化工原理課程設(shè)計甲醇水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計

1、 ?化工原理?專業(yè)課程設(shè)計設(shè)計題目 甲醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設(shè)計 學生姓名 班級、學號 指導教師姓名 課程設(shè)計時間20 年 月 日-20 年 月 日 課程設(shè)計成績設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力及設(shè)計過程表現(xiàn)，30%設(shè)計最終成績五級分制 指導教師簽字 化學化工學院課程名稱： 化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目： 甲醇-水二元體系篩板精餾塔的工藝設(shè)計學生姓名： 專業(yè)：化學工程與工藝 班級學號： 化工設(shè)計日期： 2011-12-20至2011-12-31設(shè)計任務(wù)： 甲醇-水體系設(shè)計條件：1. 進料量：F=320 kmol/h2. 進料組成：=0.30 摩爾分率3. 進料

2、熱狀態(tài)：冷夜進料tf=4. 常壓，塔釜間接蒸汽加熱5. 塔頂冷凝水溫度t=25，6. 塔釜加熱蒸汽溫度T=139設(shè)計要求： 摩爾分率 摩爾分率目錄一 概述.二 工藝設(shè)計1 總體設(shè)計方案1.1 操作壓強的選擇1.2 物料的進料熱狀態(tài)1.3 回流比確實定1.4 塔釜的加熱方式1.5 回流方式選定2 精餾的工藝流程圖3 精餾塔塔板數(shù)確實定3.1 物料衡算.3.2 物系相平衡數(shù)據(jù).3.3 回流比確定.3.4 逐板法計算理論塔板數(shù).3.5 實際塔板數(shù)確實定.4 塔徑塔板工藝尺寸確實定 4.1 各設(shè)計參數(shù) 操作壓力 溫度. 平均摩爾質(zhì)量. 平均密度. 液體外表張力. 液體的粘度 4.1.7 液負荷計算 塔

3、徑塔板工藝尺寸確定 塔徑塔板的計算. .1 塔徑的計算 .2 溢流裝置確實定 .3 安定區(qū)與邊緣區(qū)確實定 .4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)確實定及排列 塔盤流體力學驗算.1 塔板壓降.2 降液管停留時間.3 霧沫夾帶 負荷性能圖.1 液相下限線.2 液相上限線.3 漏液線.4 溢流液泛線.5 過量霧沫夾帶線.6 性能負荷圖4.3 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果5 輔助設(shè)備的設(shè)計5.1 塔頂全凝器的計算及選型.5.2 塔底再沸器面積的計算及選型.5.3 其他輔助設(shè)備的計算及選型 進料管 回流管 塔釜出料管 再沸器蒸汽進口管 冷凝水管 冷凝水泵 進料泵. 預熱器.6 致謝7 參考文獻三 附錄：1精餾段塔板布置圖2提餾段

4、塔板布置圖1 概述：塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表那么為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。浮閥塔的優(yōu)點：1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比擬緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣

5、體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高防止浮閥銹死在塔板上，所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術(shù)的不斷開展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 二工藝設(shè)計1. 總體設(shè)計方案 1.1 操作壓強的選擇 精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。對于沸點低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件

6、下進行操作。在相同條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于別離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。本次任務(wù)別離的是甲醇和水體系，綜合考慮各個因素，決定采用常壓1atm下進行操作。 1.2 物料的進料熱狀態(tài)采用冷液進料的方式，進料溫度為,該溫度為南京市全年平均溫度，冷液進料無需在進料前進行預熱，所以節(jié)省了操作費用，簡單方便。 1.

7、3 回流比確實定對于一定的別離任務(wù)，采用較大的回流比時，操作線的位置遠離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的別離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費用增加，所以操作費用和設(shè)備費用總和最小時所對應(yīng)的回流比為最正確回流比。本次設(shè)計任務(wù)中，綜合考慮各個因素，采用回流比為最小回流比的倍。 1.4 塔釜的加熱方式本次別離任務(wù)采設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供做夠的熱量。 1.5 回流方式選定 重力回流2 精餾的工藝流程圖甲醇-水精餾體系冷夜進料3 精餾

