底溫度: = =97.737精餾段平均溫度：=59.196提餾段平均溫度：=79.506全塔平均溫度:=72.0432.1.3氣相組成計算=57.117 =61.275 =97.737: = =95.64%: = =82.63%: =7.84%精餾段：液相組成：氣相組成：提餾段：液相組成：氣相組成：2.2平均相對揮發(fā)度的計算根據(jù)=由 =0.275 =0.8263: = = =12.54由 =0.9383 =0.9564: = = =1.442由 =0.0031 =0.0784: = 精餾段平均相對揮發(fā)度：= 提餾段平均相對揮發(fā)度：= 全塔平均相對揮發(fā)度：已知相對揮發(fā)度可得出平衡方程： 2.3最小回流比的計算的適宜回流比的確定利用解析法求最小回流比泡點進料時則有適宜回流比R=20.175=0.352.4物料衡算已知數(shù)據(jù)：丙酮的摩爾質(zhì)量 =58kg/kmol,水摩爾質(zhì)量=60kg/kmol=0.275 =0.9383 =0.0031 原料處理量總物料流量衡算塔底物料流量衡算：解得： 塔頂產(chǎn)品的相對分子質(zhì)量： 塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量： 塔釜產(chǎn)品的相對分子質(zhì)量： 塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量： 2.5精餾段和提餾段操作線方程已知： =0.275 =0.9383 =0.0031 帶入數(shù)據(jù)得出精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：2.6逐板法確定理論板數(shù)及進料位置已知：平衡方程： 精餾段操作線方程： 提餾段操作線方程： 利用逐板法求理論板如下：精餾方程 ,所以第二塊板為進料板，下面進入提餾段 提餾提餾提餾 因為,所需總理論板數(shù)為6塊（包快再沸器），第2塊為進料板，精餾段1塊板，提餾段5塊板。2.7全塔效率的計算2.7.1粘度計算已知： 根據(jù)附表2中數(shù)據(jù)，利用插值法求得： : : : 精餾段粘度：=提餾段粘度：=2.7.2板效率計算板效率可用奧康奈爾公式 式中：-塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度 -塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mpa.s精餾段 =所以 塊提餾段= =所以 全塔效率2.8實際塔板數(shù)及加料位置的計算得出全塔共16塊板（包括再沸器），進料位置是第3塊板。第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算3.1物性數(shù)據(jù)計算3.1.1密度計算已知：混合液體密度：（為質(zhì)量分數(shù)，為平均相對分子質(zhì)量） 混合氣體密度：已知：=57.117 =61.275 =97.737 =0.9564 =0.8263 =0.0784 可求出精餾段和提餾段的氣液相摩爾組成精餾段： 提餾段： 根據(jù)附表3中數(shù)據(jù)，利用插值法求得在、下的丙酮和水的密度= = 由以上數(shù)據(jù)可求出： 精餾段平均密度:提餾段平均密度:3.1.2摩爾組成計算3.1.3操作壓力計算塔頂操作壓力每層塔板壓降進料板操作壓力塔底操作壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力3.1.4混合液體表面張力計算二元有機物-水溶液表面張力可用以下公式計算（丙酮q=2） 式中： 注：下角標W、O、S分別代表水、有機物及表面部分，、指主體部分的分子數(shù)；、指主體部分的分子體積；、為純水、有機物的表面張力，對于丙酮q=2。 已知：=57.117 =61.275 =97.737根據(jù)附表4數(shù)據(jù) ，利用插值法求得在、下的丙酮和水的表面張力丙酮在塔頂、塔底、進料的表面張力 塔頂表面張力：= = =聯(lián)立方程組： 帶入數(shù)據(jù)求得： 原料表面張力：= = 聯(lián)立方程組： 代入數(shù)據(jù)求得 ： 塔底表面張力： = 聯(lián)立方程組： 代入數(shù)據(jù)求得： 精餾段的平均表面張力：提餾段的平均表面張力：3.2精餾塔的主要工藝尺寸的計算3.2.1體積流量的計算已知： 精餾段：已知： 則質(zhì)量流量：體積流量：提餾段：已知： 則質(zhì)量流量：體積流量：3.2.2塔徑的計算精餾段：由=（安全系數(shù)），安全系數(shù)=0.60.8，=式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出。橫坐標數(shù)值：由于塔頂壓力和進料壓力都為常壓，所以存在誤差，則將0.013取為0.02取板間距,則查圖可知： 圓整，橫截面積，空塔氣速提餾段：橫坐標數(shù)值：查圖可知： 圓整，橫截面積，空塔氣速精餾塔的有效高度計算： 由于，所以不需要開人孔，故精餾塔的有效高度為3.2.3溢流裝置的計算塔徑，可采用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：堰長 取溢流堰高度精餾段：取提餾段：弓形降液管寬度和截面積 由于,查圖得出 驗算降液停留時間精餾段：提餾段：停留時間，故降液管可用。