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分离乙醇水混合液的筛板精馏塔设计课题名称化工课程设计任务书系别化环学院专业化工2班化学与环境工程学院0409402班2/43附化工原理化工设备机械基础课程设计任务书1专业化工班级0409402设计人1设计题目分离乙醇水混合液的筛板精馏塔设计二原始数据及条件生产能力年处理量8万吨(开工率300天/年),每天工作24小时;原料乙醇含量为20(质量百分比,下同)的常温液体;分离要求塔顶,乙醇含量不低于90,塔底,乙醇含量不高于8;操作条件三设计要求(一)编制一份设计说明书,主要内容包括1前言2设计方案的确定和流程的说明3塔的工艺计算4塔和塔板主要工艺尺寸的设计A塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定B塔板的流体力学验算C塔板的负荷性能图5附属设备的选型和计算6设计结果一览表7注明参考和使用的设计资料8对本设计的评述或有关问题的分析讨论。(二)绘制一个带控制点的工艺流程图(2图)(三)绘制精馏塔的工艺条件图(1图纸)塔顶压强进料热状况回流比塔釜加热蒸汽压力单板压降建厂地址4KPA(表压)饱和液体15RMIN05MPA(表压)07KPA重庆化学与环境工程学院0409402班3/43四设计日期2011年12月01日至2011年12月16日五指导教师谭志斗、石新雨推荐教材及主要参考书1王国胜,裴世红,孙怀宇化工原理课程设计大连大连理工大学出版社,20052贾绍义,柴诚敬化工原理课程设计天津天津科学技术出版社,20023、马江权,冷一欣化工原理课程设计北京中国石化出版社,20094、化工工艺设计手册,上、下册5、化学工程设计手册;上、下册6、化工设备设计全书编辑委员会化工设备设计全书塔设备;化学工业出版社北京2004,017、化工设备设计全书编辑委员会化工设备设计全书换热器;化学工业出版社北京2004,018、化工设备设计全书编辑委员会化工设备设计全书管道;化学工业出版社北京2004,019陈敏恒化工原理第三版北京化学工业出版社,2006化学与环境工程学院0409402班4/43目录第一章设计方案简介6第二章工艺流程图及说明7第三章塔板的工艺计算831精馏塔全塔物料衡算832乙醇和水的物性参数计算8321温度8322密度9323混合液体表面张力11324相对挥发度12325混合物的粘度1333理论塔板和实际塔板数的计算13第四章塔体的主要工艺尺寸计算1541塔体主要尺寸确定15411塔径的初步计算15412溢流装置计算1742筛板的流体力学验算20421气相通过浮阀塔板的压降20422淹塔21精馏段21提留段22423物沫夹带22精馏段22提留段23424漏液点气速2343塔板负荷性能曲线24431物沫夹带线24432液泛线24433液相负荷上限25434漏液线25435液相负荷下限26第五章板式塔的结构2851塔总高的计算28511塔的顶部空间高度28512塔的底部空间高度28513人孔28514裙座28515筒体与封头29521进料管29522回流管30523塔底出料管30化学与环境工程学院0409402班5/43524塔顶蒸汽出料管30525塔底进气管3153法兰31第六章附属设备的计算3361热量衡算3362附属设备的选型34621再沸器34622塔顶回流冷凝器35623塔顶产品冷凝器35624塔底产品冷凝器36625原料预热器36626蒸汽喷出器36第七章设计评述37精馏塔工艺设计计算结果总表38主要符号说明40参考文献42化学与环境工程学院0409402班6/43第一章设计方案简介精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同,采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域,并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔,而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是筛板塔。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别,是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流,为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流,使在相同理论板的条件下,为精馏实现高纯度的分离时,始终能保证一定的传质推动力。所以,只要理论板足够多,回流足够大时,在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品,而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法本次课程设计是分离乙醇水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点1筛板塔的操作弹性小,对物料的流量要求非常平稳精确,不利于实际生产中使用2筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵,压降较小,造价便宜。3筛板塔盘现在很少用了,比浮阀塔的效率低,操作弹性小。4筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单,压降较小,造价便宜,抗堵性强。