乙酸乙酯-乙酸丁酯篩板精餾塔的設(shè)計(jì)綜述

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題目乙酸乙酯-乙酸丁酯分離板式精餾塔系（院）的設(shè)計(jì)化學(xué)與化工系專業(yè)化學(xué)工程與工藝班級(jí)2009級(jí)1班學(xué)生姓名毋瑞仙學(xué)號(hào)2009010825指導(dǎo)教師賈冬梅職稱副教授二o年十二月十日濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書1課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、課題名稱乙酸乙酯一乙酸丁酯分離板式精餾塔設(shè)計(jì)二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）原料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液處理量：5萬t/a原料組成：23%（乙酸乙酯的質(zhì)量分率）料液初溫：25C操作壓力、回流比、單板壓降：自選進(jìn)料狀態(tài)：冷液體進(jìn)料塔頂產(chǎn)品濃度：98%（質(zhì)量分率）塔底釜?dú)堃阂宜岫□セ厥章蕿?6%（質(zhì)量分率）塔頂：全凝器塔釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板生產(chǎn)時(shí)間：300天/年

2、，每天24h運(yùn)行冷卻水溫度：20C設(shè)備形式：篩板塔廠址：濱州市三、設(shè)計(jì)內(nèi)容（包括設(shè)計(jì)、計(jì)算、論述、實(shí)驗(yàn)、應(yīng)繪圖紙等根據(jù)目錄列出大標(biāo)題即可）1、設(shè)計(jì)方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（加熱物料進(jìn)出口溫度、密度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算6、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計(jì)10、餾塔接管尺寸計(jì)算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)繪，A2圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件）（手繪，A1圖紙）13、撰寫課程設(shè)計(jì)說明書一份（設(shè)計(jì)說明書的基本內(nèi)容：課程設(shè)計(jì)任務(wù)

3、書；課程設(shè)計(jì)成績(jī)?cè)u(píng)定表；中英文摘要；目錄；設(shè)計(jì)計(jì)算與說明；設(shè)計(jì)結(jié)果匯總；小結(jié)；參考文獻(xiàn)）14、有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊(cè)15、注意事項(xiàng)寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)束后列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表設(shè)計(jì)最終需裝訂成冊(cè)上交四、進(jìn)度計(jì)劃（列出完成項(xiàng)目設(shè)計(jì)內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）TOC o 1-5 h z1.設(shè)計(jì)動(dòng)員，下達(dá)設(shè)計(jì)任務(wù)書0.5天2收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計(jì)進(jìn)度1-2天3初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)計(jì)算內(nèi)容5-6天4繪制總裝置圖2-3天5整理設(shè)計(jì)資料，撰寫設(shè)計(jì)說明書2天6.設(shè)計(jì)小結(jié)及答辯1天濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書目錄TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark12

4、 o Current Document 摘要1 HYPERLINK l bookmark14 o Current Document 第一章概述1 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 1.1精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求1 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 1.2板式塔類型1 HYPERLINK l bookmark20 o Current Document 第二章設(shè)計(jì)方案的確定2 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 2.1操作條件的確定2 HYPERLINK

5、 l bookmark24 o Current Document 2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則4 HYPERLINK l bookmark26 o Current Document 第三章塔的工藝尺寸得計(jì)算5 HYPERLINK l bookmark28 o Current Document 3.1精餾塔的物料衡算53.1.1摩爾分率53.1.2平均摩爾質(zhì)量53.1.3物料衡算53.1.4回收率5 HYPERLINK l bookmark34 o Current Document 3.2塔板數(shù)的確定63.2.1理論板層數(shù)N的求取6 HYPERLINK l bookmark92 o Current

6、Document 3.3精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算83.3.1操作壓力計(jì)算83.3.2操作溫度計(jì)算93.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算93.3.4平均密度計(jì)算103.3.5液體平均表面張力計(jì)算103.3.6液體平均黏度計(jì)算11 HYPERLINK l bookmark130 o Current Document 3.4精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)113.4.1塔徑的計(jì)算113.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算11 HYPERLINK l bookmark164 o Current Document 3.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算143.5.1溢流裝置計(jì)算143.5.2塔板布置173.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算193.6.