降液底隙高度精餾段：取降液底隙的流速則 提餾段：取降液底隙的流速則 3.2.4塔板布置塔板的分塊 因為，故塔板可采用分塊式，查表可知，塔板可分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取 開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積，對單溢流型塔板，開孔區(qū)面積可用下式計算，即 式中， ， , 為角度表示的反函數(shù)。 故 篩孔計算及其排列 本設(shè)計所處理的物系無腐蝕性，可選用鼓泡型篩板塔，的碳鋼板，篩孔按正三角形排列，取中心孔距 篩孔數(shù)目：式中：-鼓泡區(qū)面積， -篩孔的中心孔距， 則：開孔率：氣體通過篩孔的氣速：精餾段提餾段3.3精餾塔流體力學(xué)校核3.3.1塔板壓降精餾段：干板阻力由查圖得故液柱氣體通過液層阻力計算 由查得液柱液體表面張力的阻力計算液柱氣體通過每層塔板的液柱高度液柱=提餾段干板阻力由查圖得氣體通過液層阻力計算 由查得液柱液體表面張力的阻力計算液柱氣體通過每層塔板的液柱高度液柱3.3.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影響。3.3.3液沫夾帶精餾段： 故 提餾段： 故3.3.4漏液對于篩板塔，漏液點氣速可由下式計算精餾段： 穩(wěn)定系數(shù):提餾段： 穩(wěn)定系數(shù): 3.3.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式關(guān)系： 丙酮水屬于不發(fā)泡物系，取，則精餾段：板上不設(shè)進堰口液柱，故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。提餾段：液柱，故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.4塔板負荷性能圖3.4.1漏液線精餾段： 得：提餾段：在Ls值操作范圍內(nèi)取幾個Ls值,依上式計算出Vs值，計算結(jié)果見表3-1表3-1 Ls-Vs關(guān)系數(shù)據(jù)精餾段 提餾段 Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0010.2010.00090.19990.0020.21150.0010.20110.0030.220.00150.20670.0040.2270.0020.2115 3.4.2液沫夾帶線以 精餾段：整理得：提餾段：整理得：在操作范圍內(nèi)任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果見表3-2表3-2 Ls-Vs關(guān)系數(shù)據(jù)精餾段 提餾段 Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.20.00091.22610.0021.1610.0011.21930.0031.1120.00151.18840.0041.10.0021.1608 3.4.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上高度，作為最小液體符合標準，則=0.0063.4.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限則：3.4.5液泛線令 聯(lián)立得：忽略，將與、與、與的關(guān)系帶入上式，并整理得： 式中： 精餾段：將有關(guān)數(shù)據(jù)代人得 最后整理得：提餾段： 整理得：在操作范圍內(nèi)任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果見表3-3表3-3 Ls-Vs關(guān)系數(shù)據(jù)精餾段提餾段Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.2310.00091.20610.0021.17360.0011.20250.0031.14870.00151.18730.0041.1140.0021.1736 由漏液線、液沫夾帶線、液相負荷上限線、液限負荷下限線、液泛線分別畫出精餾段和提餾段塔板負荷性能圖如圖3-1、圖3-2。圖3-1精餾段塔板負荷性能圖圖3-2提餾段塔板負荷性能圖m3/s由圖3-1、圖3-2可以看出得出： 在任務(wù)規(guī)定的汽液負荷下的操作點P（設(shè)計點）處在適宜操作區(qū)的適中位置 按固定的液氣比，由圖可查出塔板的汽相負荷下限=，液相負荷上限精餾段操作彈性：= 提餾段操作彈性：=綜上得出結(jié)論：精餾塔可正常操作。