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图,是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取,主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算,可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的,以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力,解决实际生产问题的能力,课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会,我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务,为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。化学与环境工程学院0409402班7/43第二章工艺流程图及说明首先,乙醇和水的原料混合物进入原料罐,在里面停留一定的时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点,混合物中既有气相混合物,又有液相混合物,这时候原料混合物就分开了,气相混合物在精馏塔中上升,而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定的时间然后进入乙醇的储罐,而其中的气态部分重新回到精馏塔中,这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中,一部分进入再沸器,在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程,而进料口不断有新鲜原料的加入。最终,完成乙醇与水的分离。冷凝器塔顶产品冷却器乙醇储罐乙醇回流原料原料罐原料预热器精馏塔回流再沸器塔底产品冷却器水的储罐水化学与环境工程学院0409402班8/43第三章塔板的工艺计算31精馏塔全塔物料衡算F进料量KMOL/SXF原料组成D塔顶产品流量KMOL/SXD塔顶组成W塔底残液流量KMOL/SXW塔底组成XF0089109204620468018XD0778846904690461018XW00329078468469218总物料衡算FDW易挥发组分物料衡算FXFDXDWXW日生产能力(处理)8024953246015KMLSO/MMT联立以上三式得F01506KMOL/SD00110KMOL/SW01390KMOL/S32乙醇和水的物性参数计算321温度常压下乙醇水气液平衡组成与温度的关系温度T液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的摩尔分率100000000化学与环境工程学院0409402班9/439550019001700890007210389186700966043758530123804704841016610508982702337054458230260805580816032730582680703965061227980507900656479705198065997930573206841787406763073857841074720781578150894308943利用表中数据由内差可求得TFTDTWTF(966890)890TF88292176908TD(89437743)7841TD7821435TW(721329)955TW90700精馏段平均温度83251T2DF21789提留段平均温度88495WF0322密度已知混合液密度BALA1混合气密度042TPMV塔顶温度TD7821气相组成YDYD80750894302178157839进料温度TF8829化学与环境工程学院0409402班10/43气相组成YFYF4225643750298786095431塔底组成TW9070气相组成YWYW02273151精馏段液相组成X13269087FDX气相组成Y141526085所以4602313/LMGMOL18V2提留段液相组成X2415FWX气相组成Y2827308所以46051950/LMGMOL24V由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求TFTDTW下的乙醇和水的密度温度T,708090100110,KG/M3A75427423730171747043,KG/M3B97789718965395849516TF8829732186CF964WF10594F308KG/MTD782173CD3/792WD1017439286/KGTW977070CW39482/WWM1017296482051/KG化学与环境工程学院0409402班11/43所以31908467238540/2FDLKGM19W3023689103691/242735VFMPTPKGM314607814/15DKG332960VWM3100/2FVDKG6146252V4839/LDDMXXKMOL61047FFG12/LWWXXKL1398305/2DLFGMOL2124719/LWFMKL46806/VDDYYGOL1293FFKM4/VWWMYYL1068352/2DVFVKGOL249710/VWFML323混合液体表面张力461793CDMVML463087291CWVML化学与环境工程学院0409402班12/434628731CFMVML18694WFVMLWD5092由内差法求得在TFTDTW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力水表面张力温度,020406080100,MN/M756472756960662462675891乙醇表面张力CF1636MN/MCD1730MN/MCW1613MN/M水表面张力WF5955MN/MWD6299MN/MWW5865MN/M塔顶表面张力D2390MN/M44401629078130D原料表面张力F5391MN/M856F塔底表面张力W5655MN/M444W1精馏段的平均表面张力123905391/238905MN/M2提馏段的