化工原理课程设计乙醇丙醇筛板精馏塔

1、吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院化工原理课程设计题目乙醇丙醇溶液连续精馏塔设计教 学 院专业班级化工 0905学生姓名学生学号指导教师2011年 12月22日吉林化工学院化工原理课程设计说明书化工原理课程设计任务书. 设计题目乙醇丙醇溶液连续精馏塔设计二 . 设计条件操作压力： P=1atm( 绝压 )进料组成： X f =0.25 （摩尔分率） ，进料状态： q=0.96塔顶产品组成： X d =0.98 （摩尔分率）塔釜残液中浓度0.035产量： F=85 kmol / h最宜回留比与最小回流比的比值：R/Rmin=(1.1-2.0 )塔顶采用全凝器，泡点回流塔板采用筛板三 . 设

2、计任务精馏塔工艺计算（物料衡算，热量衡算，设备计算与选型）精馏塔主要工艺尺寸的设计计算热量衡算及板式塔的结构与附属设备的计算精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图撰写设计说明书-II-吉林化工学院化工原理课程设计目录化工原理课程设计任务书 .II摘要 .1绪 论 .2设计流程 .错误 ! 未定义书签。设计思路 .2第 1 章精馏塔的工艺计算 .31.1产品浓度的计算 .41.11平均相对挥发度的计算 .41.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定.61.4物料衡算 .61.4.1全塔物料衡算 .61.5精馏段与提馏段操作线方程.71.6理论板数及进料位置的确定.71.7全塔效率 .81.8实际板

3、数和实际加料位置的确定.8第 2 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.102.1塔的有关物性数据计算 .102.1 乙醇和丙醇各种物性数据 .102.1.2操作压强 .122.1.3操作温度 .122.1.4平均分子量 .122.1.5平均密度 .132.1.6液体表面张力 .142.1.7液体粘度 .152.1.8体积流率的计算 .152.2精馏塔主要工艺尺寸的计算.162.2.1精馏段塔体工艺尺寸的计算.182.2.2提馏段塔体工艺尺寸的计算.182.2.3塔的有效高度的计算 .192.3塔板流动性能的校核 .192.3.1精馏段 .192.3.2提馏段 .192.4塔板负荷性能图 .222.

4、4.1精馏段 .232.4.2提馏段 .23第 3 章 热量衡算 .283.1进入系统的热量 .273.2离开系统的热量 .273.3热量蘅算式 .28吉林化工学院化工原理课程设计说明书第 4 章 板式塔的结构与附属设备的计算.304.1冷凝器设计计算 .304.2试算并初选换热器的规格 .304.2.1确定流体通入的空间 .304.2.2计算传热负荷 Q .304.2.3选换热器。 .314.2.4板式列管换热器校核 .314.3主要接管尺寸的选取 .344.3.1进料管 .344.3.2釜液出口管 .344.3.3塔顶蒸汽管 .354.4泵的选取 .354.5储罐的计算 .36设计结果汇总

5、表. .36结 束语 .37参考文献.39主要符号说明 .40附录 1.42-II-吉林化工学院化工原理课程设计说明书摘要筛板精馏塔的设计是化工原理课程的重要部分是化工生产中主要的气液传质设备。连续精馏是依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本次课程设计是分离乙醇丙醇二元物系，通过对筛板精馏塔及附属结构（换热器，泵等）的设计，使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法 . 塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用直接蒸汽加热，以提供足够的热量。通过逐板计算得出理论板数17，回流比为 5.0, 塔效率 0.658 ，实际板数 43，进料位置 29，在板式塔主要工艺尺

6、寸的设计计算中得出塔径1.2m，有效塔高 20.3m，筛孔数（精馏段2652个，提馏段 2652个）。通过的流体力学验算，精馏段与提馏段操作都正常，证明筛板塔各指标数据均符合标准。并对冷凝器作了热量衡算， 选出了合适的型号G-700-149.1-21-4，其传热面积为 149.1m2. 并对泵作了合适的选型，型号为 IS 50-32-200 ，扬程为 10m,这些运算结果合理，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词 ：二元精馏；筛板精馏塔；逐板计算；物料衡算-1-吉林化工学院化工原理课程设计说明书绪 论在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当

