化工课程设计---苯——甲苯筛板式精馏塔的设计.doc

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 5 1.1 设计方案 .8 1.2 设计思路.9 1.3 选塔依据 .10 第二章：精馏塔的工艺设计 .11 2.1 精馏塔的物料衡算11 2.1.1 产品浓度的计算.11 2.1.2 操作温度 t 11 2.1.3 平均相对挥发度的计算 .12 2.1.4 最小回流比和适宜回流比的选取 .12 2.1.5 精馏塔和提馏塔的气、液相负荷 .13 2.1.6 精馏段和提馏段操作线 .13 2.1.7 逐板法确定理论板数 14 2.1.8 全塔效率 14 2.1.9 实际塔板数及实际加料位置 15 第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 .16 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算.16 3.1.1 操作压强 p 16 3.1.2 塔内各段气、液两相组分的平均分子量 16 吉林化工学院化工原理课程设计 i 3.1.3 精馏段和提馏段各组分的密度 17 3.1.4 液体表面张力的计算 18 3.1.5 液体粘度 m .19 3.1.6 气液负荷计算 19 3.2 精馏段工艺设计.20 3.2.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 .20 3.2.1.1 塔径 d .20 3.2.1.2 溢流装置 21 3.2.1.3 塔板布置 22 3.2.1.4 筛孔数 n 与开孔率 22 3.2.1.5 精馏段塔有效高度 22 3.2.2 筛板流体力学验算.23 2.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 23 3.2.2.2 液沫夹带量 ev 的验算 24 3.2.2.3 漏液的验算 24 3.2.2.4 液泛验算 24 3.2.3 塔板负荷性能图.25 3.2.3.1 液沫夹带线 .25 3.2.3.2 液泛线 .25 3.2.3.3 液相负荷上限线 .26 3.2.3.4 漏液线 .26 3.2.3.5 液相负荷下限线 .27 吉林化工学院化工原理课程设计 ii 3.3 提馏段工艺设计.28 3.3.1 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 .28 3.3.1.1 塔径 d 28 3.3.1.2 溢流装置 28 3.3.1.3 塔板布置 29 3.3.1.4 筛孔数 n 与开孔率 30 3.3.1.5 提馏段塔有效高度 30 3.3.2 筛板流体力学验算(同精馏段负荷性能求解相同) .30 3.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 30 3.3.2.2 雾沫夹带量 ev 的验算 31 3.3.2.3 漏液的验算 31 3.3.2.4 液泛验算 32 3.3.3.1 液沫夹带线 .32 3.3.3.2 液泛线 .32 3.3.3.3 液相负荷上限线 .33 3.3.3.4 漏液线 .33 3.3.3.5 液相负荷下限线 .33 4.1 热量衡算 .35 4.1.1 进入系统的热量 .35 4.1.2 离开系统的热量 .35 4.1.3 再沸器热负荷计算 36 4.1.4 冷凝器热负荷计算 吉林化工学院化工原理课程设计 iii 4.2 传热面积的计算 .36 4.2.1 再沸器传热面积计算 38 4.2.2 冷凝器传热面积计算 38 4.3 塔高的计算 .38 4.4 接管设计38 第五章设计结果汇总 .39 结束语 .42 参考文献 .44 主要符号说明 .45 附 录 .47 吉林化工学院化工原理课程设计 4 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 设计题目：苯设计题目：苯甲苯筛板式精馏塔的设计甲苯筛板式精馏塔的设计 设计条件：进料组成：0.55； 流出液组成：0.99； 釜液组成：0.02； 进料状态：饱和液体； 塔顶压力：100 kpa; 加料热状况：q=1; 工艺条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流； 板压降：0.7kp; 设计任务：1.年处理量:2200吨/年； 2年工作日：300日； 3精馏塔的工艺流程设计与结构设计； 1）物料衡算确定理论板数和实际板数； 2）按精馏段首、末板，提留段首、末板计算塔径并圆整； 3）确定踏板和降液管结构； 4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并 对待定板的结构进行个别调整； 5）进行全塔优化，要求操作弹性大于2； 4.计算塔高； 5.估算冷却水用量和冷凝器的换热面积或水蒸气用量和再沸器 的换热面积； 6.列出设计参数总表； 7.绘图内容 1）确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所 需的设备、管线及有关控制或观察所需的主要仪表与 装置； 2）精馏塔设备图 吉林化工学院化工原理课程设计 5 摘摘 1 要 混合物的分离是化工生产中的重要过程，作为分离液体混合物的一种 典型单元操作蒸馏，它是利用物系中各组分挥发度的不同的特性来实现 分离的，对苯甲苯的混合物，加热使其汽化，由于苯的沸点较低，挥发 度高，所以较甲苯易于从液相中汽化出来，再将汽化的蒸汽进行冷凝，最 终便可以实现苯和甲苯的分离。按照蒸馏方法分为简单蒸馏、平衡蒸馏、 精馏和特殊精馏，这里苯和甲苯的分离就是精馏的过程。 精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此， 掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分 离过程中的各种参数是非常重要的。 