平均表面张力2(56555391)/25523MN/M324相对挥发度由XF89YF5841得05841629143756FA由XD7788YD8075得7089152D由XW329YW2273得023614938678051AW1精馏段的平均相对挥发度435提馏段的平均相对挥发度7892140温度,2030405060708090100110,MN/M223212204198188181715162152144化学与环境工程学院0409402班13/43325混合物的粘度8325查表,得水034155MPAS,醇03969MPAS1T88495查表,得水032205MPAS,醇042837MPAS21精馏段粘度1醇X1水1X10396902631034102631035611MPAS1提留段粘度2醇X2水1X20396900541103091005411032780MPAS33理论塔板和实际塔板数的计算回流比的确定绘出乙醇水的气液平衡组成,即TXY曲线图,由上图知,点A与纵轴的截距为041,即为值XD1XD07788,最小回流比RMIN08995操作回流比R15RMIN1349理论塔板数的确定图解法求解化学与环境工程学院0409402班14/43YC0331,易做得提留段、精馏段和Q线的操作线,作图如下XD1由图知,理论塔板数精馏段需NT110块,提馏段需NT2312块。实际塔板数确定1203561278034195AVIUX9WD由奥康奈尔公式0245024504D87TAVEU全塔所需实际塔板数块124687TPN精馏段实际板数10053487块提馏段实际板数25P块进料板位置第22块板。化学与环境工程学院0409402班15/43第四章塔体的主要工艺尺寸计算41塔体主要尺寸确定411塔径的初步计算4111气液相体积流量计算(1)精馏段质量流量1301590673/LMKGS1281V体积流量1437690/354LSMS130/VS(2)提馏段质量流量2974825691/LMKGS2030782/V体积流量216/948LSMS2307/65VS4112精馏段塔径计算由U安全系数UMAX,安全系数0608,UMAXLVC横坐标数值10689354021SLVV取板间距HT045M,HL006M则HTHL054M查下图可知C200089,化学与环境工程学院0409402班16/430212038951CMAX46/UMS取安全系数为07,则空塔气速1AX072860/UMS11409568247SVDU按标准塔径圆整后为09MD塔截面积为22208590634TAM实际空塔气速为1/4STVUS4113提留段塔径计算横坐标数值20369280115SLV取板间距HT045M,HL006M则HTHL039M查图可知C20008,021203898MAX94803/65UMS化学与环境工程学院0409402班17/43取安全系数为07,则空塔气速2MAX073290/UMS2141830SVDU按标准塔径圆整后为09M2塔截面积为227850634TADM实际空塔气速为1/3STVUS综上塔径D09M,选择单流型塔板,截面积2063TA精馏段有效高度120459MZ提馏段有效高度13全塔的有效高度Z901351035M412溢流装置计算4121堰长WL对单流型,一般取072D0648M0687WLDWL4122溢流堰高度(出口堰高)选择平直堰WHLOH堰上层高度2/32810OWHHEL又查下图得E103425256893674HWL650DW化学与环境工程学院0409402班18/43塔板上清液层高度在此取MH105LMHL05(1)精馏段42/328468916307100OWM572LOH(2)提留段/2/328401603198148OW59LOHM4123弓形降液管宽度和截面积DWFA由查得072WLD,8TFA2222D090648137WLDM溢流中间降液管宽度014M则2T086358F验算降液管内停留时间精馏段41035689FTSAHSL化学与环境工程学院0409402班19/43提留段/20584725316FTSAHSL停留时间5S,故降液管可使用4124溢流堰宽度222B09048W137WLDM413塔板设计4131塔板分布本设计塔径D09M采用分块式塔板4132浮阀的选型F1Q4B型阀片厚度15MM,阀重246G,塔板厚4MM4133浮阀数目与排列1精馏段取阀孔动能因子F012则孔速0112643VFU每层塔板上浮阀数目为122095083/4781SND个浮阀排列方式采用顺排方式,T/D0应尽可能在34的范围内,在此取同一个横排的孔心距T0120M()MDO039塔板开孔率2204/689018NDD2提留段取阀孔动能因子F012则孔速0224765VFU每层塔板上浮阀数目为22018605/4739SND个塔板开孔率220/6569D化学与环境工程学院0409402班20/4342筛板的流体力学验算421气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时,需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力,这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降PP可由和计算CLHGHPL式中HC与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度,M液柱;HL与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度,M液柱;H与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度,M液柱。