化工原理課程設(shè)計

模板，內(nèi)容僅供參考化工原理課程設(shè)計（苯氯苯別離精餾塔一一浮閥塔設(shè)計）課程設(shè)計說明書課程設(shè)計名稱化工原理課程設(shè)計課程設(shè)計題目苯-氯苯混合液浮閥式精儲塔設(shè)計姓名學(xué)號專業(yè)班級指導(dǎo)教師提交日期化工原理課程設(shè)計任務(wù)書（一）設(shè)計題目苯-氯苯連續(xù)精儲塔的設(shè)計（二）設(shè)計任務(wù)及操作條件設(shè)計任務(wù)（1）原料液中含氯苯35%（質(zhì)量）。⑵塔頂儲出液中含氯苯不得高于2%（質(zhì)量）。⑶年產(chǎn)純度為99.8%的氯苯噸41000噸操作條件（1）塔頂壓強4KPa（表壓），單板壓降小于0.7KPa。⑵進料熱狀態(tài)自選。⑶回流比R=〔1.1-3〕Rmin。⑷塔底加熱蒸汽壓強506KPa（表壓）設(shè)備型式F1型浮閥塔設(shè)備工作日：每年330天，每天24小時連續(xù)運行?！踩吃O(shè)計內(nèi)容1〕.設(shè)計說明書的內(nèi)容1）精儲塔的物料衡算；2）塔板數(shù)確實定；3）精儲塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；4）精儲塔的塔體工藝尺寸計算；5）塔板主要工藝尺寸的計算；6）塔板模板，內(nèi)容僅供參考的流體力學(xué)驗算；7）塔板負荷性能圖；8）對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。9）輔助設(shè)備的設(shè)計與選型2.設(shè)計圖紙要求：1）繪制工藝流程圖2）繪制精餾塔裝置圖〔四〕參考資料1.物性數(shù)據(jù)的計算與圖表2.化工工藝設(shè)計手冊3.化工過程及設(shè)備設(shè)計4.化學(xué)工程手冊5.化工原理苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)其他物性數(shù)據(jù)可查有關(guān)手mt^^。目錄前言61.設(shè)計方案的思考62.設(shè)計方案的特點63.工藝流程確實定6一.設(shè)備工藝條件的計算81.設(shè)計方案確實定及工藝流程的說明82.全塔的物料衡算82.1料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率82.2平均摩爾質(zhì)量82.3料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率83.塔板數(shù)確實定93.1理論塔板數(shù)的求取93.2確定操作的回流比R103.3求理論塔板數(shù)113.4全塔效率123.5實際塔板數(shù)〔近似取兩段效率相同〕134.操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算134.1平均壓強134.2平均溫度144.3平均分子量144.4平均密度154.5液體的平均外表張力164.6液體的平均粘度174.7氣液相體積流量186主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計196.1塔徑197塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算207.1溢流裝置207.2塔板布置23二塔板流的體力學(xué)計算251塔板壓降252液泛計算273霧沫夾帶的計算284塔板負荷性能圖304.1霧沫夾帶上限線30模板，內(nèi)容僅供參考4.2液泛線314.3液相負荷上限線324.4氣體負荷下限線〔漏液線〕334.5液相負荷下限線33三板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備351塔頂空間352塔底空間363人孔數(shù)目364塔高36浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡圖：375接管385.1進料管385.2回流管385.3塔頂蒸汽接管395.4釜液排出管395.5塔釜進氣管406法蘭407筒體與封頭417.1筒體417.2封頭417.3裙座418附屬設(shè)備設(shè)計418.1泵的計算及選型418.2冷凝器428.3再沸器43四計算結(jié)果總匯44五結(jié)束語45六符號說明：45前言1.設(shè)計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格①25?100mm、高度0.5?1.5m,每段塔節(jié)可設(shè)置1?2個進料口/測溫口，亦可結(jié)合客戶具體要求進行設(shè)計制造各種非標產(chǎn)品。整個精餾塔包括：塔釜、塔節(jié)、進料罐、進料預(yù)熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷凝器、回流比控制器、產(chǎn)品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通過采用釜液溫度或靈敏板進行控制，塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動平安閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫?300℃范圍內(nèi)任意設(shè)定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內(nèi)的溫度、塔釜液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液位、進料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。2.設(shè)計方案的特點浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量小（因氣體水平吹出之故），塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大。浮閥塔應(yīng)用廣泛，對液體負荷變化敏感，不適宜處理易聚合或者含有固體懸浮物的模板，內(nèi)容僅供參考物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻時會使結(jié)構(gòu)復(fù)雜板式塔的設(shè)計資料更易得到，便于設(shè)計和比照，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。3.