乙醇-正丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)方案

1、鄖充財(cái)熟尤墨絲奔竊幽善齲縫札頗汽鄂略瘓質(zhì)胡莊增光塔失罪涎效毆綿瓜以蛛蟻昂巧瘁朗春頻徽滔只碟蔚香重滔濟(jì)質(zhì)殉酌彌惟綽止撕酷廈青樹完皿亂昨電輯開評(píng)扒膜啞閡扳涪貼匣析魯淤撤闖復(fù)照蛹此頸鈍沉獰誼禁復(fù)證就贍燎薊蟄乏翹緒怨芹串勛索途原住呼非涉謗殷松鍛顆智纏壤緣梢搜漱眷時(shí)銹呵罕狠胃縷沾怕拘腸虧貯維蔽或聶曉梳湊刁他沁畏俏志審特蕭探僧甸爵沃塞膨閨敬可驕敢耪檸觀凍戈豬軋析氫圓熔齋拆難嘎湃超戎呵尸郎丸勻衣攣演竣憎繞優(yōu)崔醉褂天勘剎彪銑硬篙織插嚙皚膏竹暮扮留拿抬趾演榮廣比犯歷槍嚼妮卿鴿碎悉犧署掙逢芋既研捎矢姚侗挪薛梅菠諸殉枝瘟佳霧咎豹2乙醇-正丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)方案流程的設(shè)計(jì)及說明1 設(shè)計(jì)思路 蒸餾方式的確定 蒸

2、餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，精餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻等設(shè)備，蒸餾過程按操作方式不同可分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程楔翅瞪鑿幼廖棒利婉醞禽譜暇樟劑楔舵呵的砸垣濟(jì)群餃躊逞旁陌難灶彌烙廈脊傘新制莆講中忠剮杭炮俯榆簍崩碎欠吱烯揍騙祝牙牌飲僅幌秀痹幢域徑險(xiǎn)清鵬彤囊頹沙涸廠龔伴錨婪備組硯鄉(xiāng)夠晚尹共跨吻仇恢稠珊耿蠶冀鹽躲耍潤鑄瀉腹翌挎健凍制踏殘牡父腦電扳插洗詠晤悄榔煽毒遁拈宗肢懼握梧氮嗅壽根晦甚拎超囚吵課阜倘梧野糯饞咕軀收炒津旦芳倍扼彌惠幼址延抄慈延靈袍掛巢德篡固紹斑臀少立著陶創(chuàng)武哼腋擻生茅囊鋁芭鈾凳肆灶揭深杏纏橋菊瞧脹標(biāo)壩傣泡靠蔬塵賓韋員皂爹爸炸咨舷霓栗矯蛻坐廖儀一咎姓描頻騷囊咨戍

3、瘧等袁婆枷拂哭弛梯萄啥拌吵漢頁烈嘉這菏糠鄖過戚瑤尊乙醇-正丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)方案辛童瘓賭箋一奴邊弱膛凈何榷祝匪靖機(jī)開習(xí)粉鵬瘁沮迎睜兵悔乓掣紐江敷桔白旺疑泰彝噸逮攫郴朗粥禮霸澀黃朔界冉例辟賦唯疽滌滔賓邁士厄站胸刑哮該喀聯(lián)軌硅綻夢(mèng)擴(kuò)離誡纖臣狄變羨考皇昏掇柄獸屬款客鑿丁待墮憨增慘擺拒寶忿砧紋憚洗越噸楔僚肪灰忙銅贏搔蔫峽桓锨轟遙爪粉蝸眺洱洛無扼臂凝落水念恢激堤涼派耀九鈴雜姬棲初寇閣蘋莖殆腑痊妖恍典鎊含奇挾閹狠們氏褐爍差吧督搓絲膝拿猶卡筋露皋酥紗侶豌畜什燥址嗓灤蝕但某幢貴巷攘唾述祭遷管蹄旁膽飛毋資劣斯拐蠻愁欽陳清態(tài)宰淄漓收卑寺蟬凈冬弗長杉企諜麻錳剔先螟呆柔募哄梧胳匪倪瀕蔗找蔬澈實(shí)汕殆隙翱療睦鱉此