精馏段1干板阻力1/8251/8250173730/6CVUMS因U01U0C1故2210631444078598CLUHMG2板上充气液层阻力取则ML502LOLH3液体表面张力所造成的阻力3310448904951LHMGD0047002500004900725MHLCP1单板的压力降1107258340915607APLAGPKP精馏段平均压强132145910483PKPA提留段(1)干板阻力1/8251/825027373/06CVUMS因U02U0C2故22147440989CLUHG(2)板上充气液层阻力化学与环境工程学院0409402班21/43取则MHL0505025LOLHM(3)液体表面张力所造成的阻力3320414126989LHGD0042002500006200676MHLCP2单板的压力降220674816307PLAPKP提留段平均压强241035491325913948PA422淹塔为了防止淹塔现象的发生,要求控制降液管中清液高度精馏段1单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度10725PHM2液体通过液体降液管的压头损失2241106895353903SDWLHLH3则ML1172501027DPLDHHM取,已选定045T3WM则34WTHTH可见所以符合防止淹塔的要求。化学与环境工程学院0409402班22/43提留段1单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度2067PHM2液体通过液体降液管的压头损失22200311531546489SDWLHLH板上液层高度则ML22705201DPLDHHM取,已选定045TM3W则3WTH可见所以符合防止淹塔的要求。可见所以符合防止淹塔的要求。423物沫夹带精馏段板上液体流经长度2091370624LDZDWM板上液流面积658BTA取物性系数,泛点负荷系数图FC泛点率4110309568910628455983为了避免过量物沫夹带,一般的大塔应控制泛点率在,由以上计算可知,1F物沫夹带能够满足的要求。化学与环境工程学院0409402班23/43提留段取物性系数,泛点负荷系数图01FC泛点率20625183662494104为了避免过量物沫夹带,一般的大塔应控制泛点率在,由以上计算可知,801F物沫夹带能够满足的要求。424漏液点气速当气相负荷减小或踏板上开孔率增大,通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时,部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下,该现象称为漏液。漏液导致办效率下降,严重时将使塔板上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。当阀孔的动能因子F0低于5时会发生严重漏液,故漏液点的空速可取F05的相应U孔流气速精馏段01548/63VUMS,故不会发生严重漏液。0120/15/5K提馏段02264/VFUMS,故不会发生严重漏液。02140/15/K化学与环境工程学院0409402班24/4343塔板负荷性能曲线431物沫夹带线据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线,按泛点率80计算精馏段081063062485485SSVL整理得9789SSV即1342SVL由上式知物沫夹带线为直线,则在操作范围内任取两个值算出提留段080625136024948SSVL整理得7859SSV即15938SVL在操作范围内任取两个值算出SSLSM3/S0000500006精馏段VSM3/S13021299LSM3/S00010002提馏段VSM3/泛线精馏段222/311124063024534085046789859SSSVLL化学与环境工程学院0409402班25/43整理得222/31113879360SSSVL提留段222/31124050245340850467839689SSSVLL整理得22/32611SSSVL在操作范围内任取若干个值,算出相应得值LS1M3/S00001000020000400006精馏段VS1M3/S1941193219181906LS2M3/S00001000100020003提馏段VS2M3/S2585265026922721433液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35S液体降液管内停留时间以作为液体在降液管内停留时间的下限,则3MIN05840579/FTSAHLMS434漏液线对于F1型重阀,依作为规定气体最小负荷的标准,则1精馏段011548/63VFUMS231MIN34909/SV2提留段00225614/VFUMS化学与环境工程学院0409402班26/43232MIN31409681409/SVMS435液相负荷下限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线,该线为与气072OWH相流量无关的竖直线。2/3MIN3628410SWLEL取E103则SMLLWS/069530184272/MIN)(由以上15作出塔板负荷性能图化学与环境工程学院0409402班27/43由上图可知精馏段气相最大负荷3MAX106/VS气相最小负荷3IN4/提馏段气相最大负荷3MAX179/VS气相最小负荷MAX1306/42IV精馏段操作弹性AX97/50MI提留段操作弹性3IN045/化学与环境工程学院0409402班28/43第五章板式塔的结构51塔总高的计算511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,塔顶部空间高度为1200MM。MH21顶512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20MIN。釜液上方的气液分离空间高度取15M。