乙醇——水分离过程填料塔设计_板式蒸馏塔化工原理课程设计

武汉工程大学材料科学与工程学院课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 说明书 武汉工程大学材料科学与工程学院课程设计说明书 材料科学与工程学院 课程设计说明书 课 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 名称乙醇——水分离过程填料塔设计 武汉工程大学材料科学与工程学院 材料科学与工程学院 课程设计任务书 专业 10高材 班级 2班 学生姓名 发题时间： 2012年 6 月 30 日 1、 课题名称 乙醇——水分离过程填料塔设计 2、 课题条件（原始数据） 原料：乙醇、水 年处理量：40000t 原料组成（乙醇的质量分率）：0.40 料液初温： 30℃ 操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：饱和液体进料 塔顶产品浓度： 98% 塔底釜液含乙醇含量不高于0.2%（质量分率） 塔顶采用全凝器，泡点回流 塔釜：饱和蒸汽间接/直接加热 塔板形式：筛板 生产时间：330天/年，每天24h运行 冷却水温度：30℃ 设备形式：筛板塔 厂址：武汉地区 三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大标题即可） 1 设计 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 的选定 2精馏塔的物料衡算 3塔板数的确定 4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数） 5精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6塔板主要工艺尺寸的计算 7塔板的流体力学验算 8塔板负荷性能图（精馏段） 9换热器设计 10馏塔接管尺寸计算 11制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸） 12绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容 ⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录 ⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献 14 有关物性数据可查相关手册 15 注意事项 · 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 · 每项设计结束后列出计算结果明细表 · 设计最终需装订成册上交 四、进度 计划 项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载 （列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1.设计动员，下达设计任务书 0.5天 2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天 3.初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天 4.绘制总装置图 2-3天 5.整理设计资料，撰写设计说明书 2天 6.设计小结及答辩 1天 指导教师（签名）： 年 月 日 学科部（教研室）主任（签名）： 年 月 日 说明： 1．学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。 2．如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。 3．所有签名均要求手签,以示负责。 目 录 I 摘 要 II Abstract 1 引 言 2 第1章 设计条件与任务 2 1.1设计条件 2 1.2设计任务 3 第2章 设计方案的确定 4 第3章 精馏塔的工艺设计 4 3.1全塔物料衡算 4 3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 4 3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 4 3.1.3物料衡算进料处理量 4 3.1.4物料衡算 5 3.2实际回流比 3.2.1最小回流比及实际回流比确定 5 6 3.2.2操作线方程 6 3.3理论塔板数确定 3.4实际塔板数确定 7 3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据 9 3.5.1操作压力 9 3.5.2操作温度 9 3.5.3平均摩尔质量 9 10 3.5.4平均密度 11 3.5.5液体平均表面张力 15 3.6精馏塔的塔体工艺尺寸 13 3.6.1塔径 17 3.6.2精馏塔筒体有效高度 17 第4章 附属内件 17 4.1液体初始分布器 17 4.1.1孔数 19 4.2 填料支承板 4.2.1板设计 20 4.3液体再分布器 22 25 4.4除雾器 第5章 附属设备 30 5.1冷凝器 30 5.2原料预热器 31 5.3塔釜 32 5.4 原料泵 32 第6章 接管尺寸的确定 34 6.1蒸汽接管 34 6.1.1塔顶蒸汽出料管 34 6.1.2塔釜进气管 34 6.2液流管 34 6.2.1进料管 34 6. 2. 2回流管 6. 2. 3塔釜出料管 37 第7章 设计结果汇总 第8章 39设计评价 参考文献 40 摘要 本次化工原理课程设计任务为: 已醇-水连续分离过程填料精馏塔设计。原料处理能力为40000吨/年、原料组成40%（质量分数）、塔顶产品浓度（质量分数）92.5%、塔釜产品浓度（质量分数）≤5%；常压操作，直接蒸汽加热；泡点进料。 此次设计过程的主要设计内容为：确定设计方案、全塔物料衡算、最小回流比及实际回流比确定、理论塔板数及实际塔板数求取、塔径及塔板工艺尺寸计算、负荷性能图、塔结构及其他附属设备的设计等。以上设计内容的主要设计结果为：R/Rmin=1.5、实际塔板数29块、全塔效率48.3%、塔径1米；精馏段理论与实际塔板数的确定；提馏段理论与实际塔板数的确定; 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算: 操作压力计算、操作温度计算、平均摩尔质量计算、平均密度计算、液体平均表面张力计算;精馏塔的塔体工艺尺寸计算;附属内件;附属设备;接管尺寸的确定。 