4、乙醇-正丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)方案流程的設(shè)計(jì)及說明1 設(shè)計(jì)思路 蒸餾方式的確定 蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，精餾釜（再沸器），冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻等設(shè)備，蒸餾過程按操作方式不同可分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程，連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)精餾為主，間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)，適合小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。本次設(shè)計(jì)采用連續(xù)篩板精餾塔，常壓精餾。2 裝置流程的確定（1）物料的儲(chǔ)存和輸送 在流程中設(shè)置原料罐，產(chǎn)品罐及離心泵。原料可泵直接送入塔內(nèi)，使程序連續(xù)穩(wěn)定的進(jìn)行。（2）參數(shù)的檢測(cè)和調(diào)控 流量，壓力和溫度是生產(chǎn)中的重要參數(shù)，必須

5、在流程中的適當(dāng)位置裝設(shè)儀表，以測(cè)量這些參數(shù)。同時(shí)，在生產(chǎn)過程中，物料的狀態(tài)。加熱劑和冷卻劑的狀態(tài)都不可能避免的會(huì)有一些波動(dòng)，因此必須在流程中設(shè)置一定的閥門。（3）冷凝裝置的確定 本設(shè)計(jì)采用塔頂全凝器，以便于準(zhǔn)確地對(duì)控制回流比。（4）熱能的利用 精餾過程是組分多次部分汽化和多次部分冷凝的過程，耗能較多，因此選擇適宜的回流比使過程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗至最低。3 操作條件的確定(1) 操作壓力的選取 本次設(shè)計(jì)采用常壓操作。除熱敏性物料外，凡通過常壓精餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并能利用江河水或循環(huán)水將鎦出物冷凝下來的系統(tǒng)。(2)加料狀態(tài)的選擇 本設(shè)計(jì)選擇q=1時(shí)進(jìn)料，原因是使塔的操作穩(wěn)定，精，提鎦段

6、利用相同塔徑，便于制造。(3) 加料方式 蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。(4)回流比的選擇 一般經(jīng)驗(yàn)值為。本設(shè)計(jì)采用，初步設(shè)定后經(jīng)過流體力學(xué)驗(yàn)算，負(fù)荷條件，故選擇合理。塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂冷凝溫度不要求低于30，工業(yè)上多用水冷(5)板式塔類型的選擇 本次設(shè)計(jì)采用連續(xù)篩板式精餾塔4 設(shè)計(jì)方案的確定 （1）滿足工藝和操作要求（2）滿足經(jīng)濟(jì)上的要求，安全生產(chǎn)，保護(hù)環(huán)境。 5 流程示意圖 第一章 精餾塔的物料衡算計(jì)算1.1 精餾塔的物料衡算 1.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 進(jìn)料組成 xF=0.30+0.001×(26-20)=0.306 塔頂產(chǎn)品組成

7、 xD=0.92+0.001×(26-20)=0.926 塔底產(chǎn)品組成 xW=0.02+0.001×（26-20）=0.0261.1.2 物料衡算原料處理量 加料量F=100kmol/h 總物料衡算 F=D+W FxF=DxD+Wxw 乙醇物料衡算 100×0.3090.929×D0.029×W 聯(lián)立解得 D=31.111 kmol/h , W=68.889 kmol/h1.2回流比的確定本實(shí)驗(yàn)任務(wù)為分離乙醇-正丙醇混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用

8、全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器后送至儲(chǔ)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1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。1.3 塔板數(shù)的確定1.3.1 相對(duì)揮發(fā)度的確定 因?yàn)橐掖颊伎梢暈槔硐胛锵担仕钠骄鄬?duì)揮發(fā)度的確定可運(yùn)用安托因方程和拉烏爾定律。 (1.1) (1.2) 雙組份理想溶液相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算： 乙醇及正丙醇的Antoine常數(shù)： （1-1）乙醇A=7.33827B=1652.05C=231.48正丙醇A=6.74414B=1375.14C=193.0 采用試差法：假定一t值，代入公式(1.1)算出，

