苯甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設計化工原理課程設計(1)

1、.化工原理課程設計設計題目： 苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設計 目 錄設計任務書3前言4第一章 工藝流程設計5第二章 塔設備的工藝計算6第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計算15第四章 塔板的流體力學驗算18第五章 塔板負荷性能圖21第六章 換熱器的設計計算與選型25第七章 主要工藝管道的計算與選擇28結(jié)束語30參考文獻32附錄33化工原理課程設計任務書設計題目：苯甲苯連續(xù)精餾塔（浮閥塔）的設計一、工藝設計部分（一）任務及操作條件1. 基本條件：含苯25(質(zhì)量分數(shù)，下同)的原料液以泡點狀態(tài)進入塔內(nèi)，回流比為最小回流比的1.25倍。2. 分離要求：塔頂產(chǎn)品中苯含量不低于95，塔底甲苯中苯含量不高于2。3

2、. 生產(chǎn)能力：每小時處理9.4噸。4. 操作條件：頂壓強為4 KPa (表壓)，單板壓降0.7KPa，采用表壓0.6 MPa的飽和蒸汽加熱。（二）塔設備類型 浮閥塔。（三）廠址：湘潭地區(qū)（年平均氣溫為17.4）（四）設計內(nèi)容1. 設計方案的確定、流程選擇及說明。2. 塔及塔板的工藝計算 塔高（含裙座）、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸；塔板流體力學驗算；塔板的負荷性能圖；設計結(jié)果概要或設計一覽表。3. 輔助設備計算及選型（注意：結(jié)果要匯總）。4. 自控系統(tǒng)設計（針對關(guān)鍵參數(shù)）。5. 圖紙：工藝管道及控制流程圖；塔板布置圖；精餾塔的工藝條件圖。6. 對本設計的評述或有關(guān)問題的分析討論。二、按要求編制相應的設計

3、說明書設計說明書的裝訂順序及要求如下：1. 封面（設計題目，設計人的姓名、班級及學號等）2. 目錄3. 設計任務書4. 前言（課程設計的目的及意義）5. 工藝流程設計6. 塔設備的工藝計算（計算完成后應該有計算結(jié)果匯總表）7. 換熱器的設計計算與選型（完成后應該有結(jié)果匯總表）8. 主要工藝管道的計算與選擇（完成后應該有結(jié)果匯總表）8. 結(jié)束語（主要是對自己設計結(jié)果的簡單評價）9. 參考文獻（按在設計說明書中出現(xiàn)的先后順序編排，且序號在設計說明書引用時要求標注）10. 設計圖紙三、主要參考資料1 化工原理；2 化工設備機械基礎(chǔ)；3 化工原理課程設計；4 化工工藝設計手冊四、指導教師安排 楊明平；

4、胡忠于；陳東初；黃念東五、時間安排 第17周第18周前 言化工原理課程設計是化工原理教學的一個重要環(huán)節(jié)，是綜合應用本門課程和有關(guān)其他課程所學知識，完成以單元操作為主的一次設計實踐。通過課程設計使學生掌握化工設計的基本程序和方法，并在查閱技術(shù)資料、選用公式和數(shù)據(jù)、用簡潔文字和圖表表達設計結(jié)果、制圖以及計算機輔助計算等能力方面得到一次基本訓練，在設計過程中還應培養(yǎng)學生樹立正確的設計思想和實事求是、嚴肅負責的工作作風。通過課程設計，我們可以完全的掌握整個連續(xù)精餾過程的每一個細節(jié)，并且能夠綜合運用所學的知識處理工業(yè)生產(chǎn)中的實際問題。為不久的將來把知識轉(zhuǎn)化為生產(chǎn)力打下了堅實的基礎(chǔ)。本次課程設計主要是從以

5、下四個方面進行的：工藝流程設計；塔設備的工藝計算；換熱器的設計計算與選型；主要工藝管道的計算與選擇。 課程設計還會有各種設計圖紙和參考文獻等。特別感謝楊明平老師、胡忠于老師、陳東初老師、黃念東老師、周珊同學（生科院09微生物）。在他們的支持下我的課程設計才順利完成。第一章 工藝流程設計本設計任務為分離苯-甲苯混合物。對于該二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾過程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.25倍。塔釜