7、的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题并可以控制漏液。化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求，需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的一种蒸馏方式，也是组成化工生产过程的主要单元操作之一。为了培养同学们独立思考，综合运用所学知识，解决实际问题的能力, 学校和老师为我们提供了一个让我们展示才华、 思维和能力的良好机会, 也就是本次课程设计。培养我们综合运用所学知识来解决化工实际问题的能力。做到能独立进行化工设计初步训练，为今后工作打下坚实的基础-2-吉林化工学院化工

8、原理课程设计说明书设计思路1）精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式。2）选取操作压力本设计采用常压操作，大部分物质都可常压操作，这样可以免去加压或减压的费用。3）选择加料状态q=0.96混合液进料。4）加热方式本设计采用直接蒸汽加热。蒸汽可由冷却后的水获得。回流比的选择一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料。塔顶冷却介质采用江河，方便、实惠、经济。板式塔的选择筛板塔的优点很多例如结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等。由于筛板塔具有上述优点，且加工方便。近年来与筛板塔一直成为化工生中主要的传

9、质设备。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3 ，因此本设计采用筛板塔。-3-吉林化工学院化工原理课程设计说明书第 1 章精馏塔的工艺计算1.1 物料衡算1.11 平均相对挥发度表 2-1气液相组成 1乙醇摩尔分数温度（0C ）液相 X气相 Y0.000.0097.160.1260.24093.850.1880.31892.660.2100.33391.600.3580.55088.320.4610.65086.250.5460.7184.980.6000.76084.130.6630.79983.060

10、.84140.91480.591.00001.00073.8插值法求进料温度 f塔顶温度d 塔底温度 w91.6088.32f91.60f =90.71f =0.3580.250.2100.210同理可得d =78.66=96.26F DWF * XD * XW * X带入数据得FDW-4-吉林化工学院化工原理课程设计说明书19.34 kmol/h 0.00537 mol/s w 65.66kmol/h 0.98239mol/slog psatABC ) psat （ mmhg）Antoine 公式t C t(查表得：乙醇 Antoine常数为 A=7.58670 ， B=1281.590，

11、C=193.768丙醇 Antoine常数为 A=8.37895 , B=1788.020， C=227.483有安托因方程得：塔顶 log p Asat =7.58670-1281.590pA1sat =762.78mmhgPA1 =101.6956Kpa78.66139.768同理得pBsat1 =344.83mmhgPB1 =45.97Kpa又 D = PA1 =2.21PB 1塔釜psatA2 =1470.6PA2 =196.07pBsat2 =715.98PB 2 =95046=2.05进料口 psatA3 =1207.81PA3 =161.03pBsat3 =573.98PB 3

12、=76.52= PA 3 =2.1PB 3精馏段平均相对挥发度1 =（F + D ） /2=2.155提馏段平均相对挥发度2 =（W + F ） /2=2.0753所有相对挥发度=12 =2.13-5-吉林化工学院化工原理课程设计说明书1.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定由上可得：xF0.25xD0.9312.13q=0.96进料线：yeq10.950.931q 1 xeq 1 xF0.95 1 xe0.95 1平衡线：yx1 (1)x由上两式联立： Xe =0.164 Ye =0.487则 : RminxDye0.9310.487yexe0.4871.3750.164计算回流比 R 值

13、：利用吉利兰图求理论板数N做出 N-R 曲线或 N(R+1)-R 曲线 ，从中找出适宜 R.倍数RN1.13.61924.071.23.94820.941.34.27719.251.44.60617.801.54.93517.161.65.26415.981.75.59314.951.85.92214.721.96.25113.632.06.5812.56得 R=4.935=5.0 经检验 R/ Rmin =1.73 符合 （1.1-2.0 ）1.4 物料衡算1.4.1全塔物料衡算-6-吉林化工学院化工原理课程设计说明书总物料衡算方程：F DWD19.34kmol/h0.00537mol/sF