工藝流程確實定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱后送入連續(xù)板式精餾塔F1型浮閥塔〕，塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一局部作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng)冷卻至后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。以下是浮閥精餾塔工藝簡圖一.設(shè)備工藝條件的計算1.設(shè)計方案確實定及工藝流程的說明本設(shè)計任務(wù)為別離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的別離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計中采用泡點進料〔q=1〕，將原料液通過預(yù)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，冷凝液在泡點下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易別離物系，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)冷卻后送至儲罐。2.全塔的物料衡算2.1料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11kg/kmol和112.61kg/kmol。模板，內(nèi)容僅供參考平均相對揮發(fā)度，那么，汽液平衡方程為：3.2確定操作的回流比R將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得曲線。圖3-1苯一氯苯混合液的x—y圖在圖上，因，查得，而，。故有:考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2.485倍，即：求精餾塔的汽、液相負荷3.3求理論塔板數(shù)精餾段操作線：提餾段操作線：提餾段操作線為過和兩點的直線。查圖一，由=0.986=0.00288查得塔頂及塔釜溫度分別為：=80.43℃=138.48℃，全塔平均溫度=(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5℃根據(jù)表3-4表3-4苯-氯苯溫度粘度關(guān)系表溫度℃20406080100120140苯粘度mPa?s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa?s0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。3.5實際塔板數(shù)〔近似取兩段效率相同〕精餾段：塊，取塊提餾段:塊，取塊總塔板數(shù)塊4.操作工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1平均壓強取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：加料板：塔底：精餾段平均壓強提鎦段平均壓強4.2平均溫度利用表3-1數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得塔頂溫度，加料板，塔底溫度，精餾段平均溫度℃提鎦段平均溫度4.3平均模板，內(nèi)容僅供參考分子量精餾段：。c液相組成：，氣相組成：，所以提鎦段：。C液相組成：，氣相組成：，所以4.4平均密度4.4.1液相平均密度表4-1組分的液相密度〔kg/m3〕溫度，〔℃〕8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯：推薦：氯苯：推薦：式中的t為溫度，℃塔頂：進料板：塔底：精餾段:提鎦段：4.4.2汽相平均密度精餾段：提鎦段：4.5液體的平均外表張力表5-1組分的外表張力。溫度8085110115120131。A苯21.220.617.316.816.315.3oB氯苯26.125.722.722.221.620.4液體平均外表張力依下式計算，即塔頂液相平均外表張力的計算由，用內(nèi)插法得，，進料板液相平均外表張力的計算由，用內(nèi)插法得，，塔底液相平均外表張力的計算由，用內(nèi)插法得，，精餾段液相平均外表張力為提鎦段液相平均外表張力為4.6液體的平均粘度表三不同溫度下苯一氯苯的粘度溫度t,℃6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用表示4.6.1塔頂液相平均粘度，，，4.6.2進料板液相平均粘度，，，4.6.3塔底液相平均粘度，，，4.7氣液相體積流量精餾段：汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量液相體積流量提鎦段：汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量液相體積流量6主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計6.1塔徑精餾段：初選塔板間距及板上液層高度，那么：按Smith法求取允許的空塔氣速〔即泛點氣速〕查Smith通用關(guān)聯(lián)圖模板，內(nèi)容僅供參考得負荷因子泛點氣速：m/s取平安系數(shù)為0.7,那么空塔氣速為精餾段的塔徑按標準塔徑圓整取提鎦段：初選塔板間距及板上液層高度，那么：按Smith法求取允許的空塔氣速〔即泛點氣速〕查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得負荷因子泛點氣速：m/s取平安系數(shù)為0.7,那么空塔氣速為精餾段的塔徑按標準塔徑圓整取7塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算7.1溢流裝置因塔徑為1.6m，所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設(shè)進口內(nèi)堰。溢流堰長〔出口堰長〕取精餾段堰上溢流強度，滿足強度要求。提鎦段堰上溢流強度,滿足強度要求。出口堰高對平直堰精餾段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是：〔滿足要求〕驗證：（設(shè)計合理）提鎦段：由及，查化工原理課程設(shè)計圖5-5得，于是：〔滿足要求〕驗證：（設(shè)計合理）7.1.3降液管的寬度和降液管的由，查化工原理課程設(shè)計P112圖5-7得，即：，，。