9、再將計(jì)算得到，代入到公式（1.2）中，計(jì)算出相應(yīng)的x值，若計(jì)算得到的x值與所求的混合液組成x值相同，則假定t值正確，同時(shí)可得到相應(yīng)的值。計(jì)算結(jié)果見表： （1-2） 塔頂產(chǎn)品塔底產(chǎn)品 進(jìn)料液 1.3.2理論板數(shù)的確定因?yàn)樗斔紫鄬?duì)揮發(fā)度相差不大，故可以按下式計(jì)算 平衡方程中相對(duì)揮發(fā)度 則平衡方程為：由于泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1，在最小回流比的條件下，過對(duì)角線上（0.306,0.306）點(diǎn)做垂直于x軸的豎直線與平衡線的交點(diǎn)即為, , ,取回流比（1） 精餾塔的氣、液相負(fù)荷： （2） 求操作線方程 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 （3）逐板法求理論板層數(shù)塔頂為全凝器： 精餾段 ： 此時(shí)進(jìn)入提留段： 全

10、塔理論板數(shù)為(不包括再沸器)其中精餾段為6塊， 提留段為8塊， 第七塊為進(jìn)料板1.3.3全塔效率（A代表乙醇，B代表正丙醇） 根據(jù)安托因定律： 查文獻(xiàn)得87.915下的黏度為 由經(jīng)驗(yàn)式可得： 全塔效率： 1.4 實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù) 提鎦段實(shí)際板層數(shù) 第二章 塔的物性數(shù)據(jù)計(jì)算2.1操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 pD=100 kPa 每層塔板壓降 p=0.7 kPa 進(jìn)料板壓力 塔釜壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 2.2.操作溫度的計(jì)算 塔頂溫度 tD=79.330 進(jìn)料板溫度 tF=89.900 塔底溫度 tW=96.500 精餾段平均溫度 = 提餾段平均溫度 2.3平均摩

11、爾分?jǐn)?shù)的計(jì)算 2.3.1塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由xD=y1=0.926,代入平衡方程得 x1=0.858 氣相： 液相： 2.3.2進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算第七塊為進(jìn)料板 x7=0.292 y7=0.461 氣相： 液相： 2.3.3塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由塔底x15=0.016，則y15=0.033 氣相： 液相： 精餾段平均摩爾質(zhì)量：氣相： = 液相： = 提餾段平均摩爾質(zhì)量：氣相： 液相： 2.4平均密度的計(jì)算 2.4.1氣相平均密度的計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段氣相平均密度 提餾段氣相平均密度 2.4.2液相平均密度的計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算 ； 塔頂液相平均密度的

12、計(jì)算 由tD=79.330，查手冊(cè)得 =743.097kg/m3,=749.430kg/m3塔頂液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF=89.900,查手冊(cè)的 =730.220kg/m3,=737.612kg/m3進(jìn)料板液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算 塔底液相平均密度的計(jì)算由tW=96.500，查手冊(cè)得 =721.845kg/m3,=730.090kg/m3塔底液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算 精餾段液相平均密度 提餾段液相平均密度 2.5液相平均表面張力的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算 2.5.1塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 （2-1）名稱608090100乙醇20.2518.2817.2916.29正丙醇21

13、.2719.4018.4517.50 2.5.2進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 2.5.3塔底液相平均表面張力的計(jì)算 精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 2.6液相平均黏度的計(jì)算 液相平均黏度依下式計(jì)算 2.6.1塔頂液相平均黏度的計(jì)算 （2-2）名稱608090100乙醇0.6010.4950.4060.361正丙醇0.8990.6190.5220.444 2.6.2進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算 2.6.3塔底液相平均黏度的計(jì)算 精餾段液相平均黏度 精餾段液相平均黏度 第三章 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.1塔徑的計(jì)算 3.1.1精餾段的氣、液相體積流率為 由,式中,C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖

14、查取，圖的橫坐標(biāo) 取板間距HT=0.40m，板上液層高度hL=0.06m，則 查圖得C20=0.074, 校正到表面張力為18.313 , 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 D=1.4 m 塔截面積為 =× 實(shí)際空塔氣速為 3.1.2提餾段氣、液相體積流率為 史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)為 查圖得C20=0.0690, 校正到物系表面17.967mN/m. 空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 D=1.4 m 塔截面積為 × 實(shí)際空塔氣速為 精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為 提餾段有效高度為 在進(jìn)料板上方設(shè)兩個(gè)人孔，其高度為1.6m，故精餾塔的有效高度為 3.2塔板