关键词：已醇-水；填料塔；物料衡算；回流比；设计计算 Abstract The principles of chemical engineering course design task is: the continuous separation process has alcohol - water packing column design. Raw material processing capacity of 40000 tons/year, raw material of 40% (mass fraction), the concentration of the overhead product 92.5% (mass fraction), the tower kettle product concentration (mass fraction) of 5% or less; Atmospheric pressure operation, direct steam heating; Bubble point feed. The design process of main design content is: to determine the design scheme, the whole tower material balance, minimum reflux ratio and reflux ratio to determine actual and theoretical plate number and real plate number to calculate the diameter and size plate process calculation, tower, load performance diagram, the structure of the tower and other auxiliary equipment design, etc. Main design results of the above design content is: R/Rmin = 1.5, the actual plate number 29 piece, the whole tower efficiency 48.3%, the tower diameter 1 meter.Determination of rectifying plate number theory with practice; Stripping section determine the plate number of theory with practice; Process conditions and related physical properties data of rectification tower calculation: operating pressure, operating temperature calculation, average density, average molecular weight to calculate the average, liquid surface tension calculation; Rectification tower of the tower body size calculation; Attached internal parts; Ancillary equipment; Determination of over size. Key words: alcohol - water; Packed tower; Material balance; Reflux ratio; Design calculation 第一章 设计条件与任务 乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。 长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇~水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇、水体系的精馏设备是非常重要的。 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 1.1精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是汽、液两相之间的传质，而作为汽、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使汽、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： （1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 （2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 （4） 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 （6） 塔内的滞留量要小。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 1.2板式塔类型 气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。 第二章 设计方案的确定 本设计任务为乙醇—水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.1操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 2.1.3加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。 值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.4~0.7KPa（表压）。 2.1.4冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 2.2确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： 2.2.1满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 2.2.2满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 2.2.3保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 第三章塔的工艺尺寸得计算 3.1精馏塔的物料衡算 3.1.1摩尔分率 乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 原料液 塔顶 EMBED Equation.KSEE3 \* MERGEFORMAT 塔底产品 3.1.2平均摩尔质量 原料液 塔顶 塔底产品 3.1.3 物料衡算进料处理量 进料流量 3.1.4物料衡算 馏出液流量 釜液流量 3.2实际回流比 3.2.1最小回流比及实际回流比确定 由上图可得： 3.2.2操作线方程 精馏段方程: 提馏段方程: 3.3理论塔板数确定 F(kg/h) wF wD wW 5555.6 0.4 0.925 0.05 F(kmol/h) xF xD xW MF Rmin 233.49 0.207 0.828 0.020 23.79 1.703 R/Rmin R D W S L' V' 1.4 2.38 49.74 352.09 168.34 352.09 168.34 精馏段方程 R/(R+1) xD/(R+1) 