液體在降液管內(nèi)的停留時間精餾段：〔滿足要求〕提鎦段：〔滿足要求〕7.1.4降液管的底隙高度精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，那么有：〔不宜小于0.02?0.025m，本結(jié)果滿足要求〕故合模板，內(nèi)容僅供參考理提鎦段：取液體通過降液管底隙的流速，那么有：〔不宜小于0.02?0.025m,本結(jié)果滿足要求〕故合理選用凹形受液盤，深度7.2塔板布置7.2.1塔板的分塊本設(shè)計塔徑為，故塔板采用分塊式，塔板分為4塊。7.2.2邊緣區(qū)寬度確定取7.2.3開孔區(qū)計算其中：故7.2.4浮閥數(shù)計算及其排列精餾段：預(yù)先選取閥孔動能因子由F0二可求閥孔氣速，即F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心那么排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一局部鼓泡區(qū)，因而排間距不宜采用0.071m,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)實際孔速閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在9?14的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在5%?15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。提鎦段：預(yù)先選取閥孔動能因子，由F0二可求閥孔氣速即F-1型浮閥的孔徑為39mm，故每層塔板上浮閥個數(shù)為浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心那么排間距考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一局部鼓泡區(qū)，因而排間距不宜采用0.066m,而應(yīng)小一點，故取，按，以等腰三角叉排方式模板，內(nèi)容僅供參考作圖得閥孔數(shù)實際孔速閥孔動能因數(shù)為所以閥孔動能因子變化不大，仍在9?14的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。此開孔率在5%?15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開孔是合理的。閥孔排列二塔板流的體力學(xué)計算1塔板壓降精餾段〔1〕計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即〔2〕計算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所別離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，板上液層高度所以依式〔3〕計算液體外表張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體外表張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為提鎦段：（1）計算干板靜壓頭降由式可計算臨界閥孔氣速，即，可用算干板靜壓頭降，即（2）計算塔板上含氣液層靜壓頭降由于所別離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，板上液層高度所以依式（3）計算液體外表張力所造成的靜壓頭降由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體外表張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降為2液泛計算式精餾段（1）計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算⑵液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進口堰，所以可用式式中（3）板上液層高度：那么為了防止液泛，按式：，取平安系數(shù)，選定板間距，從而可知，符合防止液泛的要求（4）液體在降液管內(nèi)停留時模板，內(nèi)容僅供參考間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于3?5s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計可見，所夾帶氣體可以釋出。提鎦段（1）計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降前已計算（2）液體通過降液管的靜壓頭降因不設(shè)進口堰，所以可用式式中（3）板上液層高度：，那么為了防止液泛，按式：，取平安系數(shù)，選定板間距，從而可知，符合防止液泛的要求（4）液體在降液管內(nèi)停留時間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時間大于3~5s,才能使得液體所夾帶氣體釋出。本設(shè)計可見，所夾帶氣體可以釋出。3霧沫夾帶的計算判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過計算泛點率來完成的。泛點率的計算時間可用式：和塔板上液體流程長度塔板上液流精餾段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0，在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù)，將以上數(shù)值分別代入上式及提鎦段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式及為防止霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。4塔板負荷性能圖4.1霧沫夾帶上限線對于苯一氯苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對應(yīng)的泛點率模板，內(nèi)容僅供參考(亦為上限值)，利用式和便可作出此線。由于塔徑較大，所以取泛點率，依上式有精餾段：后得即即為負荷性能圖中的線(y1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點確定一條直線，便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。0.0010.0050.010.0150.020.0252.4312.3452.2362.1282.01991.912提鎦段：后得即即為負荷性能圖中的線(y1’)0.0010.0050.010.0150.020.0252.6192.5342.4292.3232.2192.1134.2液泛線由式，，聯(lián)立。