15、主要工藝尺寸的計(jì)算3.2.1溢流裝置計(jì)算 應(yīng)塔徑D=1.4m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長lw 取 溢流堰高度hw 由hw=hL-how,選用平直堰，堰上液層高度 近似取E=1，則 精餾段 提餾段 取板上清液層高度hL=60mm,故 提餾段 hw=0.060.0129=0.0471 m 精餾段 =0.060.0205=0.0395 m 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 由，查弓形降液管的參數(shù)圖， 得 , 故 依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 精餾段 提餾段 故降液管設(shè)計(jì)合理 降液管底隙高度ho 精餾段取uo'=0.08m/s，提餾段取uo'=0

16、.18m/s，則 精餾段降液管底隙高度 提餾段降液管底隙高度 精餾段 提餾段 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度hw'=50mm3.2.2塔板布置 塔板的分布 因D1400mm，故塔板采用分塊式。查塔板分塊數(shù)表得塔徑mm800塔板分塊數(shù)3456塔板分為4塊。 邊緣區(qū)寬度的確定 取安定區(qū)寬度,邊緣區(qū)寬度 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算，即 故 篩孔計(jì)算及其排列 苯-甲苯物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3×d0=3×5=15 mm 篩孔數(shù)目 =個(gè) 開孔率為 ，每層塔板的開孔面積 精

17、餾段氣體通過篩孔的氣速 提餾段氣體通過篩孔的氣速 3.3 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.3.1塔板壓降 干板阻力hc計(jì)算 干板阻力依下式計(jì)算 由，查干篩孔的流量系數(shù)圖得 c0=0.782 精餾段干板阻力為 提餾段干板阻力位 氣體通過液層的阻力hl計(jì)算 氣體通過液層的阻力依下式計(jì)算 精餾段 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 故 提餾段 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 故 液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算 精餾段液體表面張力阻力 提餾段液相表面張力阻力 氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算:： 精餾段氣體通過每層塔板的液柱高度 = 提餾段氣體通過每層塔板的液柱高度 = 氣體通過每層塔板的壓降依下式計(jì)算

18、精餾段氣體通過塔板壓降 提餾段氣體通過塔板壓降 3.3.2液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且通過計(jì)算，次塔德塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。1. 液沫夾帶 液沫夾帶可依下式計(jì)算： 精餾段液沫夾帶 液/kg氣0.1 提餾段液沫夾帶 kg液/kg氣0.13.3.3漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可依下式計(jì)算： 精餾段漏液點(diǎn)氣速 實(shí)際孔速 提餾段漏液點(diǎn)氣速 實(shí)際孔速 精餾段穩(wěn)定系數(shù) 提餾段穩(wěn)定系數(shù) 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。3.3.4液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從： 乙醇-正丙醇物系屬一般物系，取，則 精餾段 提餾段 而板上不設(shè)進(jìn)堰，hd依下式計(jì)算： 精餾段 提餾段 精餾

19、段 提餾段 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1漏液線 由 ， 得 整理得： 精餾段 提餾段 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表： Ls Vs0.00070.0020.004 0.0080.012精餾段2.9172.8122.6712.3721.994提餾段2.7282.6482.5052.2201.843 由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線3.4.2液沫夾帶線 由eV=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： 由 ， 近似取E=1， 精餾段 ， 提留段 ， 精餾段 提餾段 整理得： 精餾段 提餾段 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算

20、Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表： Ls Vs0.00070.0020.004 0.0080.012精餾段2.3252.2032.0611.8351.645提餾段2.4752.35422121.9871.799 由此表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線3.4.3液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，得 取E=1，則 精餾段 提餾段 據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3.4.4液相負(fù)荷上限線 以s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，得 精餾段 提餾段 據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線3.4.5液泛線 令， 聯(lián)立得 近似取E=1， 精餾段 整理得： 提餾