396482/LWKGM3019064/682HVMS2431Z046596HM底513人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道,人孔的设置应便于进入任何一层塔板,由于设置人孔处塔间距离大,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68块塔板才设一个人孔,需经常清洗时每隔34块塔板才设一个人孔本塔中共25块板,需设置3个人孔,每个孔直径为400MM,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,取人孔所在板增至800MM514裙座裙座高度应考虑的问题包括化学与环境工程学院0409402班29/431底部接管的高度和出入孔的位置2塔底抽出泵的灌泵液位3塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求4检修方便5减压塔底液封要求6支撑应力要求设计时一般取裙座高度为152M,本塔为常压操作,取裙座2M进料所在板的板间距由450MM增至550MM或600MM,515筒体与封头5151筒体由D09M选钢板材料为GB3274则,100探伤,MPAT1313120190532TPDM053NM取壁厚为3MM5152封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种,本设计采用标准椭圆形封头,由公称直径D2600MM33120190535205TPDM,取壁厚为3MMMN1得曲面高度,直边高度。HI6H20塔总高0452184532120521830LHHM封裙顶增底52接管521进料管进料管的结构类型很多,有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下05/FUMS取化学与环境工程学院0409402班30/43390846/LFKGM315015/9846SVMS40315D查标准系列选取84M经计算,实际流速U0401M2/S522回流管采用直流回流管取SUR/503762/LDKGM321691/07834SDVS9147305DM查标准系列选取523塔底出料管取直管出料SMUW/01396482/LWKGM3507/32967148SWVS0531WDM查标准系列选取894化学与环境工程学院0409402班31/43524塔顶蒸汽出料管直管出气取出口气速20/UMS394051/LDKG36186/782SVS40168932WDM查标准系列选取525塔底进气管采用直管取气速23/UMS396482/LWKGM30560/329719448SWVS060312WDM查标准系列选取453法兰公称直径/MM法兰外径/MM螺栓孔中心圆直径/MM螺栓孔直径/MM螺栓孔数/MM螺纹/MM法兰厚度/MM法兰内径/MM法兰重量/KG进料管100210170184M1618110341化学与环境工程学院0409402班32/43塔顶蒸汽管107550114M101215036塔底出料管107550114M101215036塔底进气管80190150184M161891294回流管5057140144M121659151由于常压操作,所以法兰均采用标准管法兰、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、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HG/2059297钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片化学与环境工程学院0409402班33/43第六章附属设备的计算61热量衡算0的塔顶气体上升的焓HVTD温度下,即78211354/PCKJG24190/PCKJG23578523684DXX30温度下1T/59KGJCP/142KGJCP125907802194/GKDPDXXJ1367PWTW温度下,即9070138/CKJG2418/PCKJG2380906742/PWPWXXJKGTD温度下,即7821170RKJKG217RKJKG208021902/DXKJKG0的塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准1103684721036129046157086/VPDVQHCTRMKJH温度由7821到30的热量变化1103908634782194236157086/PDTTKJH化学与环境工程学院0409402班34/43温度由9970到30的热量变化221936042790213604231089/PWDPQLCTTKJH回流液的焓HR673488/RHKJH塔顶馏出液的焓HD因馏出口与回流液口组成一样,所以364/KGPCKJT01607215097/DPQCJH冷凝器消耗的热量QC101478329583684/CVRKJ进料口的热量QFT温度下,即8829/6431KGJP/2KGJP1364089250149/FFXXKJG25温度下2T/493GJCP/174GJCP23412908509143/PFPFXXKJG164732780679160547/LWLPQMTTKJH塔釜残液的焓QWT1398420736954726/WPCKJH62附属设备的选型621再沸器塔釜热损失为10,则09设再沸器损失能量Q损01QBCDBFW损化学与环境工程学院0409402班35/43加热器实际热负荷09CDBWFQQ10108435726435097468KJ/H2/KJH再沸器的选型选用饱和水蒸气加热,传热系数取K2926J/M2HOC。