7、1塔板壓降203.6.2液面落差213.6.3液沫夾帶22漏液22液泛23 HYPERLINK l bookmark307 o Current Document 3.7塔板負(fù)荷性能圖23 HYPERLINK l bookmark309 o Current Document 3.7.1漏液線233.7.2液沫夾帶線233.7.3液相負(fù)荷下限線243.7.4液相負(fù)荷上限線253.7.5液泛線26 HYPERLINK l bookmark361 o Current Document 第四章塔附屬設(shè)計(jì)29 HYPERLINK l bookmark363 o Current Document 4.1塔附

8、件設(shè)計(jì)29 HYPERLINK l bookmark379 o Current Document 4.2筒體與封頭32 HYPERLINK l bookmark385 o Current Document 4.3塔總體高度設(shè)計(jì)334.3.1塔的頂部空間高度334.3.2塔的底部空間高度334.3.3塔體高度33 HYPERLINK l bookmark393 o Current Document 4.4附屬設(shè)備設(shè)計(jì)334.4.1冷凝器的選擇334.4.2泵的選擇34 HYPERLINK l bookmark411 o Current Document 設(shè)計(jì)小結(jié)35附錄36參考文獻(xiàn)43濱州學(xué)院課

9、程設(shè)計(jì)說明書I摘要化工生產(chǎn)過程中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足存儲(chǔ)、運(yùn)輸。加工和使用的要求，時(shí)常將這些混合物分離為較純凈的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量驅(qū)動(dòng)下，使氣、液兩相多次接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組分分離，該過程是同時(shí)進(jìn)行傳熱傳質(zhì)過程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分離乙酸乙酯乙酸丁酯混合物的精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀(jì)50年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研

10、究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤造價(jià)減少40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右，處理能力大等優(yōu)點(diǎn)，綜合考慮更符合本設(shè)計(jì)的要求?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)我們化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；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；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過程中不僅要考慮理論

11、上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核。關(guān)鍵詞：板式精餾塔浮閥計(jì)算校核濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書 第一章概述塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。11精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求精餾所進(jìn)行的是氣（汽）、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣（汽）、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣（汽）、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：（1）氣（汽）、液處理

12、量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。（2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣汽）、液負(fù)荷有較大范圍的變動(dòng)時(shí)，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。（3）流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。（4）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。（6）塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔

13、型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。12板式塔類型氣一液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊(cè)中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹板式塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣一液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣一液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔（1813年）、篩板塔（1832年），其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板

14、、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設(shè)計(jì)。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%，為浮閥塔的80%左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015%。塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約23)。小孔篩板容易堵塞。第二章設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為乙醇一水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程

15、。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)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，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)品冷卻器冷卻后送至儲(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2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。2.1操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問題作些闡述。2.1.1操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技

16、術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中

17、，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。2.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大（如酒精與水的混合液），便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。然而，直接蒸汽加熱,由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板

18、數(shù)稍有增加。但對(duì)有些物系（如酒精與水的二元混合液），當(dāng)殘液的濃度稀薄時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí)采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對(duì)于本實(shí)驗(yàn)溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。2.1.4冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出

19、口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50C，否則溶于水中的無機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。2.2.1滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝

20、置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表（如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等）及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。2.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。2.2.3保證安全生

21、產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。第三章塔的工藝尺寸的計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率、平均摩爾質(zhì)量、物料衡算、回收率等的計(jì)算乙酸乙酯的摩爾質(zhì)量：Ma二88.11kg/kmo1水的摩爾質(zhì)量：M=116.16kg/kmolB23/88.11原料液：Xf-23/88.11+77/116.16-?！?79原料液M=

22、0.2825x88.11+(1-0.2825)X116.16=108.2359kg/kmolF5x104X103進(jìn)料流量F=300X24；1082359=64.1603kmol/h全塔物料衡算F-D+W輕組分FXf-DXD+WXWDx乙醇的回收率耳-d100%-98%F水的回收率BW(1-x)-W-X100%-96%F(1-x)F式中：F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜?dú)堃毫髁浚琸mol/hX原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)FxD流出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)餾出液流量D19.6042kmol/h釜液流量W44.5561kmol/h塔頂x0.9061D塔底產(chǎn)品x0.0081WX