14、 * XD * XW * X带入数据得FDWw65.66kmol/h0.98239 mol/s精馏段：L=RD=5.00.00537=0.02685 kmol/sV=（ R+1）D=（ 5.0+1 ） 0.00537=0.03222 kmol/s提馏段：=L+qF=0.02685+0.96 0.0236=0.0495 kmol/s= L - W=0.0495-0.028329=0.0313 kmol/s1.5 精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程：Rxyn 1xnd= 0.833xn 0.163R1R 1提馏段操作线方程 ;yn 1L xnDx D Fx F xD 1.54 xn 0.02

15、VV1.6 理论板数及进料位置的确定x2.13xy得： y1 ( 1)x1 1.13x由逐板法算得：-7-吉林化工学院化工原理课程设计说明书X10.9583Y10.9800X20.9208Y20.9612X30.8618Y30.9300X40.8162Y40.8808X50.7157Y50.8428X60.5968Y60.7592X70.4769Y70.6601X80.3742Y80.5602X90.2979Y90.4747X100.2469Y100.4112X110.2152Y110.3687X120.1751Y120.3114X130.1351Y130.2496X140.0981Y140.

16、1881X150.0661Y150.1311X160.0401Y160.0818X170.0201Y170.0418本设计所需理论板数为17，其中第12 块加料 , 精馏板数为11 块，提馏段板数为5（不包塔釜）。1.7 全塔效率实际板数和实际加料位置的确定依据公式 4 ： ET0.49(L ) 0.245精馏段：已知 12.1551 =0.495 mPa s可算出： ET 1=0.4026精馏段板数： N1= NT =1128ET 0.4026体馏段：已知2 2.075 20.477 mPa s可算出： ET 20.3649提馏段板数： N2= EF =514ET0.3694全塔所需实际板数

17、为41 块。-8-吉林化工学院化工原理课程设计说明书0全塔效率：ET38.1%实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的第29 块板-9-吉林化工学院化工原理课程设计说明书第 2 章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算2.1 塔的有关物性数据计算2.1.1乙醇和丙醇各种物性数据见下列表格 1 ：温度 t, ,kg/m3,kg/m3温度 t, ,mN/m,mN/m温度 t, LAmPLBmP温度 t, ,kJ/kg,kJ/kg表 3 1 液相密度708090100110754.2742.3730.1717.4704.3759.6748.7737.6726.1714.3表 3 2 液体的表面张力7080901001

18、1019.2718.2817.2916.2915.2820.3419.4018.4517.5016.57表 3 3 液体的粘度7080901001100.5230.4950.4060.3610.3240.7420.6190.5220.4440.381表 3 4 液体气化热708090100110859.26837.996815.73792.466768.201741.78725.34708.20690.30678.34-10-吉林化工学院化工原理课程设计说明书表 3 5 乙醇 -丙醇（ P=1atm）相平衡数据 1温度 t 液相摩尔分率气相摩尔分率97.160.0000.00093.850.1

19、260.24092.660.1880.31891.600.2100.33988.320.3580.55086.250.4610.65084.980.5460.71184.130.6000.76083.060.6630.79980.590.84140.91478.381.0001.000-11-吉林化工学院化工原理课程设计说明书2.1.2操作压强塔顶压强： PD=101.3kP,取每层塔板压降：P=0.7kP则进料板压强：PF=101.3+12 0.7=109.7kP塔釜压强： PW=106.2+17 0.7=118.1kP精馏段平均操作压强：pm101.3109.7 105.5 kP12提馏段

20、平均操作压强：pm2109.7118.1113.9kP23.1.3操作温度由附录 1 泡露点编程知道：进料板温度：TF =90.71 塔顶温度： TD =78.66 塔釜温度： TW =96.24 精馏段平均温度：tm190.7178.6684.69 2提馏段平均温度：tm290.7196.2493.48 23.1.4平均分子量塔顶： xDy1 0.98x10.9891M VDy1M 乙醇(1y1)M 丙醇0.9846.069(10.98)60.07946.35kg/kmolM LDx1 M 乙醇(1x1 )M 丙醇0.9840.069(10.98)60.07946.35kg/kmol进料板：