8、塔塔板數(shù)確實定 3.1 物料衡算條件：F=320 kmol/h (-30)/(-)=(-)/(-)該組成下的泡點 3.2 物系相平衡數(shù)據(jù) 1) 根本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子量沸點熔點水H2O甲醇CH3OH2 甲醇-水汽液平衡組成 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(txy)txytxy100002100100根據(jù)汽液平衡表,由內(nèi)插法求得(5.31-0.1)/(92.9-100)塔釜溫度(100-99)/(100-)=(-)/(6-)塔頂溫度進料溫度 3 甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度進料溫度塔頂溫度99.866374254724 甲醇-水各溫度下的外表張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜

9、溫度進料溫度塔頂溫度99.866甲醇N/m 788水N/m3 26 5 甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進料溫度塔頂溫度99.866甲醇755.487水 980.6 6甲醇-水在各溫度下地比熱容內(nèi)插法求得溫度塔釜溫度進料溫度塔頂溫度泡點溫度tb定性溫度T=99.866317596 7甲醇和水在各溫度下的汽化潛熱內(nèi)插法求的溫度塔釜溫度進料溫度塔頂溫度泡點溫度tb99.866甲醇kJ/mol水kJ/mol解：當T 當t= kJ/mol解得：3.3 回流比確定3.4甲醇摩爾分數(shù)/%溫度X/100Y/100Y-XYX-XY液相X氣相Y185787068q=1.104，所以q線方程為

10、平衡線方程為聯(lián)立q線方程與平衡線方程得： 3.4 逐板法計算理論塔板數(shù)精餾段操作線方程為：提餾段：提餾段方程：平衡線方程為：由上而下逐板計算，自X0i首次超過X=時止 操作線上的點 平衡線上的點 1 X0=0.99,Y1=0.99 (X1343, Y1=0.99) 2 X1343,Y2 X2,Y202 3 X2,Y3 X3=0.6786,Y3107 4 X3,Y4=0.821 X4=0.4868,Y45 X4,Y5 X5,Y56 X6,Y7 X6=0.2680,Y6因為X5 時首次出現(xiàn) Xi <Xq 故第6塊理論版為加料版，精餾段共有6塊理論板。提餾段理論板數(shù)提餾段操作線方程：X5=0.

11、2680, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw時為止。操作線上的點 平衡線上的點7X6,Y7 X7,Y78X7=0.1775,Y7776 X8,Y89X8,Y9 X9=0.0437,Y910X9,Y10 X10,Y1011X10,Y11 X11,Y1112X11,Y12 X122686,Y1213X12,Y13=0.004213 X13,Y13由于到X13首次出現(xiàn)Xi < X w ，故總理論板數(shù)缺乏13塊總的理論板數(shù)NT=12+X12-Xw/X12-X13( 包括塔釜)X3.5 實際塔板數(shù)確實定1總板效率ET的計算塔頂溫度 塔釜溫度 進料溫度溫度塔釜溫度定性溫度進料溫度塔頂溫度99.8

12、66定性溫度 此溫度下組成為甲醇摩爾分率由內(nèi)插法求得X= 當t= 時由內(nèi)插法求得由奧克梅爾公式： 2實際塔板層數(shù)算得ET111其中： 精餾段：5=13塊 提餾段:17塊 實際塔板數(shù)Np=精餾段板數(shù)+提餾段板數(shù)+塔釜=31塊4 塔徑塔板工藝尺寸確實定 4.1 各設(shè)計參數(shù) 操作壓力塔頂壓強，p0.64kPa 取每層踏板壓強，那么進料板的壓力為： kPa塔底壓力為： kPa，故精餾段平均操作壓力為：pm精 kPa故提餾段平均操作壓力為：p提 kPa溫度塔頂溫度=64.7361 進料溫度= 塔釜溫度=99.866那么精餾段的平均溫度：提餾段的平均溫度：塔平均溫度為：1精餾塔的汽、液相負荷:×

13、kmol/h+1)× kmol/hL=L+F×q=114.94+320×=kmol/hV=V-1-qF=211.68-(1-1.188)×kmol/h2塔頂平均分子量:X1, Y1MVDM9×32.04+)×18.0153=g/molMLDM5343×32.045343)×18.0153=g/mol3)加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量：X4, Y4MVFM =×32)×18.0153= g/molMLFM ×32)×18.0153= g/mol4加料板平均分子量：Xf=0.3 ,