23、釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)W聯(lián)立解得所以有：塔頂M二0.9061x88.11+(10.9061)x116.16二90.74kg/kmolD塔底產(chǎn)品Mw=0.0081x88.11+(1-0.0081)x116.16=115.93kg/kmol3.2塔板數(shù)的確定3.2.1理論板層數(shù)N的求取3211最小回流比及操作回流比計(jì)算當(dāng)X”二0.2825時(shí)，由t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點(diǎn)溫度為T皰103.3C查得泡點(diǎn)溫度下乙酸乙酯的汽化熱32.23KJ/Kmol,乙酸丁酯的汽化熱36.79KJ/Kmol所以r二rxx+rx(1x)二35502KJ/Kmolm1121平均溫度:T=(103.3+25)/

24、2C=64.15C原料液的比執(zhí)容.C=Cx+Cx(1x)=223.6485KJ/(Kmol-K)、八*PPA1pB1cAt+rq=pm二1.4933rmTOC o 1-5 h zqx所以q線方程為y=x-Fq1q1即：y=3.0272x-0.5727根據(jù)進(jìn)料線方程確定最小回流比如下圖所示:0.0.0.0.12345列列列列列TIO9a876a5一I由上圖可以看出q線與平衡線的切點(diǎn)坐標(biāo)為(0.452/0.797)故Rminx-yqyxqq0.9061-0.797=0.3160.797-0.452取R=2R=2x0.316=0.632minRx故精餾段操作線方程y=x+牛ty=0.387x+0.5

25、55R+1R+1式中R回流比提餾段操作線方程:m+1L+qFx_WL+qFVWmL+qFVW故提餾段操作線方程：y=L7x-0.0057m+1m3.2.1.3逐板法求塔板數(shù):y4.71213.7121yy=0.387x+0.555x-0427q線方程和精餾段操作線方程交點(diǎn)q求得:x-0.67191x-0.48322y-0.81502y-0.74203x-0.379D0.4273則精餾段N=2提餾段:X-0.37903y-0.63864X-0.27274X-0.1525X-0.066966X-0.0257y-0.45795y-0.25276y-0.10817y-0.03698X-0.00810.

26、6選平直堰；h0.6選齒形堰owowow選用平直堰，堰上液層高度：ow2.841000E（L）3,近似取E=1(一般情況取1,可借用博爾斯對(duì)泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計(jì)算圖求取。)式中l(wèi)堰長(zhǎng)，mwL塔內(nèi)液體流量，m3/hhE液流收縮系數(shù)，若h小于6mm，采用齒形堰，當(dāng)溢流層不超過齒頂時(shí)h=1.17(fl)；當(dāng)溢流層超過齒OWow頂時(shí)L=0.735h5/2（howowh)5/2用試差法。n則how0.6=284x1x(.00043x3600)3=0.0060m1000同理，提餾段的為h二0.0066mow取板上清液層高度hL二100mm故h二0.1-0.0060二0.094mw同理，提餾段的為h二

27、0.0934mw3513弓形降液管寬度和截面積降液管截面積：由A/A=0.06-0.12確定；fT由D-0.6由弓形降液管的參數(shù)圖（姚玉英化工原理（下）P163頁圖3-12弓形降液管的寬度與面積）查得孑=0.062,故A=0.06x0.785=0.0432m2W=0.11D=0.11x1=0.11md同理，提餾段的為A=0.0432m2，W=0.11mfdAH為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶，停留時(shí)間e3-5s，其中e=嚴(yán)。S驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間為：3600AH3600 x0.0432x0.359=匚二=35.16s5sL0.00043x3600h式中L塔內(nèi)液體流量，m3/hhH板間距，mTAf弓形

28、降液管截面積，m2同理，提餾段的為9=30.86s5s故降液管設(shè)計(jì)合理3.5.1.4降液管底隙高度底隙：通常在30-40mm，若太低易于堵塞。36001u，取丁O.07m/Sw0式中L塔內(nèi)液體流量，ma/hhl堰長(zhǎng)，mwu液體通過降液管底隙時(shí)的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取u0=007m/s35m/s000043%3600二0.0102m=03600X0.6X0.07hh二0.0940.0102二0.0838m0.006m降液管底隙高度比溢流堰高度低w00.006m。同理，提餾段的為u=0.07m/sh=0.0117m/s00h一h=0.0817m0.006mw0故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。3.