6、采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的流程的組成包括原料貯槽、原料泵、甲苯貯槽、甲苯泵、甲苯冷凝器、原料液預熱器、再沸器、原料加熱器、全凝器、苯冷卻器、精餾塔、事故槽、蒸汽分配缸、回流罐、苯中間貯槽、苯貯槽、苯泵等附屬設備。第二章 塔設備的工藝計算2.1 操作條件、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)及相關(guān)參數(shù)2.1.1 操作條件塔頂壓力4KPA進料熱狀態(tài)泡點進料 回流比為最小回流比的1.25倍 塔底加熱蒸氣壓力 0.6Mpa（表壓） 單板壓降 0.7kPa。2.1.2 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進料中苯含量（質(zhì)量分數(shù)）25%塔頂苯含量（質(zhì)量分數(shù)）95%塔釜苯含量（質(zhì)量分數(shù)）2%生產(chǎn)能力（噸/小時）9.42

7、.1.3相關(guān)物性參數(shù)苯和甲苯的物理參數(shù)見下表1：分子式相對分子質(zhì)量沸點臨界溫度臨界壓力KPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.56833.4甲苯（B）C7H892.13g/mol110.6318.574107.7飽和蒸汽壓：苯、甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程計算1：ABC苯6.0231206.35220.34甲苯6.0781343.94219.58苯、甲苯的相對密度見下表1：溫度（）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0液體表面張力見下表1：溫度（）8090100110120苯21.

8、2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31苯甲苯液體粘度見下表1：mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2282.2 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.281xD=0.957xW=0.0242.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF= 0.281×78.11+（1-0.281）×92.13

9、=88.19kg/kmolMD= 0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79kg/kmol2.2.3 物料衡算生產(chǎn)能力 9400kg/h塔頂產(chǎn)量 D=11.943kmol/h總物料衡算 F=119.43+W苯物料衡算 0.25F=0.95×11.943+0.02W聯(lián)立解得 F =36.348 kmol/h W=24.045 kmol/h2.3全塔效率ET依據(jù)4-181 ET=0.17-0.616根據(jù)塔頂、塔底液相組成查4-231,求

10、得塔平均溫度為95.15，該溫度下料液相平均粘度為：m=0.281苯+（1-0.281）甲苯=0.281×0.267+0.719×0.275=0.273mPa.s故 ET=0.17-0.616=0.51752%2.4 塔板數(shù)的確定2.4.1 理論塔板層數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。2.4.1.1.繪t-x-y圖和x-y圖由手冊1查的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一 苯（101.3KPa）/%（mol）溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.001

11、1.2105.0510.0020.8102.7915.0029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x

12、-y圖。圖一圖二2.4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進料，則xF =xq，在圖二中對角線上，自點（0.281,0.281）作垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為yq = 0.486 xq=0.281故最小回流比為Rmin=2.298則操作回流比為 R= 1.25Rmin =1.25×2.298=2.8732.4.1.3精餾塔氣、液相負荷的確定L=RD=2.873×119.43=343.12kmol/hV=(R+1)D=（2.873+1）×119.43=462.55 kmol/hL=L+F=343.12+363.

13、48=706.60kmol/hV=V=462.55kmol/h2.4.1.4.求操作線方程精餾段操作線方程為0.742x+0.247 提餾段操作線方程為 1.561x+0.0132.4.1.5.圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示。求解結(jié)果為總理論塔板數(shù) NT=17（包括再沸器）進料板位置 NF=82.4.2.實際塔板數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù) N精=7/0.52=13.4614提餾段實際板層數(shù) N提=10/0.52=19.23202.5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算2.5.1操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=4+101.3=105.3kPa每層塔板壓降 P=0.70 kPa進

14、料板壓力 PF=105.3+0.70×14=115.1kPa精餾段平均壓力 Pm=（105.3+115.1）/2=110.2 kPa2.5.2. 操作溫度計算由圖二得出塔頂溫度 tD=81.10 ºC進料板溫度 tF=97.56 ºC精餾段平均溫度 tm=（81.10+97.56）/2=89.32 ºC2.5.3. 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.957，查圖二得 x1=0.90MVDm=0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.90×78.11+

15、（1-0.90）×92.13=79.51 kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖二解理論板，得 MVFm=0.4282×78.11+（1-0.4282）×92.13=86.13 kg/kmol MLFm=0.2665×78.11+（1-0.2665）×92.13=88.25kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（78.71+86.13）/2=82.42 kg/kmolMLm=（79.51+88.25）/2=83.88 kg/kmol2.5.4.平均密度計算2.5.4.1. 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即 Vm= kg/m32.5