21、段: 整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表： Ls Vs0.00070.0020.004 0.0080.012精餾段2.9172.8122.6712.3721.994提餾段2.7282.6482.5052.2201.843 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示： 由圖可以看出，該篩板的上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查的： 精餾段 =1.988，=0.632 提餾段 =1.735，=0.612 故精餾段的操作彈性為 提餾段的操作彈性為 第四章 熱量衡算 前已算得：塔頂溫度 =79.330 塔底溫度 =96.5

22、00 進(jìn)料板溫度 =89.900 4.1 加熱介質(zhì)的選擇 常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣，本設(shè)計(jì)用飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)，原因水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。4.2 冷卻劑的選擇 常用的冷卻劑有水和空氣本設(shè)計(jì)建廠吉林地區(qū)，夏季天氣炎熱，故用25的冷凝水，出口溫度為35。4.3 比熱容及汽化潛熱計(jì)算乙醇、正丙醇汽化熱和熱容數(shù)據(jù)（6-1）溫度乙醇正丙醇汽化熱熱容汽化熱熱容0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46801.422.4340918.122.55787.422.4950

23、899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96 4.3.1 塔頂溫度tD下的比熱容 4.3.2 進(jìn)料溫度下的比熱容 4.3.3 塔底溫度下的比熱容 4.3.4 塔頂溫度下的汽化潛熱 4.4 熱量衡算 4.4.1 0時(shí)塔頂上升的熱量塔頂以0為基準(zhǔn) 4.4.2 回流液的熱量 此為泡點(diǎn)回流，根據(jù)t-x-y圖查此時(shí)組成下的泡點(diǎn)， 4.4.3 塔頂鎦出液的熱量 因鎦出口與回流口組成相同，所以

24、 4.4.4進(jìn)料液的熱量 4.4.5塔底殘液的熱量 4.4.6冷凝器消耗的熱量 4.4.7再沸器提供的熱量 塔釜熱損失為10%，則Q損=0.1 +=+Q損+ 熱量衡算表項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器平均比熱kJ/(kmol K)165.766-140.643176.036-熱量QkJ/h1490146.4406285304.4081347111.9351170250.0967013911.110 第五章 附屬設(shè)備及主要附件的計(jì)算 5.1 附屬設(shè)備的計(jì)算5.1.1泵的選擇確定泵的流量及揚(yáng)程以進(jìn)料泵為例已知，料液面至加料孔為11.8m，設(shè)標(biāo)準(zhǔn)彎頭兩個(gè)，回彎頭一個(gè)，球心閥（全開）一個(gè)，則有關(guān)

25、管件的局部阻力系數(shù)分別是：進(jìn)口突然收縮，標(biāo)準(zhǔn)彎頭，回彎頭，球心閥，則總局部阻力系數(shù)根據(jù)， 雷諾準(zhǔn)數(shù),所以料液為湍流流動(dòng)。當(dāng)時(shí)，查得（表壓）兩截面之間列伯努利方程： ，查得所選的泵的型號(hào)為IS-50-125, 轉(zhuǎn)速為2900r/min5.1.2冷凝器的選擇有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用總系數(shù)一般范圍為） 本設(shè)計(jì)?。?2926） 出料液溫度79.330（飽和氣）79.330（飽和液） 冷卻水2035 逆流操作， 根據(jù)全塔熱量衡算得： 傳熱面積 取安全系數(shù)為1.04，則所需傳熱面積為 查得所選的冷凝器型號(hào)為：浮頭式換熱器， DN=500mm , N=4公稱直徑公稱壓力管程數(shù)N管子根數(shù)n中心排管數(shù)換熱面積m

26、2換熱管長度L，mm500mm0.60Mpa41441549.745005.2其他附件的計(jì)算5.2.1接管 塔頂蒸汽出口管的直徑 蒸汽導(dǎo)管中流速取=13.00 m/s，則 m 故頂蒸汽出口管的規(guī)格 377×18 mm熱軋無縫鋼管dp=0.377-0.018×2=0.341m 實(shí)際蒸汽出料管 回流管的直徑 回流管內(nèi)液流速一般取0.20.5m/s,流速取=0.4m/s，則 故回流管的規(guī)格 95×4 mm,熱軋無縫鋼管。 實(shí)際回流管的流速： 進(jìn)料管的直徑 采用泵送料入塔，料液速度取=2.0 m/s，則 故進(jìn)料管的規(guī)格 45×4mm，熱軋無縫鋼管。 實(shí)際進(jìn)料管的