第四章 熱量衡算4.1塔頂冷凝器和塔底再沸器的熱負荷4.1.1冷凝器的熱負荷 式中：塔頂上升的蒸氣焓,kJ.kg-1 塔頂餾出液的焓,kJ.kg-1又式中：-丙酮的蒸發(fā)潛熱,kJ.kg-1 -水的蒸發(fā)潛熱,kJ.kg-1蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系: 對比溫度,由附表5得出沸點下蒸發(fā)潛熱可求出以下數(shù)據(jù)：=57.117時，水的蒸發(fā)潛熱：丙酮的蒸發(fā)潛熱： 所以 得出 4.1.2加熱器熱負荷及全塔熱量衡算已知：=57.117 =61.275 =97.737 由附表6得出丙酮和水的比熱容，求出以下數(shù)據(jù)精餾段：丙酮：kJ/(kg.)水：kJ/(kg.)提餾段：丙酮：kJ/(kg.)水：kJ/(kg.)已知：=0.275 =0.9383 =0.0031塔頂流出液的比熱容：kJ/(kg.)塔釜流出液的比熱容：kJ/(kg.)為了簡化計算，現(xiàn)在以進料焓，即61.275時的焓值為基準 對全塔進行熱量衡算： 所以由于塔釜熱損失為，則所以式中：加熱器理想熱負荷，kJ/s 加熱器實際熱負荷，kJ/s 塔頂餾出液帶出熱量，kJ/s 塔釜餾出液帶出熱量，kJ/s加熱蒸氣消耗量為：查得(133.3.300kpa)4.2公用工程的用量4.2.1冷卻水消耗量 式中：冷卻水消耗質(zhì)量,kg/h 冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容,kJ/(kg.) 、冷卻介質(zhì)在冷凝器進出口的溫度,由于地區(qū)溫度影響，選擇升溫10，即 此溫度下水的比熱容kJ/(kg.)帶如數(shù)據(jù)得出： 4.2.2加熱蒸氣消耗量熱量衡算結(jié)果表見表4-1表4-1 熱量衡算結(jié)果符號數(shù)值633.4814.7440-7.53594.557833.890.38 第五章 塔的輔助設(shè)備的設(shè)計計算5.1冷凝器和再沸器的計算與選型5.1.1冷凝器的計算與選型本設(shè)計中冷凝器選用列管式換熱器。有機物水蒸氣冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般為5001500kcal/(.),本設(shè)計取 對于逆流操作：:57.117(飽和氣)57.117（飽和液） ：2535 所以 已知：可求得冷凝器面積：m2選擇的標準的換熱器參數(shù)見表5-1表5-1 標準換熱器性能參數(shù)4公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱器面積/m2公稱壓力/MPa5001275200031.21.6 5.1.2再沸器的設(shè)計選型 本設(shè)計選用U形管加熱器，蒸氣選擇133.3飽和水蒸氣，傳熱系數(shù)K=1000Kcal/(.h.)=418.kJ/(.h.). 為再沸器熱體入口溫度 為回流汽化上升蒸氣時的溫度 為加熱蒸氣的溫度 為加熱蒸氣冷凝為液體的溫度 已知：可求得冷凝器面積：選擇的標準的換熱器參數(shù)見表5-2表5-2標準換熱器性能參數(shù)4公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱器面積/m2公稱壓力/MPa325288450023.16.405.2泵的設(shè)計選型5.2.1塔總高度計算5塔頂封頭本設(shè)計采用橢圓封頭，有公稱直徑DN=800mm，查得由曲面高度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積，則封頭高度： 塔頂空間設(shè)計中取塔頂間距，選取塔頂空間為1.2m塔底空間塔底空間高度是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊距離，取釜液停留時間為，則塔底液面至最下一層塔板之間距離為1.5m，則 封頭容積進料板處間距考慮在進口處安裝防沖設(shè)施，取進料板間距HF=800mm裙座塔底常用裙座支撐，本設(shè)計采用圓筒形裙座，裙座壁厚取16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整后： 考慮到再沸器，取裙座高2m。塔體總高度： 5.2.2進料管線管徑進料流量為，氣溫度由25升至61.275后進入精餾塔。選擇原料流速管線直徑：根據(jù)管材規(guī)范，應(yīng)選擇563.5的管材，其內(nèi)徑為0.049 則實際流速：5.2.3原料泵的選擇 設(shè)料液面至加料孔12m,90標準彎頭兩個，180回彎頭一個，球心閥（全開）1個則有關(guān)部件的阻力系數(shù)分別為：進口突然收縮： =0.590標準彎頭： =0.75180回彎頭： =1.5球心閥（全開）： =6.4 則總的局部阻力系數(shù)為： =0.752+6.4+0.5+1.5=9.9已知： 取管壁粗糙度 查得=0.0275 則：在兩截面之間列柏努利方程求泵的揚程為： 所選泵的額定流量和揚程應(yīng)略大于系統(tǒng)所需的，據(jù)此選IS型單級單吸離心泵具體性能見表5-3。表5-3 IS型單級單吸離心泵性能參數(shù)4型號流量（m3/h）揚程m電機功率KW質(zhì)量（泵/底座）/kg轉(zhuǎn)速r/min結(jié)構(gòu)IS50-32-12512.5202.032/462900單級單吸離心泵 5.3回流罐的設(shè)計6設(shè)凝液在回流罐中停留的時間為10min,罐的填充系數(shù)取0.7，則該罐的容積V計算如下：圓整后塔釜餾出液的速度一般可取0.51.0m/s.