16、.4.2. 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/ Lm= 塔頂液相平均密度的計算有tD=81.10 ºC，查手冊1得 A=812 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm= kg/m3進料板液相平均密度計算有tF=97.46 ºC，查手冊1得A=789kg/m3 B=797kg/m3 進料板液相的質(zhì)量分率A= LFm= kg/m3 精餾段液相平均密度為 Lm=（883.55+794.91）/2=839.23kg/m32.5.5 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算有tD=81.10 ºC，查手冊1得A=21.1

17、0 mN/m B=21.30 mN/mLDm=0.957×21.10+0.043×21.30=21.11 mN/m進料板液相平均表面張力的計算有tF=97.46 ºC，查手冊1得 A=19.10 mN/m B=19.60 mN/mLFm=0.323×19.10+0.677×19.60=19.44 mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm= （21.11+19.44）/2=20.28 mN/m2.5.6.液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算，即 塔頂液相平均粘度的計算由tD=81.10ºC，查1得 A=0.302 B=0.304=0.95

18、7×0.302+0.043×0.304=0.302 mPas進料板液相平均粘度的計算由tF=97.46ºC，查手冊1得 A=0.26 B=0.29 =0.2665×0.26+0.7225×0.29=0.280 mPas精餾段液相平均粘度為 m=（0.302+0.280）/2=0.291 mPas2.6 精餾段氣液負荷計算V=(R+1)D=(2.873+1) ×11.943=46.255 kmol/h精餾段的氣、液相體積流率為m3/sm3/sLh=3.4.2 m3/s第三章 塔和塔板主要工藝尺寸計算3.1 塔徑D參考表4-11初選板間距

19、HT=0.40m,取板上液層高度hl=0.06m。故HT-hl=0.40-0.06=0.34m=0.0441查圖4-51得C20=0.072，依是4-23校正到物系表面張力為20.4mN/m時的C，即C=0.2=0.072（）0.2=0.0723umax=0.0723=1.232m/s取安全系數(shù)為0.70，則u= 0.7umax=0.70×1.232=0.862m/s故 D=0.731m按標準塔徑圓整后為2 2-171 頁D=0.8m塔截面積為AT=m2實際空塔氣速為u=0.733m/s3.2 溢流裝置采用但溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。各項計算如下。3.2.

20、1.溢流堰lw區(qū)堰長lw為0.66D，即Lw=0.66 0.8=0.528m3.2.2.出口堰高hwHw=hl-how由lw/D=0.528/0.8=0.66, Lh/lw2.5=3.42/0.5282.5=17.1m,查圖4-91，知E為1.05，依式4-251，即How=E()2/3= 1.05 ()2/3=0.013m故 hw=0.06-0.013=0.047m3.2.3.降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lw/D=0.66查圖4-111，得Wd/D=0.124，Af/AT=0.0722故 Wd=0.124D=0.125 0.8=0.1m Af=0.0722D2=0.07220.758

21、0.82=0.035m2由式4-291計算液體在降液管中停留時間以檢測降液管面積，即LS=14.74(5S符合要求)3.2.4.降液管底隙高度ho取液體通過降液管底隙的流速u0=0.08m/s，依式4-301計算降液管底隙高度ho,即則 =0.020m hW-h0=0.047-0.020=0.027m3.3 塔板的布置因D=0.8=0.80m，所以采用分塊式。3.3.1.邊緣區(qū)寬度確定取0.065m，Wc=0.035m。3.3.2.開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按4-311計算， 其中 x=-(0.10+0.065)=0.235m r=-0.035=0.365m則 Aa=0.308m23.4 篩

22、孔數(shù)n與開孔率苯甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角排列，取孔中心距t為 t=3.0 d0=3.0×5.0=15.0mm依式4-331篩孔數(shù)目n為n=1581.1個依式4-321計算塔板上開孔區(qū)的開孔率為，即=0.907（）2=0.907=10.1%（在5%-15%范圍內(nèi)）每層塔板上的開孔面積Ao為Ao=Aa=0.101×0.308=0.0311m2氣體通過閥孔的氣速為u0=m/s3.5 塔有效高度Z（精餾段）Z=（14-1）×0.4=3.6m第四章 浮閥的流體力學驗算4.1浮閥塔的布置選用十字架型圓盤浮閥，閥徑為5