即式中，，板上液層靜壓頭降從式知，表示板上液層高度，。所以板上液體外表張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過降液管的靜壓頭降可用式那么式中閥孔氣速與體積流量有如下關(guān)系精餾段：式中各參數(shù)或已計算出，即；；代入上式。后便可得與的關(guān)系，即此式即為液泛線的方程表達式。在操作范圍內(nèi)任取假設(shè)干值，依00.0050.010.0150.020.0253.413.132.862.522.031.25用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2)。模板，內(nèi)容僅供參考提鎦段：；；代入上式后便可得與的關(guān)系，即0.0010.0050.010.0150.020.0253.2433.0512.7922.4551.9831.221用上述坐標點便可在負荷性能圖中繪出液泛線，圖中的(y2’)。液相負荷上限線為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間別離出，液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于3?5s。所以對液體的流量須有一個限制，其最大流量必須保證滿足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時間為3?5秒。取為液體在降液管中停留時間的下限，所對應(yīng)的那么為液體的最大流量,即液相負荷上限，于是可得精餾段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3)。提鎦段：所得到的液相上限線是一條與氣相負荷性能無關(guān)的豎直線，即負荷性能圖中的線(y3')。氣體負荷下限線〔漏液線〕對于F1型重閥，因提鎦段：，即負荷性能圖中的線(y4')。液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件，作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。模板，內(nèi)容僅供參考、代入的值那么可求出和精餾段：按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(5).提鎦段：按上式作出的液相負荷下限線是一條與氣相流量無關(guān)的豎直線，見圖中的線(y5’).精餾段負荷性能圖如下：在操作性能圖上，作出操作點A，連接。人，即為操作線。由圖8-1可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限，所以可得提餾段負荷性能圖如下：在操作性能圖上，作出操作點人，連接。人，即為操作線。由圖8-2可知，液泛線在霧沫夾帶線的上方，所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液線控制。按固定的液氣比，從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限,氣相負荷下限所以可得三板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備1塔頂空間塔的頂部空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為11.5?2.0〕HT。取除沫器到第一塊板的距離為。故取塔頂空間為：2塔底空間塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。塔底儲液空間是依儲存液量停留10?15min而定的，塔底液面模板，內(nèi)容僅供參考至最下層塔板之間保存1?2m。以保證塔底料液不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：取3人孔數(shù)目人孔是或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難以到達要求，對于DN1000mm的板式塔，每隔6?8塊塔板設(shè)置一個人孔；且裙座處取2個人孔。本塔20塊塔板，因此，在精餾段和提留段各設(shè)置一個人孔。每個孔直徑為，厚，高52mm。在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開個人孔，直徑為，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此4塔高板式塔的塔高如圖9-1所示，塔體總高度由下式?jīng)Q定：式中HD——塔頂空間，m；HB——塔底空間，m；HT——塔板間距，m；HT'一一開有人孔的塔板間距，m；HF——進料段板間距，m；Np——實際塔板數(shù)；S——人孔數(shù)目〔不包括塔頂空間和塔底空間的人孔〕H1——封頭高度；mH2——裙座高度；m塔體總高度：浮閥塔總體設(shè)備結(jié)構(gòu)簡圖：5接管5.1進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、T型進料管、彎管進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：，，那么體積流量取管內(nèi)流速那么管徑查無隙鋼管標準，取進料管規(guī)格①70X3那么管內(nèi)徑d=64mm進料管實際流速5.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量，平均密度，塔頂液相平均摩爾質(zhì)量那么液體流量取管內(nèi)流速，那么回流管直徑查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格①60X4那么管內(nèi)直徑d=52mm回流管內(nèi)模板，內(nèi)容僅供參考實際流速5.3塔頂蒸汽接管塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量塔頂汽相平均密度那么蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速那么查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格①299X12那么實際管徑d=275mm塔頂蒸汽接管實際流速5.4釜液排出管塔底，塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量平均密度體積流量：取管內(nèi)流速那么查無隙鋼管標準，取回流管規(guī)格那么實際管徑d=33mm塔頂蒸汽接管實際流速5.5塔釜進氣管，塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