29、5.2塔板布置3.5.2.1塔板的分塊塔板類型按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時(shí)采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在900mm以上時(shí)，采用分塊式塔板。因D900mm，故塔板采用分塊式。溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)）W一般兩區(qū)面積相等。d鼓泡區(qū)氣液傳質(zhì)有效區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū)Ws=50-100mm。邊緣區(qū)：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。有效傳質(zhì)區(qū)：?jiǎn)瘟餍凸文跖澹篈a2(xy)r2x2+r2sill_1)r雙流型弓形降液管塔板：4二2(窈匚占+”siif1三)治Jr2_彳+Fsiif1西)(5)篩孔的尺寸和排列篩孔：有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，常按正三角形排列.篩板開孔率：

30、一。=0.907(D=-=A丄f2sill602A篩孔數(shù)的計(jì)算：n=nA=1.158TOC o 1-5 h zP12n每平方米鼓泡區(qū)的篩孔數(shù)。3522邊緣區(qū)寬度確定取W二W二0.04m，W二0.03mssC3523開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積：A=2x(xx.；r2s2+二sin-1X)a180rD1其中x=(W一W)=(0.11+0.04)=0.43m2ds2濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書0 D1r=一W二一一0.03=0.47m2c2式中W邊緣區(qū)寬度，mCA開孔區(qū)面積，m2aW弓形降液管寬度，mDW破沫區(qū)寬度，mS同理，提餾段的為x二0.455mr二0.47m故A=2x(0.455x10.472-0.

31、432a兀x0.472180.0.43sm-i0.47=0.341m2同理，提餾段的為A二0.341m2a3524篩孔計(jì)算及其排列本利所處理的物系無腐蝕性，可選用二3mm碳鋼板,取篩孔直徑d二8mm。0篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3d=3x8二24mm0同理，取提餾段的為t二3d=3x8=24mm0“丄,1.158A1.158x0.341廠“人師孔數(shù)目n為：n二a二二686個(gè)120.0242式中A開孔區(qū)面積，m2at孔間距，m同理，提餾段的為686個(gè)8開孔率為00.907()2=10.08%同理，提餾段的為10.08%氣體通過篩孔的氣速為uVV=sAA0a02617.59m/s0.1

32、008x0.341同理，提餾段的為u=7.62m/s0濱州學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書 36篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1塔板壓降3.6.1.1干板阻力計(jì)算TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark243 o Current Document 干板阻力：h=0.051(你)2()ccp0L1式中u氣體通過篩孔的氣速，m/s0c0干篩孔的流量系數(shù)PV1、PL1分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由d/50干篩孔流量系數(shù)圖759315故h二0.051()2()二0.0198m液柱故c0.76808.4液柱同理，提餾段的為h二0.0235m液柱c3612氣體通過液層的阻力計(jì)算氣本通

33、過液層的阻力：0=卩hLu=s=_0.352m/saA-A0.785-0.0432Tf式中V塔內(nèi)氣體流量，m3/ss片一塔截面積，m2Af弓形降液管截面積，m2F0=U八叮,C=0.6801/2F0=0.352.3.15=0.625同理，提餾段的為u=0.353m/s,F二0.667a0查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得0=0.74，提餾段的0=0.70故h=0h=0(h+h)=0.74x(0.094+0.0060)=0.074m液柱1Lwow式中hL板上液層高度，mB充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時(shí)，B=0.5，為油時(shí)，B=0.20.35，為碳?xì)浠衔飼r(shí)，B=0.40.5同理，提餾段的為h=0.07m13.6

34、.1.3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：hhmbpgdL104x15062x10-3808.4x9.81x0.0080.000985m液柱式中d0孔直徑，mO操作物系的液體平均表面張力，mN/mm同理，提餾段的為h0.00087m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即hh+h+hpc1bh0.08057m液柱p同理，提餾段的為h=0.0775mp氣體通過每層塔板的壓降為Aphpg0.08057x808.4x9.81638.95Pa0.7kPa（設(shè)計(jì)允許值）PPL1同理，提餾段的為Ap593.39Pa0.7kPa(設(shè)計(jì)允許值)P362液面落差液面落差一般較小，可不計(jì)。當(dāng)不