23、0mm。閥重30-32克。塔板上孔徑為40mm,最大開度8mm。4.1.1.開孔速度由公式Wokp=()0.51求閥孔的臨界速度。精餾段Wokp=()0.51=6.92m/s提留段Wokp=()0.51=6.61m/s上下兩段相應的閥孔動能因數(shù)為：Fo=6.29×=11.33Fo1=6.61×=11.32均屬于正常操作范圍。4.1.2.開孔率由公式×100%求得：精餾段×100%=13.3%提留段×100%=11.9%考慮到塔板加工方面起見，上下兩段的開孔率均采用13%4.1.3.閥孔總面積由公式Ao=AT×%求得：Ao=2.12&#

24、215;13%=0.275m24.1.4.浮閥總數(shù)由公式No=Ao/(0.785×(do)2)求得：No=0.275/(0.785×(0.04)2)=218.94.1.5.塔板上布置浮閥的有效操作面積已知Wd=0.204取WF=0.070；Wc=0.05;由公式可求：x=D/2-(Wd+WF)=1.7/2-(0.204+0.070)=0.576m=D/2-Wc=1.7/2-0.050=0.80m由公式A=2x×可得塔板上布置浮閥的有效操作面積為：A=20.576×=1.53m塔板有效操作面積為：=×100%=72.2%4.1.6.浮閥的排列浮閥

25、采用等腰三角形叉排排列。設垂直于液流方向的閥孔中心間距為t，與此相應的每排浮閥中心線之間間距t1=75mm，由公式t=求得：t=0.093 取t=90mm4.2 霧沫夾帶量ev的驗算液沫夾帶量由4-411計算hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣所以本設計中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶4.3 漏液的驗算對篩板塔，漏液點氣速u0，min由下式算得 =6.7m/s實際孔速u0=11.83m/s>u0，min穩(wěn)定系數(shù)為故在本設計中無明顯漏液。4.4 液泛驗算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應服

26、從下式 板上不設計進口堰，hd可由4-451算得 m液柱Hd可由4-441算得Hd=hp+ hL+ hdHd = 0.073+0.060+0.00124=0.112m液柱苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則 =0.5（0.4+0.047）=0.223m 則本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。根據(jù)以上塔板的各項流體力學驗算?？梢哉J為精餾段塔徑及工藝尺寸是合適的。第五章 塔板負荷性能圖5.1 霧沫夾帶線依據(jù)式4-411以ev=0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.047m lw=0.528mhOW=故 hf=0.118+5.5Ls2/

27、3 =0.1整理得 （1）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)果如附表1。附表1Ls，m3/s0.000030.000060.00050.001Vs，m3/s1.111.050.970.26由上表可作出液沫夾帶線（1），如附錄四：設計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示。5.2 液泛線聯(lián)立式4-441及式4-461得近似取 由式4-341， 由式4-351 由式4-371等得 由式4-451，將為0.3m， 等代入4-441及式4-461的聯(lián)立式得： （2）在操作范圍內(nèi)取若干個值，依（2）式計算值，列于附表2，依表中數(shù)據(jù)做液泛線附表2Ls，m3/s0.000030.000060.

28、00050.001Vs，m3/s1.4211.3161.1450.927由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線（2），如附錄四：設計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示：.5.3 液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為4秒，由式4-291 0.0035m2/s （3）液相負荷上限線（3）在-坐標圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線。如下圖三所示：（四） 漏液線(氣相負荷下限線)（4）由 前面已算出為0.0311 代入上式整理得： （4）此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個值，依（4）式計算相應的值，列于附表3，附表3Ls，m3/s0.00010.00050.0010.005Vs，m3/s0.33790.3409

29、0.34790.3621依據(jù)附表3中的數(shù)據(jù)做氣相負荷下限線（4），如附錄四：設計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示：（五）液相負荷下限線（5）取平堰，堰上液層高度作為液相負荷下限條件依式4-45 1 取 則 整理上式得 （5）依此值在-圖上做線（5）即為液相負荷下限線。如附錄四：設計圖紙4. 塔板的負荷性能圖所示：第六章 換熱器的設計計算與選型6.1 原料預熱器的計算6.1.1 含25%的苯和75%的甲苯混合物在進料前經(jīng)過初步的預熱，加熱介質(zhì)用塔釜留出產(chǎn)品的余熱加熱，混合物料通入管程，塔釜產(chǎn)品通過殼程。6.1.2 混合物料的初始溫度為湘潭市地區(qū)平均氣溫17.4，出口溫度為40，故混合物料的定性溫度