0.7045 0.2448 提馏段方程 L'/V' Wxw/V' 2.0916 0.0422 0.273 塔板数 x y [0,0.1868] [0.1868,0.5955] [0.5955,0.8941] 1 0.8115 0.8284 0.0891 2.2387 0.8115 2 0.7953 0.8165 0.0879 2.0624 0.7953 3 0.7793 0.8051 0.0866 1.9039 0.7793 4 0.7631 0.7938 0.0854 1.7573 0.7631 5 0.7460 0.7823 0.0842 1.6178 0.7460 6 0.7275 0.7704 0.0829 1.4813 0.7275 7 0.7067 0.7573 0.0815 1.3439 0.7067 8 0.6821 0.7426 0.0799 1.2017 0.6821 9 0.6514 0.7253 0.0780 1.0501 0.6514 10 0.6105 0.7037 0.0757 0.8840 0.6105 11 0.5507 0.6749 0.0726 0.6977 0.5507 12 0.4511 0.6327 0.0681 0.4877 0.4511 13 0.2639 0.5625 0.0605 0.2639 0.2464 14 0.0937 0.4307 0.0463 0.0937 -0.3047 15 0.0165 0.1537 0.0165 0.0214 -2.4743 16 -0.0008 -0.0076 -0.0008 0.2124 -4.5957 17 -0.0047 -0.0439 -0.0047 0.3344 -5.1792 18 -0.0056 -0.0521 -0.0056 0.3679 -5.3163 19 -0.0058 -0.0539 -0.0058 0.3758 -5.3475 20 -0.0058 -0.0543 -0.0058 0.3776 -5.3545 21 -0.0059 -0.0544 -0.0059 0.3780 -5.3561 22 -0.0059 -0.0545 -0.0059 0.3781 -5.3565 23 -0.0059 -0.0545 -0.0059 0.3781 -5.3565 24 -0.0059 -0.0545 -0.0059 0.3781 -5.3565 25 -0.0059 -0.0545 -0.0059 0.3781 -5.3566 26 -0.0059 -0.0545 -0.0059 0.3781 -5.3566 27 -0.0059 -0.0545 -0.0059 0.3781 -5.3566 R/Rmin N (N+1)*R 1.1 21.0000 41.1400 1.2 18.0000 38.7600 1.3 17.0000 39.7800 1.4 15.0000 38.0800 1.5 14.0000 38.2500 1.6 14.0000 40.8000 1.7 13.0000 40.6000 1.8 13.0000 42.9800 1.9 12.0000 42.1200 2 12.0000 44.3300 由上图可知: 3.4实际塔板数确定 塔顶温度: 加料处温度： 塔釜温度： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 精馏段： 查表可知：水粘度： 乙醇粘度： 提馏段： 查表可知：水的粘度: 乙醇粘度： 全塔效率： 3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 3.5.1操作压力计算 取塔顶表压为：4kPa。 塔顶操作压力： 进料处压力： 塔底操作压力： 精馏段平均压力： 提馏段平均压力： 3.5.2操作温度计算 进料口 ： 塔顶 ： 塔釜 ： 精馏段平均温度: 提馏段平均温度: 3.5.3平均摩尔质量计算 精馏段： 提馏段： 3.5.4平均密度计算 求得在 与 下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度见下表。 不同温度下乙醇和水的密度 温度/℃ 温度/℃ 80 735 971 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3 精馏段平均温度: , , 提馏段平均温度： , , 在精馏段，液相密度 ： 气相密度 ： 在提馏段，液相密度 ： 气相密度 ： 3.5.5 液体平均表面张力计算 3.5.5.1 精馏段液体平均表面张力 查表可知： 水的表面张力： 乙醇的表面张力： 水的液相摩尔体积： 乙醇的液相摩尔体积： 由 得： 又因 所以： 由 得： EMBED Equation.KSEE3 \* MERGEFORMAT 3.5.5.2 提馏段液体平均表面张力 查表可知： 水的表面张力： 乙醇的表面张力： 水的液相摩尔体积： 乙醇的液相摩尔体积： 由 得： 又因 所以： 由 得： EMBED Equation.KSEE3 \* MERGEFORMAT 3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.6.1塔径计算 气体摩尔流量: 精馏段： 气体质量流量： 液体质量流量： 气体体积流量： 提馏段： 气体质量流量： 液体质量流量： 气体体积流量： 流动参数： 精馏段： 由 得： 塔径： 提馏段： 由 得： 塔径： 根据以上计算，可圆整塔径为：1000mm。 核算： 精馏段: 液体喷淋密度： 空塔气速： 提馏段： 液体喷淋密度： 空塔气速： 3.6.2有效高度计算 对500Y金属孔板波纹填料，查得，每米填料理论板数为4--5块，取 。则： 由 得： 精馏段填料层高度： 提馏段填料层高度： 设计取精馏段填料层高度为4.1m。提馏段填料层高度为0.7m。 第4章 塔附属内件 4.1 液体初始分布器 4.1.1 孔数计算 根据塔径选用溢流盘式分布器： 孔径: 盘上液体高度： 盘径： 液体流量： 孔数： 4.2 填料支承板 选用气体喷射式支承板: 塔的公称直径/mm 支承板外径 /mm 分块数 支承宽度/mm 支承厚度/mm 近似重量/N 1000 980 3 40 10 280 4.3 液体再分布器 选用槽形再分布器: 塔径/mm 壁厚S 管子数 1000 3--4 3--4根 4.4除雾器 选用丝网除雾器 设计气速计算: 丝网盘直径： 丝网直径：0.2mm 厚度：120mm 第5章 附属设备 5.1冷凝器 已知 ,查t-y数据得露点温度为78.26℃。以循环水为冷却介质，冷却水入口温度取为20℃，冷却水出口温度取38℃。 水的汽化热： , 乙醇的汽化热： 查图得： 有 得： 冷凝器的热负荷： 传热平均温差： 所需传热面积: 5.2原料预热器 采用泵送原料，原料的初温为20℃，经原料预热器预热到泡点温度后送入精馏塔。据xf值查t-x数据得泡点温度为83.26℃。以100℃的饱和蒸汽加热。原料定性温度为： ℃。查图，51.63℃下乙醇的平均热容为 ，水的平均热容为为 。 原料吸收的热量： 传热平均温差： 传热面积: 5.3塔釜 釜液体积流量： 塔釜液量: 塔釜体积: 5.4 原料泵 进料管： 进料处温度： 查表得： 已知进料液流率为 ,平均分子量为 ，密度为 。 