35、可忽略時(shí)，A=0.0476(b+4丿2巴:ZLs(bH)3(p-p)fLv對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。363液沫夾帶TOC o 1-5 h z5.7x10-6u、霧沫夾帶量：e=(a)32vbHhmTfh=2.5h二2.5x0.1二0.25mfL式中h板上液層高度，mLH板間距，mTn操作物系的液體平均表面張力，mN/mmu氣體通過篩孔時(shí)的速度，m/sa故e二0.02047kg/kg0.1kg/kgv同理，提餾段的為e二0.0242kg/kgu00,min同理，提餾段的為u=4.75m/s，u=7.229m/su0,min00,min穩(wěn)定系數(shù)為

36、K=L6L5u4.740,min同理，提餾段的為K=1.611.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。365液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hp(H+h)dTw式中H板間距，mTh堰高，mw0系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系申=0.3-0.4，不易起泡物系申=0.6-0.7，般物系，取申=0.5。乙醇一水物系屬于一般物系，取9二0.5，則申(H+h)二0.5(0.35+0.094)二0.222Tw同理，提餾段的為9(H+h)=0.2217Tw而H二h+h+hdpLd板上不設(shè)進(jìn)口堰，h可由式5-30計(jì)算，即dh二0.153(u)2二0.153(0.07)2二0.000

37、750m液柱d0H二0.08057+0.074+0.000750二0.1553m液柱dH9(H+h)dTw同理，提餾段的為h二0.00750m液柱dH=0.1483m液柱dH9(H+h)dTw故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1漏液線由u=4.4C(0.0056+0.13h-h)p/p0,min0LbL1V1Vu二s,min0,minA0h二h+hLwowow2.841000I284l2得V=4.4CAJ0.0056+0.13h+E(-h)3-hp/ps,min00w1000lb-1V1w=4.4x0.076x0.1008x0.341x(0.0056+0.130.094

38、+x1x廠律七)33-0.000985808.4/3.15=0.1149：4.311+31.28-2s同理，提餾段的為V二0.1149：3.688+26.65-3TOC o 1-5 h zs,minS在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)-值，依上式計(jì)算出V值，計(jì)算結(jié)果列于表3-4。ss表3-4漏液線計(jì)算結(jié)果/(m3/s)a0.000090.00060.0010.0015V/(m3/s)s0.24030.24460.24710.2497V/(m3/s)s0.22230.22630.22850.2309TOC o 1-5 h z由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段和提餾段的漏液線1。372液沫夾帶線以e二0.1kg液/

39、kg氣為限，求V-關(guān)系如下: HYPERLINK l bookmark313 o Current Document vssA-A0.785-0.0432Tf=1.35Vs同理，提餾段的為u二1.35Vash二2.5h二2.5x(h+h)fwowhow2.841000 x1x(畔)3=00053-s3TOC o 1-5 h z,2同理，提餾段的為h=0.0058-3 HYPERLINK l bookmark327 o Current Document ows HYPERLINK l bookmark341 o Current Document 22故h二2.5h二2.5x(0.094+0.005

40、3-3)二0.235+0.0133-3fss22H-h=0.35-0.235-0.0133-3=0.115-0.0133-3Tfss2同理，提餾段的為h=0.234+0.0333L3fsH-h二0.116-0.0333L3Tfs5.7x10-615.62x10-31.35V20.1150.0133L33.2=0.12整理得V二0.49220.0569L3ss2同理，提餾段的為V二0.4724-0.136L3ss在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表3-5。表3-5霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果L/(m3/s)a0.000090.00060.0010.0015V/(m3/s)s0.4921

41、0.49180.49160.4914V/(m3/s)s0.47210.47140.47100.4706由上表數(shù)據(jù)即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線2。373液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得owhow=0.006m2.843600L、21000E(ls)3取E=1，則Ls,minz0.006x100030.6=()22.843600=0.000412m3/s同理，提餾段的為L(zhǎng)=0.000412m3/ss,min據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。374液相負(fù)荷上限線以9=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限：0=AfxHt=5L

42、s故L=AfXHt=0.0432x0.35=0.003024m3/ss,min5同理，提餾段的為L(zhǎng)=0.003024m3/ss,mim據(jù)此可分別作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。375液泛線令H二申(H+h)dTw由H二h+h+h；h二h+h+h；h二Bh；h二h+hdpLdpc1o1LLwow聯(lián)立得PH+(p-p-1)h二(P+1)h+h+h+hTwowcdoTOC o 1-5 h z忽略h，將h與L,h與L,h與V的關(guān)系式代入上式，并整理得Oowsdscs2aV2=b-cL2一dL3sss式中a=0.051(Pv1)(Ac)2p00L1b=pH+(p-P-1)hTwc=0.153/