苯和甲苯的 精馏操作设计主要是塔的结构设计以及各种数据计算 物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设 计计算，工艺流程图，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、生产操作条件及物性参 数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺 利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：苯、甲苯、精馏、提馏段、化工生产、计算 吉林化工学院化工原理课程设计 6 引 2 言 化工生产中一般需要分离的混合物都比较复杂，多为多组分的混合 物，化工生产中想要得到较纯的物质，所以分离是获得较纯物质的必要 步骤。简单蒸馏和平衡蒸馏都是单级分离过程，只能达到组分部分增浓 和提纯，若要求得到高纯度的产品，则必须采用多次部分汽化和多次部 分冷凝的精馏方法。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的，但是起依据依 然是混合物中各组分间挥发度的差异。精馏是分离液体混合物（含可液 化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等 工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使 气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不 同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移， 实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质 设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳 定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻 找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能做出比较有 把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。 筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很 多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降 液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。 它的主要优点是： 1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80% 左右； 2.在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%； 3.塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔； 4.气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右； 缺点是： 1.小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料 液； 2.操作弹性较小（约23） ； 蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组 成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行 此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题 的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚 实的基础。 吉林化工学院化工原理课程设计 7 第一章第一章绪绪 论论 1.11.1 设计方设计方 3 案 本次课程设计是设计苯甲苯混合溶液的连续精馏塔，要求塔顶采用全凝 器，泡点回流；塔釜采用间接加热；塔板采用筛板式。 设计流程设计流程 完善设计条件精馏塔的工艺设计及物形计算（计算产品浓度，计算平 均相对挥发度，计算最小回流比，确定适宜回流比，物料衡算，操作线方程， 确定理论板数，计算效率，实际塔板数及实际加料位置，平均摩尔质量，平 均密度，平均表面张力，平均粘度）精馏塔主要工艺尺寸的计算（计算泡 点，精馏塔的主要工艺尺寸，精馏塔的流体力学校核）塔板负荷性能图 求理论塔板数 气液相负荷计算 筛板塔设计 流体力学性能校 核 画出负荷性能图 全塔热量衡算 吉林化工学院化工原理课程设计 8 塔附属设备计算。 流程简图如下： 全凝器 回流 出料 苯和甲苯混合溶液 塔釜出料 1.21.2 设计思路设计思路 （1）精馏方式的选定 由于苯和甲苯的挥发度相差不是很大，所以采用精馏的方式进行分 离提纯。 （2）操作压力的选取 本设计要求操作压力：p=常压。 （3）加料状态的选取 本设计是泡点进料。 （4）加热方式 设计要求塔釜采用间接加热。 （5）回流比的选择 一般情况下，适宜回流比是最小回流比的（1.22.0）倍，本设计 中取 r=2rmin 吉林化工学院化工原理课程设计 9 （6）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选取 塔顶选用全凝器而塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 （7）板式塔的选择 1.31.3 选塔依据选塔依据 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： 1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉. 2) 气体压降小、板上液面落差也较小. 3) 塔板效率较高. 4) 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔. 