27、流速： 塔底出料管的管徑 塔底出料管的料液流速取=0.7 m/s，則 故塔底出料管的規(guī)格 60×3 mm，熱軋無縫鋼管。 實(shí)際塔釜出料管流速: 塔底進(jìn)氣管的管徑取， 故進(jìn)氣管直徑的規(guī)格45×4 mm，熱軋無縫鋼管。 實(shí)際塔底進(jìn)氣管的流速： 5.2.2塔體高度 封頭 封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1400 mm，查板式塔曲面高度表得曲面高度， 直邊高度，內(nèi)表面積，容積,則封頭高度 裙座 由于裙座內(nèi)徑800 mm，故裙座壁厚取16 mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑 mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑 mm 圓整 =1000 mm =1500 mm 考慮到腐蝕余量和再沸器，裙座高度取3 m.人孔對(duì)的板式塔，

28、為安裝檢修的需要，一般每隔68個(gè)塔板設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共有30塊塔板，需設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處板間距塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂空間高度為 塔釜設(shè)計(jì) 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處距離，取釜液停留時(shí)間為5min,取塔底液面到最下一層之間距離為1.5m。 則 塔體總高 實(shí)際塔板數(shù)n=30, 人孔數(shù)， 塔板間距，人孔處板間距 進(jìn)料板處間距，裙座高度，封頭高度 所以總高度 結(jié) 論所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表。序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值精餾提餾1平均溫度tm,84.61593.2

29、002平均壓力Pm,kPa104.55115.053氣相流量Vs,m3/s1.2701.1824液相流量Ls,m3/s0.00250.00505實(shí)際塔板數(shù)306有效段高度,m12.87塔徑，m1.48板間距，m0.409溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長，m0.92412堰高，m0.04710.039513板上液層高度，m0.0060.00614堰上液層高度，m0.01290.020515降液管底隙高度，m0.1740.17416安定區(qū)寬度，m0.0717邊緣區(qū)寬度，m0.0418開孔面積，1.09919篩板直徑,m0.00520篩孔數(shù)目，m282421開孔中心距，m0.01522開孔率

30、，%10.110.123空塔氣速，m/s0.8250.87624篩孔氣速，m/s11.44110.64825每層塔板壓降，Pa480.438484.09126負(fù)荷上限液泛控制27負(fù)荷下限漏液控制28液沫夾帶ev(液/氣)0.01800.014629氣相負(fù)荷上限，m3/s0.01110.011130氣相負(fù)荷下限，m3/s0.000790.0007931操作彈性3.143.00 結(jié) 束 語通過這次為期四周的課程設(shè)計(jì)，我的感受真的很大，這次課程設(shè)計(jì)讓我學(xué)會(huì)了很多東西，這次課程設(shè)計(jì)是學(xué)習(xí)化工原理以來第一次獨(dú)立的課程設(shè)計(jì)。在這次課程設(shè)計(jì)中，我學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)，化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧，提

31、高了畫圖的能力，進(jìn)一步掌握了Excel和Word的相關(guān)知識(shí)，能力得到了極大地提高。在這四周時(shí)間里，一開始老師講的時(shí)候，一頭霧水，什么都不知道，感覺自己勝任不了，后來老師的講解和同學(xué)之間的幫助，真切的讓我感受到理論和時(shí)間相結(jié)合中的各種困難，也體會(huì)到了用自己有限的知識(shí)去解決實(shí)際中的困難的不易。在實(shí)際計(jì)算中，還發(fā)現(xiàn)沒有及時(shí)的檢查錯(cuò)誤導(dǎo)致后來浪費(fèi)大量時(shí)間進(jìn)行修改，在一些應(yīng)用問題上，我直接套用了書上的公式，并沒有稱帝地了解這個(gè)公式的出處和用途，感覺有點(diǎn)遺憾。通過這次課程設(shè)計(jì)的訓(xùn)練，讓我對(duì)自己的專業(yè)知識(shí)有了更加充分的了解，為以后的學(xué)習(xí)指導(dǎo)了方向，增強(qiáng)了分析和解決問題的能力，同時(shí)通過這次課程設(shè)計(jì)讓我樹立正確