43、(lh)2w02d=2.84X10-3E(1+p)()3lw0051315將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得a=.x()=0.2912(0.1008x0.341X0.76)2808.4b=0.5x0.350+(0.5-0.74-1)0.094=0.058440.153(0.6x0.0102)2=4085d=2.84X10-3x1x(1+0.74)(3600)3=1.6320.6c=3105d=1.594同理，提餾段的為a=0.3418b=0.062922故0.2912V2=0.05844一4085L2-1.632L3sss2同理，提餾段的為0.3418V2=0.062923105L2-1.594L3sss在

44、操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出個(gè)值，計(jì)算結(jié)果列于表3-6。表3-6液泛線計(jì)算結(jié)果L/(m3/s)a0.000090.00060.0010.0015V/(m3/s)s1.8931.5581.3060.957V/(m3/s)s1.7471.7101.2841.026由以上數(shù)據(jù)可分別作出精餾段和提餾段的液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3-4、3-5所示。00.0010.0020.0030.004圖3-5提留段塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：該篩板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限為漏液控制。在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p,處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置。

45、按照規(guī)定的液氣比，由上圖查出精餾段塔板的氣相負(fù)荷上限(VS)max=0.53，氣相負(fù)荷下限(VS)min=0.23，所以:操作彈性=0.53=2-3同理提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限(VS)max=0.47,氣相負(fù)荷下限(VS)min=0.195,0.47操作彈性=0195=2.4所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于表3-7表3-7篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值平均溫度t/C91.44114.28m平均壓力P/kP103.075109.025ma氣相流量V/(m3/s)s0.2610.262液相流量L/(m3/s)s0.000430.00049塔的有效高度Z/m1.43.85實(shí)際塔板數(shù)512塔徑/

46、m11板間距0.350.35溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓型弓型堰長(zhǎng)/m0.60.6堰咼/m0.0940.0934板上液層咼度/m0.10.1堰上液層咼度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.01020.0117安定區(qū)寬度/m0.040.04邊緣區(qū)寬度/m0.030.03開孔區(qū)面積/m30.3410.341篩孔直徑/m0.0080.008篩孔數(shù)目686686孔中心距/m0.0240.024開孔率/%10.0810.08空塔氣速/(m/s)0.3320.334篩孔氣速/(m/s)7.597.62穩(wěn)定系數(shù)1.61.61單板壓降/Pa638.95593.39負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶

47、控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制液沫夾帶/(kg液/kg)0.020470.0242液相負(fù)荷上限/(m3/s)0.0030240.003024液相負(fù)荷下限/(m3/s)0.0004120.000412操作彈性2.32.4第四章塔附屬設(shè)計(jì)4.1塔附件設(shè)計(jì)411進(jìn)料管查表，25C進(jìn)料乙醇密度P=876kg/m3；p=886kg/m312PLP10.282510.2825+876886二883.15kg/m3查姚玉英化工原理（上）P18頁表1-1二1.6m/s64.1603x108.23593600 x883.15=0.00022m3/s4x0.0022D一3.14x1.6=0.0417m=41.7mm

48、查姚玉英化工原理（上）P369頁附錄二十五選取進(jìn)料管的規(guī)格為050 x2.5。4.1.2回流管回流時(shí)，溫度t=79.45C,W液相xD79.878.5=79.879.450.890.95=0.89xDnx=0.9061DMi。=88.11x0.9061+116.16x(10.9061)=90.74kg/kmolP=826kgm3AP=819kg/m3B88.11x0.9061/90.74188.11x0.9061/90.74+n826819PD=825.15kg/m30.632x19.6042x90.74825.15x3600=0.000378m3/s取u=1.8m/s4x0.000378D=

49、0.0164m=16.4mm3.14x1.8取回流管規(guī)格為032x3。4.1.3塔頂蒸氣出料管塔頂?shù)臏囟葹?8.3C，此時(shí)氣相組成y:D79.8-78.50.98-0.99798-7945=9ny=0.98270.98-ydDM=88.11x0.9827+116.16x(1-0.9827)=88.6kg/kmolVD塔頂蒸氣密度PD88.6x273.1522.4x(273.15+79.45)=3.06kg/m3蒸氣體積流量V=1.632x19.6042x88.63.06x3600=0.257m3/s取u=25m/s,4x0.257d=3.14x25=0.0131m=13.1mm取回流管規(guī)格為0