流量 取管内流速： 进料管直径： 查表得: 选用外径 壁厚 的钢管 管内径： 查钢管规格表(化工工艺设计手册）选取管子规格为 管内液体实际流速 : 由表知： 水的黏度： 乙醇的黏度： 混合物的平均黏度： 管内流体的雷诺系数： 以泵的输入口1与输出口2为端面，列伯努利方程： 两端面的高度： 1端面的表压： 1端面的流速： 2端面的表压： 2端面的流速： 查表得：管内局部阻力系数: 管长与管件的当量长度之和： 由哈兰德关联式： 已知 可得： 管内总局部摩擦阻力损失： 所需泵的扬程: 流量: 6.1蒸汽接管 6.1.1塔顶蒸汽出料管 流体体积流量: 流体速度: 选用 的钢管 6.1.2 塔釜进气管 流体体积流量: 流体速度: 选用 的钢管 6.2 液流管 6.2.1 进料管 流量 取管内流速： 进料管直径： 查表得: 选用外径 壁厚 的钢管 管内径： 查钢管规格表(化工工艺设计手册）选取管子规格为 管内液体实际流速 : 6.2.2 回流管 液体流量: 液体密度: 液体在管内流速: 管径: 选用 的钢管 6.2.3 塔釜出料管 液体流量: 液体密度: 液体在管内流速: 管径: 选用 的钢管 4.1.4 釜液排出管 釜底 釜底温度为99.82℃， 液相组成 ： 平均摩尔质量 取 取此管的规格为 。 4.1.5 法兰 由于常压操作，所有法兰均采用 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。 进料管接管法兰：PN6DN40 HG 5010 回流管接管法兰：PN6DN60 HG 5010 塔顶蒸气管法兰：PN6DN500 HG 5010 釜液排出管法兰：PN6DN30 HG 5010 4.2 筒体与封头 4.2.1 筒体 壁厚选6mm，所用材质为 。 4.2.2 封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1600mm ，查得曲面高度 ，直边高度 ，内表面积 ，容积 。选用封头DN600*6，JB 1154-73。 4.2.3 裙座 塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径＞800mm，故裙座壁厚取16mm。 基础环内径： 基础环外径： 圆整： ， ；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。 4.2.4 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的惟一通道，人孔的位置应便于进入任何一层塔板，由于设置人空处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔6～8块塔板才设一个人孔。本塔中共39块板，设置5个人孔，每个孔直径为450mm。在设置人孔处，板间距为500mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 4.3 塔总体高度设计 4.3.1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200。 4.3.2 塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。 4.3.3 塔体高度 塔体总高 4.4 附属设备设计 4.4.1 冷凝器的选择 有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500～1500kcal/(㎡·h·℃) 本设计取K=700 kcal/(㎡·h·℃)=2926J/(㎡·h·℃) 出料液温度：78.3℃（饱和气）～78.3℃（饱和液） 冷却水温度：20℃～30℃ 逆流操作： ℃ ， ℃ ℃ 传热面积： 4.4.2 泵的选择 进料温度 ℃， ， ， ， ， ， 已知进料量 取管内流速为 ,则 故选 则内径 ，代入得 取绝对粗糙度为 相对粗糙度为 摩擦系数 由 ，得 进料口位置高度 扬程 设计小结 经过一周的奋战我的课程设计终于完成了。以前总觉得课程设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手低。通过这次课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。 在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。 我的心得也就这么多了，总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。最后终于做完了有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。 经过这次课程设计,我学到了很多,也明白了很多。化工原理在工业发展上的应用得到了充分的体现，同时也使我懂得了知识是第一生产力的真理。 万事开头难，同样在这次课程设计的过程中得到了充分体现。从开始的丈二和尚摸不着头脑到最后的恍然大悟给我一种柳暗花明又一村的感觉。刚开始真不知道从何入手，一来是因为化工原理这门课程学习的时间太久远，忘记了很多知识；二来由于课程设计与只学习课本知识相差太大，也就是理论与实际的差距。有了这两点，这让我在课程设计开始之前需要大量的准备工作。课程设计到了中期，很多工作都完成了大部分，之后就剩下一些琐碎的整理工作已经文档的打印工作，还有CAD绘图的事情。 这次课程设计让我懂得了实际操作的重要性，正所谓行动高于一切，在工业生产中这个更是重要。 附录 [1] 带控制点生产工艺流程图 [2] 板式精馏塔的总装置图 参考文献 [1]陈敏恒等.化工原理.第二版化.学工业出版社.1999 [2]谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理(上、下册) .第二版.北京：化学工业出版社,1998 [3]姚玉英.化工原理例题与习题.第三版.北京：化学工业出版社,1998 [4]贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002 [5]李功样,陈兰英,崔英德主编.常用化工单元设备设计.广州:华南理工大学出版社,2003 [6]涂伟萍,陈佩珍,程达芬主编.化工工程及设备设计.北京：化学工业出版社,2000 [7]钱颂文主编.换热器设计手册.北京：化学工业出版社,2002 [8]《化工过程及设备设计》.广州：华南工学院出版社，1986 [9]《化工设计手册》编辑委员会.化学工程手册，第1篇化工基础数据；第8篇传热设备及工业生产.北京：化学工业出版社，1986 [10]阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南.