21、 yq= 0.3346 xq = 0.168M VFyq M 乙醇(1yq )MM LFxq M 乙醇(1xq )M水丙醇0.334640.069(10.3346)60.07946.22 kg/kmol0.2546.069(10.25)60.09756.57 kg/kmol-12-吉林化工学院化工原理课程设计说明书塔底： yw=0.035xw=0.00282M VWywM 乙醇(1yw )MM LWxwM 乙醇(1xw )M丙醇丙醇0.03546.069(10.035)60.09760.45kg/kmol0.0169946.069(10.01699)60.09757.71kg/kmol精馏段平

22、均分子量：M Vm46.3556.5750.78kg/kmol21M Lm156.7546.3551.46/kmol2同理提馏段平均分子量：M Vm257.25kg/kmolM Lm258.51kg/kmol3.1.5 平均密度（ 1）液相密度塔顶：塔顶温度 TD=78.66 时：乙醇743.89kg/m 3丙醇750.16 kg/m310.974110.9741LDm743.890750.160解得 :LDm 744.31kg/m3进料板：进料温度 TF=90.71 时：乙醇729.20 kg/m 3丙醇736.78 kg/m3进料板液相质量分率：10.2035 1-0.2035LFm729

23、.20 736.78解得 :735.29kg/m3LFm塔釜：塔低温度 TW =96.24 时：乙醇722.18kg/m3丙醇730.42 kg/m3塔低液相质量分率：-13-吉林化工学院化工原理课程设计说明书10.027110.0271LWm722.18730.423解得 :LWm730.18kg/mLm735.29744.31=739.80kg/m312提馏段平均液相密度：Lm2735.29730.18732.74kg/m32（ 2）气相密度精馏段 :Pm1 M Vm1105.5 50.783VmRTm18.314 (78.66 273.15)1.728kg/m1提馏段：Pm2 M Vm2

24、113.9 57.253VmRTm28.314 (96.24 273.15)1.903kg/m22.1.6液体表面张力n依式：塔顶：Lmxiii 1塔顶温度TD=78.66 时：乙醇18.41mN/m丙醇19.53mN/mLDm0.98 18.41(10.98) 19.53 18.43mN/m进料板：进料温度TF=90.71 时：乙醇18.38mN/m丙醇18.38mN/mLFm0.2517.22(10.25)18.3818.09mN/m塔釜：塔低温度 T=96.24 时：W乙醇 =16.67mN/m丙醇17.86mN/mLWm0.03516.67(10.035)17.8617.82mN/m-

25、14-吉林化工学院化工原理课程设计说明书精馏段：Lm1提馏段：18.43 18.09218.26mN/mLm 22.1.7液体粘度18.09 17.82217.96mN/m依式：lgLmxi lgi塔顶：塔顶温度TD=78.66 时：乙醇0.499mPa s丙醇0.635mPa sLDm0.98 0.499(1 0.98)0.635=0.502 mPa s进料板：进料温度TF=90.71 时：乙醇0.400mPa s丙醇0.516mPa sLFm0.25 0.400(1 0.25)0.516 =0.487 mPa s塔釜：塔低温度TW =96.24 时：乙醇0.350mPa s丙醇0.473m

26、Pa sLWm0.035 0.35(1 0.035)0.473 =0.469 mPa s精馏段：Lm10.5020.4880.495mPa s2提馏段：Lm20.4880.4660.477mPa s23.1.8体积流率的计算1）精馏段：气、液相体积的流率：-15-吉林化工学院化工原理课程设计说明书VVM Vm10.03222 50.7830.95m /ss1.7281Vm1h13V =3420m/hLsLM Lm10.02685 51.463739.800.00187m /s1Lm1h13L =6.732 m /h2）提馏段：气、液相体积的流率 :Vs2VM Vm20.131357.710.9

27、511m3/sVm21.903Vh2=3423.96 m 3/hLsLM1.88。0.00257m 3 /sLm258 512732.74Lm2Lh2=9.252m3/h本节数据查文献 1表 3 6 塔的工艺条件及物性数据计算结果项目符号单 位计算数据精馏段提馏段操作压强PkP105.5113.9操作温度T78.6696.24气相M Vmkg/kmol50.7857.25平均分子量液相M Lmkg/kmol51.4658.51气相Vmkg/m31.87251.903平均密度液相Lmkg/m3738.80732.74液体表面张力LmmN/m18.2617.96液体粘度LmmPa s0.4950.