50、32x3。4.1.4釜液排出管釜底w=44.5561kmol/h釜底溫度為125.13C,液相組成x:W126-120.6126-120.6x=nx=0.0081W0-0.050-xWW平均摩爾質(zhì)量M=88.11x0.0081+116.16x(1-0.0081)=115.93kg/kmolWP=760kg/m31=767kg/m38811x0.0081/115.93+1-(8&11x0.0081/115.93)n760PWr44.5561x115.93門L=0.0019m3/hw766.99x3600767P=766.99kg/m3W取u=1.5m/sd飛=00399m=399mm取此管的規(guī)格

51、為045x2.5。4.1.5法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，(查熊潔羽化工制圖P380頁附錄七)選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：PL500.25HG20593回流管接管法蘭：PL320.25HG20593塔頂蒸氣管法蘭：PL320.25HG20593釜液排出管法蘭：PL450.25HG205934.2筒體與封頭4.2.1筒體壁厚選6mm,所用材質(zhì)為A3。4.2.2封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=600mm，查得曲面高度h二150mm，直邊高度h二25mm，內(nèi)表面積F=3.73m2，容積1o封V=o.866m選用

52、封頭DN600*6,JB1154-73。封4.2.3裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑小于800mm，故裙座壁厚取6mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：D=(1000+2x6)0.3x103=1932mmbi基礎(chǔ)環(huán)外徑：D=(3000+2x16)+0.3x103=3332mmbo圓整：D=2000mm，D=3500mm；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮bibo到再沸器，裙座高度取2m,地角螺栓直徑取M30。4.2.4人孔人孔，其安設(shè)是為了安裝、拆卸、清洗和檢修設(shè)備內(nèi)部裝置。根據(jù)生產(chǎn)要求及塔設(shè)備裝置設(shè)置

53、2個(gè)人孔，孔徑為500mm。4.3塔總體高度設(shè)計(jì)4.3.1塔的頂部空間高度的頂部空間高度是指塔頂?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，塔頂部空間高度為1200mm。432塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min。fH=(tLx60 xR)/A+0.6二(5x4.3x10-3x60)/0.785+0.6二0.76mBSVT4.3.3塔體高度H二350 x5+350 x12+500 x2+800二7750mm二7.75mi塔體總高H二H+H+H+H+H+H二7.75+0.76+2+0.175+1.2二11.8

54、85m1B1頂封裙4.4附屬設(shè)備設(shè)計(jì)4.4.1冷凝器的選擇有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為2901160W/(m2jC)本設(shè)計(jì)取K=500W/(m2.C)出料液溫度：79.45CC飽和氣)79.45CC飽和液)冷卻水溫度：20C30C汽化潛熱：r=36.79kJ/molr=32.23kJ1mol21逆流操作：At二59.45C,At二49.45C12AAt-At59.4549.45一巾At-12-54.30Cm、AA59.45In1InAt49.452平均摩爾質(zhì)量：M二90.74kg/kmol蒸汽流量：V=(R+1)x11.22二1.632x19.6042二31.99kmol/

55、h蒸汽的平均汽化熱：r=rxx+rx(1-x)=32.66kJ/molm1121傳熱面積：A=QKAt32.66x31.99x103500 x54.3x3.6二10.69m2因?yàn)閮闪黧w溫差小于70C，故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號(hào)為G400I1.622.3。查得有關(guān)參數(shù)（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）如下表3-8所示：表3-8冷凝器相關(guān)參數(shù)殼程/mm273管子尺寸/mm025x2.5公稱壓強(qiáng)/MPa1.6管長(zhǎng)/m4.5公稱面積/m211.1管子總數(shù)32管程數(shù)2管子排列方法三角形442再沸器的選擇水蒸氣再沸器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一