30、tm=（17.4+40）/2=28.7，塔釜產(chǎn)品的初始溫即為塔釜溫度，根據(jù)試差法計算得塔釜溫度為82.1.其出口溫度為40，則產(chǎn)品的定性溫度為Tm=（81.1+40）/2=60.05.兩流體的溫差為Tm-tm=60.05-28.7=31.3550因此，選用固定板式列管換熱器。6.1.3 計算熱負荷Q按照管內(nèi)釜殘液計算，即Q=Whcph(T1-T2)=1.034×106W6.1.4.計算平均溫度，并確定殼程數(shù)。逆流溫度tm=(t1-t2)/=30.8tm=30.8R=1.82P=0.355由R和P插圖2-13（a）得t=1，所以tm=ttm=1×30.8=30.8又t=0.8

31、，故可選用單殼程的列管換熱器。6.1.5.初選換熱器規(guī)格根據(jù)管內(nèi)為有機液體，管外為水，K值范圍為280-850W/(m2.),初選Ko=500 W/(m2.)。故初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸如下3：公稱面積 12.2m2公稱直徑 325mm管程 2管子總根數(shù) 32中心排管數(shù) 14管程流通面積 0.0050m2列管長度 3000mm管子直徑 25×2.5mm管子排列方法 正方形旋轉(zhuǎn)45°So=ndo(L-0.1)=3.14×32×0020×2.999=6.03m26.2.塔釜再沸器塔釜采用0.6mpa(表壓)飽和水蒸汽加熱，溫度T=164.8而t

32、2=120，t1=tw=97.6則t1=T-t1= 67.2 .t2=T-t2=44.8tm=55.31由于塔釜幾乎為甲苯，則可用純甲苯含計算釜殘液的含。即：Ivm-Ilm=r甲苯=363×92.13=33443.20kJ/kmol而被加熱量qm=Vs/3600=59.15/3600=0.0164kmol/s故加熱量Qw=qmr=33443.2×0.0164=549.5kJ/s由于t=t2-t1=22.4溫度差很小，可選用固定管板式換熱器3，傳熱面積A=Qw/Ktm=459.5×1000/(500×55.31)=11.62m2可選用換熱器規(guī)格如下：公稱面

33、積 12.2m2公稱直徑 400mm管程 4管子總根數(shù) 146中心排管數(shù) 14管程流通面積 0.0065m2列管長度 1500mm管子直徑 25×3mm管子排列方法 正三角形6.3.塔頂全凝器塔頂溫度tD=81.1,冷凝水溫度t1=17.4，t2=30.4所以t1=tD-t1=81.1-17.4=63.7t2=tD-t2=81.1-30.4=50.7tm=57.04由于tD=81.1，查液體比汽化熱共線圖1可得r苯=392kJ/kg即r苯=30619.12kJ/kmol塔頂被冷凝量qm=v/3600=46.235/3600=0.0128kmol/s則冷凝熱為QD=qmr苯=30619

34、.12×0.0128=393.24kJ/s取傳熱系數(shù)K=500w/cm2k.則傳熱面積A=QD/Ktm=393.24×1000/(500×57.04)=13.8m2由于t=t2-t1=13溫度差較小，可選用固定管板式換熱器3。可選用規(guī)格如下：公稱面積14.0m2公稱直徑400mm管程2管子總根數(shù)94中心排管數(shù)11流通面積0.0148m2列管長度2000mm管子直徑25×2.5mm管子排列方法正三角形第七章 主要工藝管道的計算與選擇7.1 塔頂蒸氣出口管的直徑dV塔頂蒸汽流量V=0.2823m3/S取管內(nèi)蒸汽流速u=15m/s則管徑 m =155mm故選取

35、回流管規(guī)格3外徑×厚度 168×5mm，則管內(nèi)徑d=158mm.所以塔頂蒸汽接管內(nèi)實際流量u=14.405m/s7.2.回流管的直徑dR回流流量L=59.15kmol/h。塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M=88.19kg/kmol，平均=2.88kg/m3。則液體流量Vl=(LM)/=(59.15×88.19)/2.88=1811.26m3/h=0.503取管內(nèi)流速2.0m/s則管徑0.566m=566mm故選取回流管規(guī)格3外徑×厚度600×15mm .則管內(nèi)直徑d=570mm回流管內(nèi)實際流量u=(4v)/(d2)=1.972m/s7.3.進料