14、 yf=0.6745MVFM=0.6745×32.04+(1-0.6745)×18.0153= g/molMLFM=0.3×32.04+(1-0.3)×18.0153=g/mol5塔底平均分子量：xw1, yw=0.00482MVWM=×32.04+(1-)×18.0153=g/molMLWM1×32.041)×18.0153=g/mol精餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.90+29.53)/2=/molMLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.387+24.843)/2= /mol

15、提餾段平均摩爾質(zhì)量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=/molMLm=(MLDm+MLFm)/2 =()/2=/mol平均密度1氣相密度2） 液相密度甲醇-水在各溫度下的密度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進料溫度塔頂溫度99.866甲醇水958.47 999.02 980.6 ： 混合液密度: XFXDXW液體外表張力 甲醇-水各溫度下的外表張力(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度進料溫度塔頂溫度99.866甲醇N/m0.01281 水N/m0.07314 tf= 99.866 精餾段液相平均外表張力：提餾段液相平均外表張力：液體的粘度 甲醇-水各溫度下的粘度(內(nèi)插法求得)溫度塔釜溫度定性溫度

16、進料溫度塔頂溫度99.8661) td=0.3281m 0.4372 2) tf= m mpa.s 3) tw=0.2283m 0.2842m精餾段液相平均粘度：提餾段液相平均粘度：4.1.7液負荷計算精餾段：提餾段：4.2. 塔徑塔板工藝尺寸確實定 欲求塔徑應(yīng)先求出u，而u平安系數(shù)×umax 式中： 精餾段 取塔板間距，板上液層高度，塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m板間距/HT，mm200300250350300450350600400600那么別離空間： 功能參數(shù)：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得： 由于 那么 取圓整得 D=塔截面積：空塔氣速：提餾段功能參數(shù)：取塔板間距，板上液層高度，那么

17、別離空間:從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：那么所以圓整取m塔截面積： m2空塔氣速： .2 溢流裝置確實定 選用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，直徑小于的塔中廣泛使用。工業(yè)中應(yīng)用最廣的降液管是弓形降液管。1) 溢流堰長精餾段：根據(jù)塔徑=溢流堰長 提餾段：根據(jù)塔徑=m溢流堰長 2)出口堰高選用平直堰，堰上液層高度液流收縮系數(shù)精餾段：提流段:3弓形降液管寬度和面積查圖知 精餾段： WD5×1.2=m驗算液體在降液管內(nèi)停留時間 提鎦段： 停留時間 故降液管尺寸可用。4) 降液管底

18、隙高度降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以h0表示。降液管底隙高度應(yīng)低于出口堰高度hw，(hw-ho)不應(yīng)低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設(shè)計中取22mm。hw-ho=39- 22 =17 mm> 6 mm 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 .3 安定區(qū)與邊緣區(qū)確實定 1) 入口安定區(qū) 塔板上液流的上游部位有狹長的不開孔區(qū)，叫入口安定區(qū)，其寬度為。此區(qū)域不開孔是為了防止因這部位液層較厚而造成傾向性液封，同時也防止氣泡竄入降液管。一般取=50100mm,精餾段取=70mm,提鎦段取=70mm。2 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部

19、位也有狹長的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。這局部不開孔是為了減小因流進降液管的液體中含氣泡太多而增加液相在降液管內(nèi)排氣的困難。精餾段取=70mm,提鎦段取=70mm。3 邊緣固定區(qū) 在塔板邊緣有寬度為WC的區(qū)域不開孔，這局部用于塔板固定。一般=2550mm。精餾段取=40mm,提鎦段取=40mm。 .4 鼓泡區(qū)閥孔數(shù)確實定及排列塔徑D/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6D精=D提=1200mm所以查表得：塔板分塊數(shù)精餾=塔板分塊數(shù)提餾=3工藝要求：孔徑精餾段取閥孔動能因子 =10孔速浮閥孔數(shù) 取無效區(qū)寬度