56、般范圍為20004250W/（m2.C）本設(shè)計(jì)取K=2000W/（m2.C）水蒸氣溫度：160C（蒸汽）160C（水）逆流操作：At=140-125.13=14.87Cm平均摩爾質(zhì)量：Mw=0.0081x88.11+（1-0.0081）x116.16=115.93kg/kmol蒸汽流量：V=V(q-1)xF=63.64kmol/h蒸汽汽化熱：r=36.75kJ/molm傳熱面積：A=QKAt張755664x106=21.84m22000 x14.87x3600由于塔底蒸汽壓強(qiáng)為500Kpa600Kpa,故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號(hào)為G400I

57、1.619.7。查得有關(guān)參數(shù)如表3-9下:表3-9再沸器相關(guān)參數(shù)殼程/mm400管子尺寸/mm025x2.5公稱壓強(qiáng)/MPa1.6管長(zhǎng)/m公稱面積/m222.3管子總數(shù)98管程數(shù)1管子排列方法三角形443泵的選擇1進(jìn)料泵原料液流量F=64.1603kmol/h進(jìn)料液在25C時(shí)乙醇的密度為P1=876kg/m3進(jìn)料液的摩爾質(zhì)量為M=108.235kg/kmolF所以Lf64.1603x108.2359876=7.93m3/h查姚玉英化工原理（上）P373頁附錄二十六選用型號(hào)為IS50-32-200的單機(jī)單吸離心泵2.回流泵同理回流液流量L=2.031m3/hs選用型號(hào)為IS50-32-125的單

58、機(jī)單吸離心泵設(shè)計(jì)小結(jié)本次化工原理課程設(shè)計(jì)歷時(shí)兩周，是學(xué)習(xí)化工原理以來第一次獨(dú)立的設(shè)計(jì)?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)我們化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；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;掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。在短短的兩周內(nèi)，從開始的一頭霧水，到組內(nèi)同學(xué)的相互商討，再查資料對(duì)整個(gè)工藝流程的計(jì)算，再到對(duì)材料的選取論證和后期的電子版編寫以及流程圖的繪制等過程的培養(yǎng)，我真切感受到了理論與實(shí)際相結(jié)合的種種困難，也體會(huì)到了利用所

59、學(xué)的有限知識(shí)去解決實(shí)際中各種問題的不易。我們從中明白了學(xué)無止境的道理，在我們所查找的很多參考書中，很多知識(shí)是我們從來沒有接觸到的，我們對(duì)一些知識(shí)的了解還僅限于皮毛，所學(xué)知識(shí)結(jié)構(gòu)還很不完善，在以后的工作、生活中都應(yīng)該不斷的學(xué)習(xí)，努力提高自己知識(shí)和綜合素質(zhì)。在實(shí)際計(jì)算過程中，由于沒有及時(shí)將所得結(jié)果進(jìn)行總結(jié)，以致在后面的計(jì)算中不停地來回翻查數(shù)據(jù)，浪費(fèi)了大量時(shí)間。在一些應(yīng)用問題上，我直接套用了書上的公式或過程，并沒有徹底了解各個(gè)公式的出處及用途，對(duì)一些數(shù)據(jù)的選取，也只是根據(jù)范圍自己選的，并不一定符合現(xiàn)實(shí)應(yīng)用，因此，一些數(shù)據(jù)計(jì)算并不是十分準(zhǔn)確，因而存在一定的的誤差，影響后面具體設(shè)備的選型。通過本次課程設(shè)

60、計(jì)，讓我對(duì)我自己的專業(yè)有了更加感性和理性的認(rèn)識(shí)，這對(duì)我們以后繼續(xù)學(xué)習(xí)是個(gè)很好的指導(dǎo)方向，我了解了工程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容，掌握了化工設(shè)計(jì)主要的程序和方法，增強(qiáng)了分析和解決工程問題的能力。最后感謝我們的指導(dǎo)老師賈冬梅老師，劉元偉老師，李亞萍老師對(duì)我們的辛勤指導(dǎo)與幫助，同時(shí)也要感謝同學(xué)們的相互幫助和支持。限于我的水平，設(shè)計(jì)中難免有一些不足之處，懇請(qǐng)老師批評(píng)指正。附錄：物性圖表表1乙酸乙酯與乙酸丁酯的基礎(chǔ)物性分子量(kg/kmol)沸點(diǎn)（C）汽化潛熱（kj/mol）乙酸乙酯88.1177.0632.23乙酸丁酯116.16126.1136.79表2常壓下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡數(shù)據(jù)溫度（C）液相中乙酸