本設(shè)計取0.6m/s 式中：W-塔釜餾出液的質(zhì)量流量kg/s -塔釜液相對密度 所以 根據(jù)管材規(guī)范，應(yīng)選擇453.5的管材，其內(nèi)徑為0.038 結(jié)論篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目計算數(shù)據(jù)序號項目計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段精餾段提餾段1氣相流量Vs，（m3/s）0.51210.531114篩孔數(shù)目1217（總)2液相流量Ls(m3/s)0.000270.001415孔中心距,m0.0153塔徑,m0.8 16開孔率,%10.14板間距,m 0.4517空塔氣速,m/s1.021.065溢流形式單溢流18篩孔氣速,m/s21.3922.196降液管形式弓形19穩(wěn)定系數(shù)2.22.187堰長,m0.4820單板壓降,kpa0.5830.648堰高,m0.0440.03621負荷上限液泛控制9板上液層高度,m0.0522負荷下限漏液控制10堰上液層高度,m0.0060.01423液沫夾帶eV(kg液/kg氣)0.0280.0075311降液管底隙高度,m0.0070.0324汽相負荷上限，m3/s1.320.9612開孔區(qū)面積,m20.23725汽相負荷下限m3/s0.160.2213篩孔直徑,m0.00526操作彈性8.254.364 結(jié)束語通過了將近一個月的努力，終于將本次課程設(shè)計完成，前兩周一直在改手稿，然后輸入電子版并繪制CAD和手畫帶控制點的流程圖，此次課程設(shè)計本人收獲良多，首先在面對困難與挫折面前，我學(xué)會了勇敢面對而不是逃避，在面對一次次修改手稿的時候我選擇了繼續(xù)堅持;其次，我可以和更熟練的將所學(xué)的知識應(yīng)用在課程設(shè)計里，初步了解到了化工在工廠應(yīng)用的一些基本知識;最后，我更好的掌握了Aspen、CAD、Word及Excel等軟件的功能。總而言之，在本次課程設(shè)計中我收獲了很多，老師也交給了我很多東西，有大方面的問題也有細節(jié)性問題，我非常喜歡我們的老師，她非常有責(zé)任人心，每次我問問題的時候她總會不厭其煩的回答我，不管時間多晚她都會回答我的問題，在這里我要謝謝我的指導(dǎo)老師劉老師，如果沒有老師的指導(dǎo)就沒有我現(xiàn)在的成果。參考文獻1王國勝.化工原理課程設(shè)計M.大連：大連理工大學(xué)出版社，2006.2盧煥章.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1982.3劉光啟，馬連湘，劉杰.化工物性算圖手冊M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002.4柴誠敬，張國亮，夏清，等.化工原理(第二版)上冊M.北京：高等教育出版社，2013.5王衛(wèi)東，等.化工原理課程設(shè)計M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2013.6匡國柱，史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002. 主要符號說明符號說明符號說明x液相組分中摩爾分率hOW堰上液層高度y氣相組分中摩爾分率Wd弓形降液管寬度F進料液體量Af弓形降液管截面積D塔頂液體量降液停留時間W塔釜液體量ho降液管底隙高度t溫度Wc塔板邊緣區(qū)寬度相對揮發(fā)度Ws塔板上入口安定區(qū)寬度R回流比Aa開孔區(qū)面積粘度碳鋼板厚度ET板效率do孔徑NP實際板數(shù)to孔中心距密度n篩孔數(shù)目L液體密度uo篩孔氣速v氣體密度開孔率M摩爾質(zhì)量hc干板阻力Mv氣相摩爾質(zhì)量hl液層阻力ML液相摩爾質(zhì)量h液體表面張力阻力P壓力Fo氣相動能因子表面張力充氣系數(shù)V體積液面落差 L1精餾段液相質(zhì)量流量I焓 L2提餾段液相質(zhì)量流量Hv蒸發(fā)潛熱 V1精餾段氣相質(zhì)量流量Tr對比溫度 V2提餾段氣相質(zhì)量流量Cp比熱容 Ls1 精餾段液相體積流量Qc冷凝器熱負荷 Ls2提餾段液相體積流量QB加熱器熱負荷Vs1精餾段氣相體積流量Wc冷卻水消耗量Vs2提餾段氣相體積流量Wh加熱蒸氣消耗量HT板間距H1塔頂封頭hL板上液層高度Ha塔頂空間D1塔徑HB塔底空間AT 塔截面積HF進料板處間距l(xiāng)w堰長 H塔總高度hw堰高 Re雷諾數(shù) 附錄1附表1 常壓下丙酮-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系1丙酮/%(摩爾分率)溫度/丙酮/%(摩爾分率)溫度/丙酮/%(摩爾分率)溫度/液相氣相液相氣相液相氣相00100.0 0.20 0.815 62.1 0.80 0.898 58.2 0.01 0.253 92.7 0.30 0.830 61.0 0.90 0.