36、管的直徑dF采用直管進料F=36.34kg/h平均密度pF=788.5kg/m3.平均摩爾質(zhì)量MF=88.19kg/mol，則體積流量V=FMF/pF=0.00113m3/s取管內(nèi)流速為u=0.6m/s則管徑=49mm故可選取進料管規(guī)格357×3.5，則管內(nèi)徑d=50mm.進管實際流速u=(4V)/(d2) =0.576m/s  7.4.塔底出料管的直徑dW塔釜w=24.45kmpl/h,m=776.8kg/m3.Mm=91.97kg/kmol故體積流量V=(24.45×91.91)/776.8=2.89m3/h=0.00080m3/s取管內(nèi)流速u=0.5m/s則

37、d=0.0447m=45mm可取排出管規(guī)格354×3，則管內(nèi)徑d=48mm,接管內(nèi)實際流速u=0.442m/s7.5.塔頂產(chǎn)品的出口管徑D=11.943kmol/h。m=810.3kg/m3,平均摩爾質(zhì)量M=78.71kg/kmol故塔頂產(chǎn)品體積流量V=1.16m3/h=0.00032m3/s取管內(nèi)流速u=1.5m/s則d=0.0164m=16.4mm故可取產(chǎn)品出口管規(guī)格3外徑×厚度18×0.5.則：實際管徑d=17mm塔頂產(chǎn)品實際出口流速u=1.412m/s結(jié)束語在為期將近兩個禮拜的時間，我終于在老師的引導下，自行圖書館借書、上網(wǎng)搜尋資料，最終完成了此次課程設計

38、。本次課程設計通過給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設計的一套苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設計。通過這次課程設計我經(jīng)歷并學到了很多知識，熟悉了大量課程內(nèi)容，懂得了許多做事方法，可謂是我從中受益匪淺，我想這也許就是這門課程的最初本意。從接到課題的那一刻起我就想著要盡最大努力把完全靠自己把它做全做好。 萬事開頭難，出了最小回流我從最簡單的物料衡算開始，把設計題目中的操作條件轉(zhuǎn)化為化工原理課程物料衡算相關(guān)的變量最終把物料衡算正確的計算出來。然后是回流比的確定，應用分離工程中的計算式出了最小回流比，然后通過分析確定了放大倍數(shù)求出了實際回流比。同樣理論塔板數(shù)的計算也是通過復雜但有序的計算得出。接下來塔的工藝尺寸計

39、算，篩板流體力學驗算，塔板負荷性能圖計算等一個接一個的被我們拿下，當然這一路下來并不是一帆風順的。在驗算漏液時我們發(fā)現(xiàn)得出的驗算值小于規(guī)定值，這一下打亂了行進步驟。在重新取了一個稍大的孔心距后通過驗算漏液問題得到順利解決。這次歷時近兩周的的課程設計把平時所學的理論知識運用到實踐中，使我們對書本上所學理論知識有了進一步的理解，也使我們自主學習了新的知識并在設計中加以應用。此次課程設計也給我們提供了很大的發(fā)揮空間，我積極發(fā)揮主觀能動性獨立地去通過書籍、網(wǎng)絡等各種途徑查閱資料、查找數(shù)據(jù)和標準，確定設計方案。通過這次課程設計提高了我的認識問題、分析問題、解決問題的能力。每做一件事情都是十分不容易的，如果要做好更是不容易。表面上來看一件事情，不少人會覺得我們的課程設計很簡單，特別是用電子稿的會更簡單。我想說的是，用電子檔的十分的不容易，里面有好多的公式編輯，在word里面找到一個符號都是十分的不容易的。用電子稿的時候，你不能夠很方便的看到自己前面編寫的設計，有時候我們不一定就能夠記住我們自己前面編輯好和算好了的數(shù)據(jù)，后面要用到的時候，我們必須自己翻到前面去看，而且這次的設計，里面有好多的數(shù)據(jù)，好多的計算，我不得不一下子就要找到前面的數(shù)據(jù)。這樣的工作讓人枯燥、窒息。在這次設計中我學會了忍受，學會了從總體考慮問題，學會了其他的種種。