20、 =0.04m 安定區(qū)寬度 = 弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =m2其中 R=x=0.35m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排圖如下：經(jīng)過精確繪圖，得知，當t=65mm時，閥孔數(shù)N實際=118個按N=118重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：孔速u0= VS/× 1/4 ×d2× N= m/sF0=uo×(V,M) 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)。 開孔率 (5%<%<14%,符合要求)故：t=75mm , t=65mm, 閥孔數(shù)N實際=118個那么每層板上的開孔面積AO =A a × = 0.7294×12.46 %=m2提留

21、段：取閥孔動能因子 孔速浮閥數(shù) 取無效區(qū)寬度 4m 安定區(qū)寬度 弓形降液管寬度 開孔區(qū)面積 =m2其中 0.35m由圖可得實際浮閥孔數(shù)118塊閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi) 開孔率% (5%<%<14%,符合要求) 塔盤流體力學驗算 a.塔板壓降校核.1干板壓強降浮閥由局部全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為U0,cU0,cV,M1/1.825=m/s液層阻力 取0.45 液體外表張力數(shù)值很小，設(shè)計時可以忽略不計氣體通過每層塔板的壓降P為 .2 降液管停留時間液體在降液管內(nèi)停留時間精餾段：提餾段：故降液管設(shè)計合理b. 液泛的校核為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度

22、。即：HdHT+hWHd=hw+how+hd+hp+hd=0.2(LS/(lwho)2 甲醇-水屬于一般物系，取對于浮閥塔0那么Hd=hw+how+hd+hp+=+0.2(/(×0.022)2+0.06045=0.1272mHT+hW4694)=m因0.1272m<m， 故本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛 .3 霧沫夾帶綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。所謂泛點率指設(shè)計負荷與泛點負荷之比的百分數(shù)。其經(jīng)驗值為大塔F1<80%-82%精餾段：CF泛點負荷因素由 查表得Ab=AT-2Af-2提餾段：CF泛點負荷因素由

23、 查表得A,b=A,T-2A,f-2 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量在允許范圍之內(nèi)。對于大塔，為防止過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev<液/kg(干氣)的要求。e. 漏液驗算精餾段：m3/s<Vs= m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏液。提餾段： m3/s<Vs= m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏液。浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果 負荷性能圖 .1 液相下限線 .2 液相上限線 .3 漏液線 .4 溢流液泛線 .5 過量霧沫夾帶線 .6 性能負荷圖 4.2.3.1 4) 塔板負荷性能圖及操作彈性液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，

24、對應(yīng)的液相流量為最小。設(shè)how,小=a)精餾段： LWb)提餾段： LW液相上限線當停留時間取最小時，LS為最大，求出上限液體流量LS值常數(shù)，在VSLS圖上，液相負荷上限線為與氣體流量VS無關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，因Af=m2 ， HT=0.4 =AfHT/LS a)精餾段：那么LS,大×0.4 / 5=m3/sb)提餾段：那么LS,大×0.4 / 5=m3/s漏液線a)精餾段：b)提餾段： 據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。霧沫夾帶線a精餾段：CF泛點負荷因素由 查表得Ab=AT-2Af-2 根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑m 控制其泛點率為80%代入上式

25、K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF代入計算式，整理可得：b)提餾段：CF泛點負荷因素由 查表得 根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑m 控制其泛點率為80%代入上式lL=D-2Wd=1.2-2A,b=A,T-2A,f-2K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF7代入計算式，整理可得：由上式知霧沫夾帶線為直線，那么在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，依式算出相應(yīng)的VS值列于下表中。LSVS由上式知霧沫夾帶線為直線，那么在操作范圍內(nèi)任取兩個LS值，依式算出相應(yīng)的VS值列于下表中。LS'2VS'液泛線為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。聯(lián)立以下三式：由上式

26、確定液泛線。忽略式中項，將以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，那么、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化成與的如下關(guān)系式： 其中 ： 帶入數(shù)據(jù)： 由得精餾段：LSvs提餾段：LS，VS，操作負荷線由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負荷，可知操作點P(0.00173,0.9312)在正常的操作范圍內(nèi)。過圓點連接OP作出操作線.由塔板負荷性能圖可以看出：1在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點P設(shè)計點，處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3操作彈性Vma