吉林化工学院化工原理课程设计 10 第二章：精馏塔的工艺设计第二章：精馏塔的工艺设计 2.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 2.1.12.1.1 产品浓度的计产品浓度的计 4 算 1料液及塔顶塔底产品的摩尔分率： 苯的摩尔质量：=78.11kg/kmol，甲苯的摩尔质量：=92.13kg/kmol a m b m 0.55/78.11 0.590 0.55/78.11 0.45/92.13 f x 0.99/78.11 0.992 0.99/78.11 0.01/92.13 d x 0.02/78.11 0.0235 0.02/78.11 0.98/92.13 w x 2料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量： 5 数 0.59078.11+0.40992.13=83.86 f m 0.992 78.11 0.08 92.1378.22 d m 0.0235 78.11 0.9765 92.1391.80 w m 3 物料衡算： 原料处理量： 2200 1000 3.644/ 300 24 83.86 fkmol h 总物料衡算：f=d+w； 苯物料衡算： 0.590f=0.992d+0.0235w 联立解得 d=2.131kmol/h，w=1.513kmol/h。 2.1.22.1.2 操作温度操作温度 t t 利用试差法可以求出进料温度 塔顶温度 塔釜温 6 度 82.66 f t 80.17 d t 吉林化工学院化工原理课程设计 11 109.15 w t 精馏段的平均温度 1 ()/ 281.42 mfd ttt 提馏段的平均温度 2 ()/ 295.905 mfw ttt 2.1.32.1.3 平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 用安托因方程可以求出苯和甲苯的饱和蒸汽压 logp*= b a tc a,b,c是安托因常数，其值见附录表； ：log=6.023- =109.73kpa f t* a p 1206.35 82.66220.24 * a p log=6.078- =42.80kpa* b p 1343.94 82.66219.58 * b p =2.56 f a * * a b p p 同理=2.59 =2.35 d a w a 取平均相对挥发度：a=2.47 dw a a 精馏段的相对挥发度：=2.575 1 a 2 df aa 提馏段的相对挥发度：=2.455 2 a 2 wf aa 2.1.42.1.4 最小回流比和适宜回流比的选取最小回流比和适宜回流比的选取 1.最小回流比的计算： 泡点进料： q=1，0.590 qf xx 由相平衡方程得： y=0.780 1 (1) q q ax ax 2.47 0.590 1 1.47 0.590 min 0.9920.780 1.116 0.7800.590 dq qq xy r yx 2.确定合适的回流比： 由于最小回流比较小，在r=（1.12.0）rmin范围内，操作回流比取最小回流 吉林化工学院化工原理课程设计 12 比的2倍, 即 min 22 1.1162.232rr 2.1.52.1.5 精馏塔和提馏塔的气、液相负荷精馏塔和提馏塔的气、液相负荷 l1=rd=4.756kmol/h;v1=(r+1)d=6.887kmol/h l2=l1+f=8.400kmol/h;v2=v1+(1-q)f=6.887kmol/h 2.1.62.1.6 精馏段和提馏段操作线精馏段和提馏段操作线 精馏段操作线方程： 11 1 r x x r r y d n n 1 2.2321 0.9920.69060.3069 1 12.23212.232 nnn yxx 提馏段操作线方程： wnn x v w x v l y 22 2 1 1 8.4001.513 0.02351.21970.005163 6.8876.887 nnn yxx 吉林化工学院化工原理课程设计 13 2.1.72.1.7 逐板法确定理论板数逐板法确定理论板数 7 7 对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法，通常从塔顶开始计算： 用精馏段操作线方程 用相平衡方程用提馏段操作线方程用相平衡方程 1 0.69060.3069 nn yx 2.47 1.47 n n n y x y 1 1.21970.005163 nn yx 2.47 1.47 n n n y x y =0.992 1 y=0.980 1 x=0.663 9 y=0.443 9 x =0.984 2 y=0.961 2 x=0.535 10 y=0.318 10 x =0.971 3 y=0.931 3 x=0.383 11 y=0.201 11 x =0.950 4 y=0.885 4 x=0.240 12 y=0.113 12 x =0.918 5 y=0.819 5 x=0.133 13 y=0.0585 13 x =0.873 6 y=0.736 6 x=0.0662 14 y=0.0279 14 x =0.815 7 y=0.641 7 x=0.0289 15 y=0.01190.006m,故降液管高度设计合理.0154 . 0 043 . 0 0 hhw 3.3.1.33.3.1.3 塔板布置塔板布置 1取边缘区宽度 wc=0.02m，安定区宽度 ws=0.035m 2.依下式计算开孔区面积 sin 180 2 1222 r x rxrxaa 其中：x=d/2（wd+ws）=0.4/2（0.055+0.035）=0.11m r=d/2wc=0.4/20.02=0.18m 算得 =0.074 a a 2 m 3.3.1.43.3.1.4 筛孔数筛孔数 n n 与开孔率与开孔率 1取筛孔的孔径 d0=4mm,筛板选用碳钢板，板厚 =3mm 2筛孔按正三角形排列,取2.6，故孔中心距 t=2.6d0=2.64=10.4mm 0 / t d 3塔板上筛孔数 436 0104 . 0 074 . 