料液温度水蒸气CO2加热水蒸气的汽化热R22595KJ/KMOL水蒸气的用量M水QB/R1062493/5KGH查表得水蒸气温度为T120取K650(W/M2K)则再沸器的传热面为由其中CP4187KJ/KGH得A147M2TKATCP选取型号为GCH800670622塔顶回流冷凝器有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为50015002/KCALMH本设计取K70029262/KCALMH2/KJMH出料液温度(饱和液)饱和气CO。178178冷却水温度O350逆流操作T15821T24321LTT。M94518N32125826/7/MKQAC)(选用设备型号G500I1640623塔顶产品冷凝器出料液温度CO。302178冷却水温度5逆流操作T14321T210CLTT。M014N21化学与环境工程学院0409402班36/4321/57086/2901439MAQKMT()选用列管式换热器。624塔底产品冷凝器出料液温度CO。3091冷却水温度52逆流操作T16491T210LTT。M369104N62122/389/205AQKMT()选用列管式换热器。625原料预热器原料液由25加热到8829,假设加热蒸汽进口温度为130,出口温度为60,逆流冷凝,取传热系数取K70029262/KCALMH2/KJMH加热蒸汽温度O。6013原料液温度978425逆流操作T135T24503CLTT。M80395N122/4076/23501MMFAQK()选用U型管换热器。626蒸汽喷出器蒸汽喷出器可用蒸汽喷射式泵。化学与环境工程学院0409402班37/43第七章设计评述化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节,是理论联系实际的桥梁,同时也是我们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识,独立思考。要做好课程设计,不仅要了解工程设计的基本内容,掌握设计的程序和方法,还要求有缝隙和解决工程实际问题的能力。此次设计学到的真的很多。对于我们设计的乙醇水溶液连续精馏,让自己对于浮阀塔的连续精馏有了一定的认识,至少对于浮阀塔精馏设备有了基础的了解,对于溶液连续精馏的工艺流程有了一定认识。在此次设计过程中,知道了查取数据及取合适数据的重要性,在选取设备时都是需要不断地核算,核算是否符合生产要求及其安全要求,才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真,某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的,如何计算,选用何种计算公式都得通过认真思考。本次设计心得有以下几点1、数据的查取尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性;2、数据的单位各公式计算时单位的要求及加和时单位的一致性;3、耐心和细心需计算数据多、计算的繁琐都需要有一定的耐心和细心;4、清晰的思路计算的公式特别多,各符号代表的意义及对应的数据一定得很清楚。化学与环境工程学院0409402班38/43精馏塔工艺设计计算结果总表计算数据项目符号单位精馏段提馏段各段平均压强PA109483(绝压)113948(绝压)各段平均温度T832588495气相SLSM/30000689000316平均流量液相V0950118实际塔板数PN块214板间距THM045045塔的有效高度ZM90135塔径DM0909空塔气速UM/S189186塔板溢流型式单溢流弓形降液管分块式塔板溢流管型式弓型堰高WHMM428198堰长LM06480648溢流装置溢流堰宽度DWM01380138板上清液层高度LHMM5050孔径0MM3939孔间距TMM120120孔数或阀数N个6968开孔面积0A2M00820081开孔率128126浮阀型式F1Q4B浮阀重量G246塔板压降PA5941661307化学与环境工程学院0409402班39/43降液管面积DA2M005088005088液体在降液管停留时间S3323725降液管内清液层高度DHMM12271200雾沫夹带泛点率F598642气相最大负荷MAXVS/313061479气相最小负荷IN/304030495操作弹性324302化学与环境工程学院0409402班40/43主要符号说明符号意义SI单位F进料流量KMOL/SD塔顶产品流量KMOL/SW塔釜产品流量KMOL/SX进料组成无因次V上升蒸汽流量KMOL/SL下降液体流量KMOL/S粘度MPASTE板效率无因次P压强PAT温度;R回流比无因次N塔板数无因次Q进料状况参数无因次M分子量KG/KMOL;C操作物系的负荷因子M/S密度KG/M3;表面张力MN/M;U空塔气速M/S;HT板间距M;HL板上液层高M;0降液管低隙高度M停留时间SD塔径M;AT塔截面积M2;AF弓形降液管面积M2;G重力加速度N/KGWD弓型降液管宽度M;UO阀孔气速M/S;Z塔高M;AA鼓泡区面积M2;开孔率无因次P压降PACU0孔速M/S;N开孔数无因次化学与环境工程学院0409402班41/43K物性系数无因次F0动能因子无因次阻力因子无因次T空心距M;排间距MLW堰长M;HW溢流高度M;O堰上液层高度M;泛点率无因次WC边缘区宽度M;LV料液的质量流率KG/SLV料液的体积流率M3/SD进料管的直径M底H塔底空间高度M裙裙座高度M增加料板及人孔所在板增加高度M顶H塔顶空间高度M下标的说明下标意义MIN最小值L液相V气相D塔顶W塔底F进料板M平均值化学与环境工程学院0409402班42/43参考文献1谭天恩,窦梅,周明华化工原理上、下册化学工业出版社,20092钟秦,陈迁乔,王娟,曲虹霞,马卫华化工原理国防工业出版社,20093匡国柱,史启才化工单元过程及设备课程设计化学工业出版社,20024刁玉玮,王立业,喻健良化工设备机械基础大连理工大学出版社,2006内部资料仅供参考内部资料仅供参考图23地块位置图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