27、x=2.73, Vmin操作彈性=Vmax/ Vmin =2.73/0.45075=6.0566>3此設(shè)計符合要求。5 輔助設(shè)備的設(shè)計 5.1 塔頂全凝器的計算及選型(1)全凝器的選擇：列管式全凝器 全凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在全凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。(2)全凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量甲醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式甲醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)冷凝蒸汽量：KJ/kg 冷凝水始溫為30，取全凝器出口水溫為42，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下甲醇在膜溫下，水在平均溫度36下kg/m3Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/

28、(m.)甲醇-水45×10-5水9974×10-5a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表取K=2000W/(m2.) 傳熱面積的估計值為：×36.44=m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=/s管數(shù)：個管長：取管心距殼體直徑取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/MPa管子長l/m管程數(shù)NP1管數(shù)n/根132殼程數(shù)NS1管心距t/mm管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re:一管程流通截面積：管內(nèi)水的流速二殼程流通截面積： 取=1

29、3殼內(nèi)甲醇-水流速 當量直徑 計算流體阻力1 管程流體阻力設(shè)管壁粗糙度為，那么/d=0.005,查得摩擦系數(shù)取污垢校正系數(shù)F 符合一般要求2 殼程流體阻力 Re>500，故擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=8376.9Pa<10kPa故管殼程壓力損失均符合要求3 管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管×104殼程對流給熱系數(shù)Pr0= =計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 RS/kW RS= m/kW以管外面積為基準 那么K=2.357kW/(m2.)計算傳熱面積 A=m2所選換熱器實際面積為A=n=2裕度所選換熱器適宜 5.2 塔底再沸器面積的計算及選型(1)再沸器的選擇：列

30、管式蒸發(fā)器對直徑較大的塔，一般將再沸器置于塔外。其管束可抽出，為保證管束浸于沸騰器液中，管束末端設(shè)溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區(qū)。其液面以上空間為氣液別離空間。(2) 換熱面積換熱量為 考慮到5%的熱損失后 傳熱面積： A=蒸汽溫度為120，冷液進口溫度為，出口溫度為那么 取傳熱系數(shù)K=1000W/m2.K 5.3 其他輔助設(shè)備的計算及選型 進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管。管徑的計算，取，經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格42×3mm 回流管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：5

31、0mm3mm實際管內(nèi)流速： 塔釜出料管釜殘液的體積流量：=m3/s取適宜的輸送速度uw=/s那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：42mm2mm實際管內(nèi)流速： 再沸器蒸汽進口管設(shè)蒸汽流速為20m/s,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：325mm實際管內(nèi)流速： 冷凝水管冷凝水進口溫度為30，水的物性數(shù)據(jù)： 水的物性數(shù)據(jù)： =kg/m3,=,=4.174kJ/(kg.K) 冷凝水質(zhì)量流率，取流速為/s管徑選取 180×熱軋無縫鋼管實際流速為 冷凝水泵雷諾數(shù)取=0.01，查圖摩擦系數(shù)各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名稱水管入口進口閥90·彎頭×4半開型球閥6×4設(shè)管長為50

32、米,塔有效高度加裙座加全凝器高度取Ho=20m揚程取33m流量選擇IS150-125-315型離心泵,參數(shù)為流量V=200,揚程H=34m,轉(zhuǎn)速,泵效率,軸功率 進料泵塔總高不包括群座由下式?jīng)Q定式中 H塔高，m；-塔頂空間，m；-塔板間距，m； -開有人孔的塔板間距，m；-進料段高度，m； -塔底空間，m；-實際塔板數(shù)，m； -人孔數(shù)不包括塔頂空間與塔底空間的人孔數(shù)。所以取 ， =31塊 ，= ，= , =，每7塊取一個人孔，那么=4個。 的計算，塔釡料液最好能在塔底有35分鐘的存儲，所以取5分鐘來計算。因為 ×300=3 =那么=1.5+(31-2-4)×0.4+4

33、15;0.35+0.8+0.555=m裙座高度取5m，所以總高度為 。F=250kmol/h=/s=3/h料液罐的壓強為常壓1atm，加料板的壓強為110925Pa進料口的高度為 ，進料段的表壓為1.0947atm，管路阻力×10+=23.077+,所以要選一個適合這個流量和高度的泵，查型離心泵性能表 從各個方面考慮下來，IS65-40-315比擬適合作進料泵，其有關(guān)參數(shù)為：流量/(m3/h)揚程/m轉(zhuǎn)速/(r/min)氣蝕余量/m泵效率/%軸功率配帶功率200341450374使用重力回流。6 感想與致謝6.1 體會&小結(jié)進行了整整兩周的化工原理課程設(shè)計終于告一段落，對我自