28、4772.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算2.2.1 塔主要工艺尺寸计算-16-吉林化工学院化工原理课程设计说明书塔径 D 的计算选板间距HT=0.45m，取板上液层高度h L=0.07m ，故 HT hL=0.38 m精馏段横坐标：L S)(L)0.5=(0.00187739.800.5=0.0407() ()VSV0.951.728提馏段横坐标： (L S)0.5=(0.00257732.740.5=0.0534)(L) ()VSV 0.95111.903查文献得，精馏段： C =0.07820C=C ()0.2=0.078 17.77)0.2=0.076(202020u=Clv=0.076

29、739.80 1.728=1.53 m/smax1.186v取安全系数为0.7 ，则 u=0.7 umax=0.7 1.53=1.07 m/sD=4VS =4 1.728 =1.09mu3.14 1.07按标准，塔径D取 1.2m查文献得提馏段：C20=0.083()0.2=0.083(17.960.2=0.097C =C)202020u =Clv=0.097732.741.093=1.90 m/smax1.093v取安全系数为0.7 ，则 u=0.7 umax=0.7 1.90=1.33 m/s4V D =S =0.98 mu 按标准，塔径D取 1.2m所以取精馏塔的各段塔径为1.2 m塔截

30、面积： ATD 2=1.13 m 24空塔气速：精馏段：u = 0.95 =0.84 m/s1.13-17-吉林化工学院化工原理课程设计说明书提馏段： u = 0.9511=0.84 m/s1.13溢流装置采用单溢流、弓形降液管、凹受液盘。1）溢流堰长 l w取堰长 l w 为 0.65D ，即 l w=0.6 51.2=0.78m（ 2）溢流堰高hw2选用平直堰，堰上液层高度how的计算，即 how=2.84 103 E( l h ) 3 ，取 E=1l w0.0018736002 33=0.012m则精馏段： h =2.84 101 ()ow0.78提馏段：103 1（0.00257360

31、02=0.0149mh ow =2.840.78)3取板上清液层高度hl =0.07 m精馏段： hw=hl how=0.07-0.012=0.058 m提馏段： hw=hl how=0.06-0.0149=0.0551m（ 3）降液管的宽度Wd 和降液管的面积Af由 lW0.56，查文献得fd0.168A0.112,WDATDWd=0.168 1.2=0.0.2016mAf =0.112 0.785 1.44=0.1266m 2则液体在降液管中停留时间以检验降液管面积精馏段： =A f H t=0.12660.45符合要求 )=30.46s5s(Ls0.00187提馏段： =A f H t=

32、0.12660.45符合要求 )=22.16s5s(Ls0.00257（ 4）降液管底隙高度h0-18-吉林化工学院化工原理课程设计说明书取液体通过降液管底隙的流速u0, 计算降液管底隙高度h0，精馏段： u0 =0.09m/s,h0=Lh0.00187=0.027m3600lWu0.780.09hwh0 =0.058-0.027=0.031 m 0.006 m故降液管高度设计合理提馏段： u0=0.09m/s,h0=Lh0.00257=0.037 m3600l Wu0.780.09hwh0 =0.0551-0.037=0.0181 m 0.006 m故降液管高度设计合理4.2.9塔板主要工艺

33、尺寸计算1 塔板布置因为 D800mm，所以塔板采用分块式查文献得塔板分为4 块取边缘区宽度W=0.049m，安定区高度W0.065mec计算开孔区面积AaX=DWW) =1.2(0.20160.04)0.35842( DS2mR=DWC1.20.0400.560m22A =2XR2X22-1(X2R SIN) =0.4472 ma180R2 筛开孔数n 与开孔率取筛孔的孔径d0=5mm，正三角形排列，不锈钢的板厚一般为2.5 mm故孔中心距t=2.5 5.0=12.5mm计算塔板上的筛孔数nn=1.155Aa1.1550.44722652 个t 20.0152计算塔板上的开孔区的开孔率，即：