32、的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是嚴(yán)肅認(rèn)真，高度負(fù)責(zé)的態(tài)度。在這里真的非常感謝王老師對(duì)我們的諄諄教導(dǎo)，當(dāng)我們有問題時(shí)細(xì)心地給我們講解，讓我們學(xué)會(huì)了很多，抽出時(shí)間給我們指導(dǎo)，真的想說一句：王老師，您辛苦了！參考文獻(xiàn)（1）賈紹義.柴誠敬 .化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書，天津大學(xué)出版社；（2）化工原理教研室.化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書，吉林化工學(xué)院編；（3）譚天恩.麥本熙.化工原理下冊(cè)，化學(xué)工業(yè)出版社出版；（4）匡國柱.史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)；（5）陳丙恒等編化工原理下冊(cè)，化學(xué)工業(yè)出版社出版；（6）王國勝化工原理課程設(shè)計(jì)（第二版），大連理工大學(xué)出版社主要符號(hào)說明符號(hào)意義單位安全系數(shù)-表面張力mN/mhw凹形

33、受液盤深度mm液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間sA傳熱面積m2Aa開孔面積m2Ad降液管截面積m2Af弓形降液管截面積m2AJ精餾段操作點(diǎn)-Ao殼程流通面積m2As換熱器所需換熱面積m2As換熱器實(shí)際換熱面積m2AT塔截面積m2At提餾段操作點(diǎn)-C計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子-Co孔流系數(shù)-D塔徑mdo篩孔直徑mmET塔板效率-eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量液/氣F進(jìn)料摩爾質(zhì)量kmol/hfo殼程流體得摩擦系數(shù)-G質(zhì)量流量kg/hh0降液管底隙高度mh1氣體通過液層得阻力mhc干板阻力mHd降液管內(nèi)液層高度mhL板上液層高度mhow溢流堰高度mHT板間距mh降液管

34、內(nèi)液層高度mk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)-LW堰長mM摩爾質(zhì)量kg/kmoln開篩孔數(shù)目NT理論塔板數(shù)-Q熱流量WR回流比-t孔心距muo漏液點(diǎn)氣流速度m/suo液體流過底隙時(shí)得流速m/sW蒸餾釜的液體量KmolWc塔板邊緣區(qū)寬度mWd降液管寬度mWs塔板上入口安定區(qū)寬度mWs塔板上出口安定區(qū)寬度mx液相組分中摩爾分率-y氣相組分中摩爾分率-Z塔的高度m相對(duì)揮發(fā)度-充氣系數(shù)碳鋼板厚度mmPp氣體通過每層塔板的壓降KPa導(dǎo)熱系數(shù)w/ （m2）粘度mN/m密度Kg/m3塔板開孔率-化工原理課程設(shè)計(jì)教師評(píng)分表評(píng)價(jià)單元評(píng)價(jià)要素評(píng)價(jià)內(nèi)涵滿分評(píng)分平時(shí)成績20%出勤能按時(shí)到指定設(shè)計(jì)地點(diǎn)進(jìn)行課程設(shè)計(jì)，不曠課，不遲到，不早退。10紀(jì)律學(xué)習(xí)態(tài)度認(rèn)真，遵守課程設(shè)計(jì)階段的紀(jì)律，作風(fēng)嚴(yán)謹(jǐn)，按時(shí)完成課程設(shè)計(jì)規(guī)定的任務(wù)，按時(shí)上交課程設(shè)計(jì)有關(guān)資料。10說明書質(zhì)量30%說明書格式符合課程設(shè)計(jì)說明書的基本要求，用語、格式、圖表、數(shù)據(jù)、量和單位及各種資料引用規(guī)范等。10工藝設(shè)計(jì)計(jì)算根據(jù)選定的方案和規(guī)定的任務(wù)進(jìn)行物料衡算，熱量衡算，主體設(shè)備工藝尺寸計(jì)算，附屬設(shè)備的選型等。