34、己而言兩周的辛勤勞動是收獲頗豐的。對化工設(shè)計有了比擬深刻的認識，在平常的化工原理課程學習中總是只針對局部進行了計算，而對參數(shù)之間的相互關(guān)聯(lián)缺乏認識。平常的學習總會有題設(shè)的條件，省去了我們很多勞動，但在設(shè)計中大量用到了物性數(shù)據(jù)是我們需要自己去查取的。我學會了去互聯(lián)網(wǎng)上查取這些數(shù)據(jù)，如在中科院過程工程研究所的數(shù)據(jù)庫中就有許多我們所需要的數(shù)據(jù)。設(shè)計中我學會了離開老師進行自主學習，參看多本指導書，還查閱了一些超星圖書館中的資料。這樣的設(shè)計讓我從中獲得了一些自信，覺得專業(yè)還是學了不少東西的，至少學會了一種研究的方法，將來工作中或?qū)W習遇到了什么困難或從未接觸過的領(lǐng)域，我也不再會感到畏懼。因為我已經(jīng)有了一定

35、的自主研究的能力，我能通過自學慢慢的將問題化解。設(shè)計幫助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用電腦上網(wǎng)，進行些娛樂活動，真正這些實用的軟件卻觸碰的很少，雖然以前有學過但隔的時間也比擬久了，大多都淡忘了。設(shè)計教會了我耐心，很多地方都是需要先假設(shè)數(shù)據(jù)，再驗算，不符合時再調(diào)整數(shù)據(jù)重新進行驗算。很多地方我都不得不重復的算上好幾遍，而且大量繁瑣的計算要求我必須克服毛躁的毛病，計算必須準確到位才能更快的完成設(shè)計任務(wù)。6.2 致謝本次設(shè)計能完全結(jié)束，離不開老師得辛勤指導和同學們的熱心幫助。由于個人知識水平有限，在老師和同學的耐心幫助下才得以完本錢次設(shè)計。在此，特別感謝老師，和化工班的同

36、學們。同時也感謝學校和老師給我們一個鍛煉自己學習知識的時機。7 參考文獻1. 管國鋒，趙汝溥?；ぴ淼诙妫本?化學工業(yè)出版社，2003。2. 化工原理課程設(shè)計(全冊賈紹義&柴誠敬3. 化工過程及設(shè)備課程設(shè)計-湖南省化工技校湯金石4. 夏清，陳常貴?；ぴ硐聝?修訂版，天津大學出版社，2005。5. 化工工藝設(shè)計手冊下冊 第三版，化學工業(yè)出版社，2003。6. 陳常貴, 柴誠敬,姚玉英.?化工原理?下冊，天津:天津大學出版社，2003。7. 國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計院.化工工藝設(shè)計手冊上、下，北京:化學工業(yè)出版社，1996。 8. 陳英南，劉玉蘭. 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計.上海

37、:華東理工大學出版社,2005。9.劉光啟等.?化工物性算圖手冊??；瘜W工業(yè)出版社10.邱景宏, 寧宇. ?中文AutoCAD2000應(yīng)用培訓教程?. 北京: 高等教育出版社, 2000年11. 崔子筠, 崔子偉. ?計算機繪圖教程?. 上海: 同濟大學出版社, 1996年12. 董大勤. ?化工設(shè)備機械根底?(第二版). 北京: 化學工業(yè)出版社, 1994年 內(nèi)部資料僅供參考9JWKffwvG#tYM*Jg&6a*CZ7H$dq8KqqfHVZFedswSyXTy#&QA9wkxFyeQ!djs#XuyUP2kNXpRWXmA&UE9aQGn8GK8!z89AmYWp

38、azadNu#KN&MuWFA5uxY7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxG89AmUE9aQGn8xp$R#&#849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxY7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89

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45、;qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxY7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxGjqv$U*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxY7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89Amv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxY7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&am