34、-19-吉林化工学院化工原理课程设计说明书 = 0.907( d0 )20.907( 0.005 ) 214.5%t0.0125V0.95则精馏段气流通过筛孔的气速：u0=S14.61m / sA00.1450.4472提馏段气流通过筛孔的气速：u0=VS0.951114.66m / sA0.1450.447203 塔有效高度有效高度 Z精馏段塔高 Z=（ 28 1） 0.45=12.15m提馏段塔高 Z= （ 14-1 ） 0.45=8m实际塔高HH=（ n nF nP 1）HT+nFHF+nPHP+HD+HBn=42每七层设一个人孔，则nP=6取 HP=0.6m ， HD=1.2m HB=

35、1.76m，两边封头取0.34 m，裙座取3m.H=（ 41 1 6 1） 0.45+1 0.80+6 0.60+1.2+1.76+0.34+3=25.55m4.3 筛板的流体力学验算4.3.1通过筛板压降相当的液柱高度hp=hc +hl +h板压降相当于液柱高度依 d051.67，查文献 5得， C0=0.783精馏段： Hc=0.051( u02(14.612(1.728)v ) = 0.051() 0.036mcol0.78739.80提馏段： Hc =0.051 (u0 )2 (v ) =0.046mcol气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hlVS0.95精馏段： u =0.6450m

36、 / saAT Af1.13 0.1957-20-吉林化工学院化工原理课程设计说明书Fa=u0vm=0.64501.728 =0.8479查文献取板上液层充气系数0=0.675hl=0 hl=0.675 （ 0.07 ） =0.0472m提馏段： ua =0.6450Fa =0.890查文献取板上液层充气系数=0.6600=0.660 (0.070)=0.0462mhl0 hl3. 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h精馏段：h =4418.2610 3=0.00201ml gd0739.80 9.810.005故 h p =0.00201+0.036+0.0472=0.08525m精馏段单板

37、压降P =0.08525 739.809.81=618.7Pa0.7KP 故设计合理P提馏段： h =4=4 17.8610 3=0.00199ml gd0732.74 9.810.005故 hp =0.046+0.0462+0.00199=0.094m提馏段单板压降=0.094 732.74 9.81=675.69 P a 1.5u0w7.59故本设计无明显液漏4.3.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液高度Hd (HT+hW)取 =0.6精馏段：（HT+hW）=0.6 (0.45+0.058)=0.3048mhd0.153( LS )20.153(0.07) 20.0012

38、ml whoHd= H p+hL+hd=0.2182+0.070+0.0012=0.2894m故 H d（ HT+hW）提镏段：(H+h)=0.6 (0.45+0.0551)=0.3031mTWhd0.153( LS)20.153(0.09) 20.00123ml whoHd = H p+hL+hd=0.094+0.070+0.00123=0.1652m10 4.Cp0.800710 34.17103Pr=0.61715.1450.023 0.6171 73060.8 5.140.4 (15i0.023Re0.8 Pr0.3 (16 101.8 )6 101.8 ) 1604.5diRe0.0

39、27306w/m.s-32-吉林化工学院化工原理课程设计说明书b、壳程对流传热系数0取 ()0.140.95w00.36Re0.55 Pr3()0.140.360.44(1.193 103 )0.555.141/ 30.95 478.041dew0.02722（w/m ）c、确定污垢热阻,取 Rsi= 0.9 10-4 m2 /w Rso=0.9 10-4 m2 /w计算总传热系数K管材为碳刚，导热系数45W / m2 . 以外表面为基准。计算传热系数KK11Rs0Rsid0d00dii diK=304.54w/m2d、计算所需传热面积AAo=Q1.12929106 kJ / h120.4m2

40、K t m304.5435.26计算实际面积：A=doLn3.14 0.025 6322151.66m2A1.25Ao核算结果表明, 换热器可用。e、计算阻力损失管程阻力损失：pi( p1p2 ) Ft N s N p当 Re=7306 时 , 无缝钢管d0.01,查得 1 （ P303） =0.045p1p2L3)cui26998.2 0.29320(2(0.0453)706.98 pad0.022Ft1.4, N p1,N s1Pi 706.98 1.44 13959.088 10 4 Pa-33-吉林化工学院化工原理课程设计说明书壳程阻力损失 :Po (P1P2 ) Fs.Ns由 Re0