北京：化学工业出版社，2001 1 2 _1234568017.unknown _1234568081.unknown _1234568113.unknown _1234568145.unknown _1234568161.unknown _1234568177.unknown _1234568185.unknown _1234568193.unknown _1234568201.unknown _1234568205.unknown _1234568207.unknown _1234568209.unknown _1234568210.unknown _1234568208.unknown _1234568206.unknown _1234568203.unknown _1234568204.unknown _1234568202.unknown _1234568197.unknown _1234568199.unknown _1234568200.unknown _1234568198.unknown _1234568195.unknown _1234568196.unknown _1234568194.unknown _1234568189.unknown _1234568191.unknown _1234568192.unknown _1234568190.unknown _1234568187.unknown _1234568188.unknown _1234568186.unknown _1234568181.unknown _1234568183.unknown _1234568184.unknown _1234568182.unknown _1234568179.unknown _1234568180.unknown _1234568178.unknown _1234568169.unknown _1234568173.unknown _1234568175.unknown _1234568176.unknown _1234568174.unknown _1234568171.unknown _1234568172.unknown _1234568170.unknown _1234568165.unknown _1234568167.unknown _1234568168.unknown _1234568166.unknown _1234568163.unknown _1234568164.unknown _1234568162.unknown _1234568153.unknown _1234568157.unknown _1234568159.unknown _1234568160.unknown _1234568158.unknown _1234568155.unknown _1234568156.unknown _1234568154.unknown _1234568149.unknown _1234568151.unknown _1234568152.unknown _1234568150.unknown _1234568147.unknown _1234568148.unknown _1234568146.unknown _1234568129.unknown _1234568137.unknown _1234568141.unknown _1234568143.unknown _1234568144.unknown _1234568142.unknown _1234568139.unknown _1234568140.unknown _1234568138.unknown _1234568133.unknown _1234568135.unknown _1234568136.unknown _1234568134.unknown _1234568131.unknown _1234568132.unknown _1234568130.unknown _1234568121.unknown _1234568125.unknown _1234568127.unknown _1234568128.unknown _1234568126.unknown _1234568123.unknown _1234568124.unknown _1234568122.unknown _1234568117.unknown _1234568119.unknown _1234568120.unknown _1234568118.unknown _1234568115.unknown _1234568116.unknown _1234568114.unknown _1234568097.unknown _1234568105.unknown _1234568109.unknown _1234568111.unknown _1234568112.unknown _1234568110.unknown _1234568107.unknown _1234568108.unknown _1234568106.unknown _1234568101.unknown _1234568103.unknown _1234568104.unknown _1234568102.unknown _1234568099.unknown _1234568100.unknown _1234568098.unknown _1234568089.unknown _1234568093.unknown _1234568095.unknown _1234568096.unknown _1234568094.unknown _1234568091.unknown _1234568092.unknown _1234568090.unknown _1234568085.unknown _1234568087.unknown _1234568088.unknown _1234568086.unknown _1234568083.unknown _1234568084.unknown _1234568082.unknown _1234568049.unknown _1234568065.unknown _1234568073.unknown _1234568077.unknown _1234568079.unknown _1234568080.unknown _1234568078.unknown _1234568075.unknown _1234568076.unknown _1234568074.unknown _1234568069.unknown _1234568071.unknown _1234568072.unknown _1234568070.unknown _1234568067.unknown _1234568068.unknown _1234568066.unknown _1234568057.unknown _1234568061.unknown _1234568063.unknown _1234568064.unknown _1234568062.unknown _1234568059.unknown _1234568060.unknown _1234568058.unknown _1234568053.unknown _1234568055.unknown _1234568056.unknown _1234568054.unknown _1234568051.unknown _1234568052.unknown _1234568050.unknown _1234568033.unknown _1234568041.unknown _1234568045.unknown _1234568047.unknown _1234568048.unknown _1234568046.unknown _1234568043.unknown _1234568044.unknown _1234568042.unknown _1234568037.unknown _1234568039.unknown _1234568040.unknown _1234568038.unknown _1234568035.unknown _1234568036.unknown _1234568034.unknown _1234568025.unknown _1234568029.unknown _1234568031.unknown _1234568032.unknown _1234568030.unknown _1234568027.unknown _1234568028.unknown _1234568026.unknown _1234568021.unknown _1234568023.unknown _1234568024.unknown _1234568022.unknown _1234568019.unknown _1234568020.unknown _1234568018.unknown _1234567953.unknown _1234567985.unknown _1234568001.unknown _1234568009.unknown _1234568013.unknown _1234568015.unknown _1234568016.unknown _1234568014.unknown _1234568011.unknown _1234568012.unknown _1234568010.unknown _1234568005.unknown _1234568007.unknown _1234568008.unknown _1234568006.unknown _1234568003.unknown _1234568004.unknown _1234568002.unknown _1234567993.unknown _1234567997.unknown _1234567999.unknown _1234568000.unknown _1234567998.unknown _1234567995.unknown _1234567996.unknown _1234567994.unknown _1234567989.unknown _1234567991.unknown _1234567992.unknown _1234567990.unknown _1234567987.unknown _1234567988.unknown _1234567986.unknown _1234567969.unknown _1234567977.unknown _1234567981.unknown _1234567983.unknown _1234567984.unknown _1234567982.unknown _1234567979.unknown _1234567980.unknown _1234567978.unknown _1234567973.unknown _1234567975.unknown _1234567976.unknown _1234567974.unknown _1234567971.unknown _1234567972.unknown _1234567970.unknown _1234567961.unknown _1234567965.unknown _1234567967.unknown _1234567968.unknown _1234567966.unknown _1234567963.unknown _1234567964.unknown _1234567962.unknown _1234567957.unknown _1234567959.unknown _1234567960.unknown _1234567958.unknown _1234567955.unknown _1234567956.unknown _1234567954.unknown _1234567921.unknown _1234567937.unknown _1234567945.unknown _1234567949.unknown _1234567951.unknown _1234567952.unknown _1234567950.unknown _1234567947.unknown _1234567948.unknown _1234567946.unknown _1234567941.unknown _1234567943.unknown _1234567944.unknown _1234567942.unknown _1234567939.unknown _1234567940.unknown _1234567938.unknown _1234567929.unknown _1234567933.unknown _1234567935.unknown _1234567936.unknown _1234567934.unknown _1234567931.unknown _1234567932.unknown _1234567930.unknown _1234567925.unknown _1234567927.unknown _1234567928.unknown _1234567926.unknown _1234567923.unknown _1234567924.unknown _1234567922.unknown _1234567905.unknown _1234567913.unknown _1234567917.unknown _1234567919.unknown _1234567920.unknown _1234567918.unknown _1234567915.unknown _1234567916.unknown _1234567914.unknown _1234567909.unknown _1234567911.unknown _1234567912.unknown _1234567910.unknown _1234567907.unknown _1234567908.unknown _1234567906.unknown _1234567897.unknown _1234567901.unknown _1234567903.unknown _1234567904.unknown _1234567902.unknown _1234567899.unknown _1234567900.unknown _1234567898.unknown _1234567893.unknown _1234567895.unknown _1234567896.unknown _1234567894.unknown _1234567891.unknown _1234567892.unknown _1234567890.unknown