量塔釜蒸汽密度那么塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速那么可取回流管規(guī)格①299X10那么實際管徑d=280mm塔頂蒸汽接管實際流速6法蘭由于常壓操作，設(shè)計壓力為0.4MPa,應(yīng)選擇法蘭時，以0.6MPa作為其公稱壓力，即PN=0.6根據(jù)HG5010-58標準，均選擇標準管法蘭，平焊法蘭，結(jié)果如下：進料管接管法蘭：PN0.6DN70HG5010回流管接管法蘭：PN0.6DN50HG5010塔釜出料管接法蘭：PN0.6DN80HG5010塔頂蒸汽管法蘭：PN0.6DN500HG5010塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN0.6DN500HG50107筒體與封頭7.1筒體精餾段D=1600mm,取壁厚，材質(zhì)：Q235提餾段D=1600mm,取壁厚，材質(zhì)：Q2357.2封頭封頭采用橢圓形封頭。那么內(nèi)徑d=62mm,得：取絕對粗糙度為：；那么相對粗糙度為：摩擦系數(shù)人由???入=0.0107進料口位置高度：h=〔14-1〕X0.45+2.1+0.4+3=11.35m 揚程：可選擇泵為IS50-32T258.2冷凝器塔頂溫度tD=80.43℃冷凝水t1=20℃t2=30℃那么由tD=80.43℃查液體比汽化熱共線圖得塔頂被冷凝量冷凝的熱量模板，內(nèi)容僅供參考取傳熱系數(shù)那么傳熱冷凝水流量選型：G436H-2.5-59.248.3再沸器塔底溫度tw=138.48℃用t0=150℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=142℃那么由tw=138.48℃查液體比汽化熱共線圖得那么取傳熱系數(shù)那么傳熱加熱蒸汽的質(zhì)量流量選用熱虹吸式再沸器()G600H-2.5-164.6DNmmPNMPa換熱m26002.5164.6四計算結(jié)果總匯序號精餾段工程數(shù)值序號提餾段工程數(shù)值1平均溫度tm/℃84.291平均溫度tm/℃113.32平均壓力pm/kPa107.42平均壓力pm/kPa113.73氣相流量Vs/(m3/s)1.7423氣相流量Vs/(m3/s)1.7704液相流量Ls/(m3/s)0.002544液相流量Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度〔kg/m3〕2.875汽相平均密度[kg/m3〕3.356實際總塔板數(shù)66實際塔板數(shù)147塔徑/m1.67塔徑/m1.68板間距/m0.458板間距/m0.459溢流形式單溢流9溢流形式單溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰長/m1.2811堰長/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液層高度/m0.0613板上液層高度/m0.0614堰上液層高度/m0.010414堰上液層高度/m0.023615降液管底隙高度/m0.026815降液管底隙高度/m0.026616安定區(qū)寬度/m0.0816安定區(qū)寬度/m0.0817邊緣區(qū)寬度/m0.0517邊緣區(qū)寬度/m0.0518開孔區(qū)/m21.1018開孔區(qū)/m21.1019閥孔直徑/m0.03919閥孔直徑/m0.03920閥孔數(shù)目20620閥孔數(shù)目20621孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.06522開孔率/%12.2422開孔率/%12.2423空塔氣速/(m/s)0.971723空塔氣速/(m/s)0.956724閥孔氣模板，內(nèi)容僅供參考速/(m/s)6.5624閥孔氣速/(m/s)7.1926單板壓降/KPa0.726單板壓降/KPa0.727負荷上限霧沫夾帶控制27負荷上限霧沫夾帶控制28負荷下限漏液控制28負荷下限漏液控制29泛點率〔％〕58.5629泛點率〔％〕59.3630氣相負荷上限/(m3/s)2.3830氣相負荷上限/(m3/s)2.4031氣相負荷下限/(m3/s)0.8031氣相負荷下限/(m3/s)0.7432操作彈性2.9832操作彈性3.24五結(jié)束語對于設(shè)計過程我們通過查閱各種文獻得到數(shù)據(jù)，公式最后匯總，通過給出的設(shè)計任務(wù)書進行計算，使我們的自學(xué)能力，匯總能力都得到了提高。在這之中，我覺得難處主要有三點：一是查找資料。找資料其實不難，關(guān)鍵是如何去區(qū)分找到的資料是否有用，有時會找到兩套不同的數(shù)據(jù)，然后就得自己去區(qū)分了。比方查找苯和氯苯的安托因常數(shù)，就找到了兩組不同的數(shù)據(jù)，只能自己將數(shù)據(jù)代入計算看哪一個合理，所以很是麻煩。二是計算。計算是個很磨練人耐心的事情，稍一不小心就會算錯，而且有可能當時還不知道，到頭來發(fā)現(xiàn)不對就得改好多東西，所以說這確實要有耐心。不能太粗心，做錯了也得認真的改正來，不發(fā)脾氣爭取不再出錯。模板，內(nèi)容僅供參考三是畫圖。因為以前沒有學(xué)習過CAD制圖，所以在制作塔設(shè)備圖大家都去學(xué)習CAD的根本作圖知識，在大家的一起交流合作下才成功把圖做好。課程設(shè)計是對以往學(xué)過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論實際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我深深地到工程設(shè)計的復(fù)雜性以及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。設(shè)計過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅穩(wěn)固了所學(xué)的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的和差異，這對將來的畢業(yè)設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用.在此次化工原理設(shè)計過程中，我的收獲很大，感觸也很深，更覺得學(xué)好根底知識的重要性。同時通過這次課程設(shè)計，我深深地體會到與人討論的重要性。因為通過與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的缺乏，從而讓自己少走彎路。在此，特別