41、500， f05.0 1097 0.2281.01 ，取 F=0.5，挡板数：N BL6-129-1h0.2P1Ff 0nc(N B1)u020.51.0122(29757.680.019221)245.58PaP2N B (3.52h)u0229(3.520.2 )757.68 0.019213.09PaD222取污垢校正系数Fs1.0p0(45.5813.09)1.040.234103 Pa103 Pa由上可知，采取G-700-149.1-21-4型号是合适的 .5.3 主要接管尺寸的选取5.3.1进料管料液流速：料掖密度：体积流率：F=85Kmol/h739.80kg / m3VF5.4

42、0/739.800.0073m3 / h取管内流速：uF1.6m / s4VF则进料管的直径：dF0.0058m3600 uF取进料管的尺寸：702.5mm 规格的热轧无缝钢管。5.3.2釜液出口管已知釜液流率为65.66 Kmol/h釜液密度：737.80kg / m3则： Vw0.9511m3 / h取管内流速为：uw1.6/smdw4Vw4 0.95113600 uw0.0757m3600 0.8取管尺寸：892.5mm-34-吉林化工学院化工原理课程设计说明书5.3.3塔顶蒸汽管体积流速： VD0.95m3 / s取20/m suDdD4VD4 0.950.246muD3.14 20取

43、管尺寸1465mm5.4 泵的选取进料泵的流速:FMF70.41718.02uF =1.46m/ s3600F4dF 23600 900.2270.018524设提升压头 :uF 2h0.1086m2g料液面至加料孔为:6.3m管长为 7m 90 弯头两个 .截止阀 ( 全开 ) 两个 , =0.750.7526.4214.3Le35dF35 0.01850.648料液:F900.227kg / m3F0.325m pa sRedF uFF0.01851.5900.2277.7 104104 为滞流0.32510 30.316Re 0.2577000 0.25 0.3160.019N / V

44、pF110.15107.153 pa则 :H FLLeuF20.01800.648 71.522.49mdF2g14.30.02182 9.81H eVuF2V pFH f6.30.1086 2.4938.9mVzFg900.2272g9.81流量 :QFM F70.41718.021.4m3 / hF900.227-35-吉林化工学院化工原理课程设计说明书所选型号为 :IS 50-32-2005.5 储罐的计算以塔顶中间回流罐为例查文献3 ：a、回流罐设计压力：1atmb、回流罐设计温度：66.2 、回流罐的容积计算：一般回流罐考虑10min 左右的液体保存量， 由上述知道回流液流率：D13

45、.447kmol / h ，则其体积流率：VDMLD13.447 31.030.000153m3 / s3600LD3600757.68以 10min 液体回流体积算所需罐理论体积V V 6000.000153600 0.092m3 ，则需实际罐的体积需： V / 20.14m33d、本例采用：卧式椭圆形封头容器，在国家标准容器系列2： JB1428 74 ，此容器公P4-380称容积 0.5 m3 ，直径 600mm，长度 1600mm塔板主要参数结构数据塔板主要参数结构数据精流段提馏段精流段提馏段塔的有效高度 z0, m12.158液泛气速 u f , m / s2.1432.319-36

46、-实际塔板数N P塔内径 D, m塔板间距 H T , m液流形式降液管截面积与塔截面积比 Ad/AT弓型降液管堰长lw, m弓型降液管宽度bd , m出口堰高 hw ,mm降液管底隙 hb , mm边缘区宽度 bc , mm安定区宽度 bs , mm塔板厚度,mm塔板分块数筛板形式浮阀个数筛孔的排列方式浮阀开孔率,%吉林化工学院化工原理课程设计说明书2814空塔气速 u, m / s1.21.2设计泛点率 Fu / uF0.450.45筛孔动能因子 F0单堰流筛孔气速 u0 , m / s0.0210.08漏液点气速 uF , m / s0.250.408液沫夹带点率 F1,%0.03640

47、.1稳定系数 k5855溢流强度 lh / l w, m3 / m.h2737堰上方液层高度how ,mm4949每块塔板阻力液柱 hf ,mm降液管中液体停留时间6565, s降液管中清液层高度2.52.5H d , m降液管中泡沫层高度44H d /F1F1底隙气速 ub , m / s26522652气相负荷上限 m3 / h正三角形排列气相负荷下限 m3 / h0.1010.101操作弹性1.351.5720.6300.58.7698.7518.99710.5125.136.0660.6040.591.7151.75023.8645.0056.9960.05930.062146.603

48、9.4990.10650.120690.180.201150.0360.03971.2844.890.76771.2533.563.54设计结果汇总表结束语历时近一个月的查阅文献、计算数据和上机调试化工原理课程设计终于落下了帷幕，通过这次化-37-吉林化工学院化工原理课程设计说明书工原理课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。 通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识, 更极大的拓宽了我们的知识面，同时我也感谢老师对我的指导，使我在设计中找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立

49、思考问题的能力。这次设计， 加深了我对对书本知识的进一步了解，找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立思考问题的能力，同时也锻炼了我运用书本知识解决实际问题的能力，我相信这次设计为我以后的设计工作打下了坚实的基础。当然在这次设计中的收获还不止这些。更主要的是它开阔了我的眼界，教我如何面对自己在实际中遇到的问题。此次设计过程中，我的收获很大 , 感触也很深，使我们认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别 . 我国的化工事业还不是很发达，而且相对外国来说还很落后，因此对我们每一位将来从事化工行业的大学生来说，我们感到我们脚下的路任重而道远。在此，我向在设计过程中帮助我的老师和同学致以诚挚的谢意

50、！由于所学知识和个人能力的限制， 设计中难免有许多疏漏之处。 希望老师多多批评指正， 使我在以后的工作和学习设计中有所改进。-38-吉林化工学院化工原理课程设计说明书参考文献陈敏恒，丛德滋等 . 化工原理 . 第二版，上下册，北京：化学工业出版社，1999.2国家医药管理局上海医药设计院. 工工艺设计手册. 第二版，下册，北京：化学工业出版社，1996.娄爱娟等 . 化工设计 . 上海 ： 华东理工大学出版社， 2006.王卫东，化工原理课程设计，北京，化学工业出版社，2011,9.冯伯化等 . 化学工程手册 . 北京：化学工业出版社， 1989.唐伦成等 . 化工原理课程设计简明教程 . 哈

51、尔滨：哈尔滨工程大学出版社，2005.，-39-吉林化工学院化工原理课程设计说明书主要符号说明英文字母甲醇甲醇塔板开孔（鼓泡）面积，m2uo筛孔气速， m/s;甲醇 f 降液管面积，m2；h溢流堰高度， m；甲醇 o筛孔面积，m2；K浮阀的稳定性系数，无因次；甲醇 T塔截面积，m2；L塔内下降液体的流量，kmol/h ；C计算 Um甲醇 x 时的负荷系数，无因次；LS塔内下降液体的流量，m3/s ；Co流量系数，无因次；lw 溢流堰长度， m；D塔顶馏出液流量，kmol/h ；N塔板数；理论板数；D塔径， m；Np实际塔板数；do筛孔直径， mm；NT理论塔板数；E液流收缩系数，无因次；n筛孔

52、数；ET全塔效率（总板效率） ，无因次；P操作压强， P 甲醇或 kP 甲醇 ;eV雾沫夹带量， kg（液） /kg （气）； P压强降， P 甲醇或 kP 甲醇 ;F- 进料流量， kmol/h ；q进料热状态参数；F 甲醇气相动能因数， m/s(kg/m3)1/2 ；R回流比；开孔区半径，m；G重力加速度， m/s2；S直接蒸汽量， kmol/h ；H-板间距 ,m；塔高 ,m；t 筛孔中心距， mm；hC与干板压降相当的液柱高度，m；u空塔气速， m/s;hf 板上鼓泡层高度，m；uow漏液点气速， m/s;h1进口堰与降液管间的水平距离m；，V塔内上升蒸气流量， kmol/h ；VS塔内上升蒸气流量， m3/s；液体密度校正系数hL板上液层高度，m；W釜残液（塔底产品）流量，kmol/h ；ho降液管底隙高度，m；Wd弓形降液管宽度， m；how堰上液层高度，m；WC无效区宽度， m；y气相中易挥发组分的摩尔分率；x液相中易挥发组分的摩尔分率；Z塔有效高度， m；开孔率；uo降液管底隙