0 155 . 1 155 . 1 22 a a t n 4塔板开孔区的开孔率 13.4%,开孔率在 515%范围内，符合要求。)(907 . 0 2 0 t d 气体通过筛孔的气速 5.20m/s 074 . 0 134 . 0 0516 . 0 2, 0 u 吉林化工学院化工原理课程设计 30 3.3.1.53.3.1.5 提馏段塔有效高度提馏段塔有效高度 z2=（13-1）0.30=3.6m 3.3.23.3.2 筛板流体力学验算筛板流体力学验算( (同精馏段负荷性能求解相同同精馏段负荷性能求解相同) ) 3.3.2.13.3.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度 1.干板压降相当的液柱高度 hc m0094. 0 55.795 210 . 3 ) 77 . 0 20 . 5 (051 . 0 2 2 c h 2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl 0.434m/s, 2a u78 . 0 210 . 3 434. 0 220 vma uf 查充气系数关联图,得0.66,0.033m05 . 0 66 . 0 1 l hh 3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h m gd h lm lm 0025 . 0 004. 081. 955.795 1078.1944 3 02 2 通过筛板压降相当的液柱高度 =0.0094+0.033+0.002=0.0449m hhhh cp 122 单板压降：0.35kpa0.7kpa,符合设计要求。81 . 9 55.7950449 . 0 22plmp ghp 3.3.2.23.3.2.2 雾沫夹带量雾沫夹带量 evev 的验算的验算 塔板上鼓泡层的高度=2.5=2.50.05=0.125m f h l h 吉林化工学院化工原理课程设计 31 0.0053kg 液/kg 气0.1 kg 液/kg 气 6 3.2 ,2 2 5.7 10 () a v ltf u e hh 精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 3.3.2.33.3.2.3 漏液的验算漏液的验算 smu/235. 3210. 355.795)0025. 005 . 0 13. 00056 . 0 (77 . 0 4 . 4 2min, 0 筛板的稳定性系数 ，符合设计要求。5 . 161 . 1 2min, 0 2, 0 2 u u k 精馏段在设计负荷下不会产生过量漏液。 3.3.2.43.3.2.4 液泛验算液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度)( wtd hhh 取 =0.45，0.001m,=0.0449+0.05+0.01=0.1049m d h dlpd hhhh 2 （ht+hw）=0.45（0.3+0.043）=0.154m 在设计负荷下不会发生液泛。)( wtd hhh 3.3.33.3.3 塔板负荷性能图塔板负荷性能图(同精馏段负荷性能求解相同) 3.3.3.13.3.3.1 液沫夹带线液沫夹带线 经计算整理得 3 2 2,2, 19 . 3 1421. 0 ss lv 在操作范围内，取几个 ls值，依上式计算出相应的的 vs值列于表 3.3.1 表 3.3.1 液沫夹带线计算结果表 吉林化工学院化工原理课程设计 32 ls，2（m3/s ） 0.610-41.510-43.010-44.510-4 vs，2（m3/s ） 013720.13310.12780.1234 依表中数据在提馏段负荷性能图中做液沫夹带线，如图 2-2 所示。 3.3.3.23.3.3.2 液泛线液泛线 经计算整理得 3 2 2, 2 2, 2 2, 8122. 0 8 . 31720235 . 0 s ss llv 在操作范围内取若干 ls值依(2)式计算 vs值列于表 3.3.2,作出提馏段液泛线。 表 3.3.2 液泛线计算结果表 ls，2（m3/s ） 0.610-41.510-43.010- 4 4.510-4 vs，2(m3/s) 0.14910.14540.13990.1345 3.3.3.33.3.3.3 液相负荷上限线液相负荷上限线 取液体在降液管中的停留时间的下限为 4 秒， sm ha tf /00054. 0 4 30. 00072 . 0 4 3 液相负荷上限线在 vsls坐标图上为与气体流量 vs无关的垂直线，如图 2-2。 吉林化工学院化工原理课程设计 33 3.3.3.43.3.3.4 漏液线漏液线 经计算整理得: 3 2 2,2min, 65.55694 . 2 0336 . 0 ss lv 此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内取几个 ls值，依式计算相应 vs列 于表 3.3.3，据此做提馏段气相负荷下限线。 表 3.3.3 漏液线计算结果表 ls，2（m3/ s） 0.610-41.510-43.010-44.510-4 vs，2（m3/ s） 0.05600.05670.05760.0584 3.3.3.5 液相负荷下限线 取平直堰，堰上液层高度 how=0.005m 作为液相负荷下限线的条件，取 e=1.0 ， 则整理上式=0.000156m/s 3600 24 . 0 ) 84. 2 1000005 . 0 ( 2 3 2min, s l 由此值在 vsls图上作液相负荷下限线，如图 2-2 所示。 以上二图即精馏段和提馏段负荷性能图，每五条线包围的区域分别为精、 提馏段的塔板操作区，p 为操作点，op 为操作线，op 与雾沫夹带线的交点相 应气相负荷为 vs，mas，op 与气相负荷下限线的交点相应气相负荷为 vs，min。 可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。 精馏段临界点的操作弹性为：vs，mas / vs，min=1.85/0.48=3.85 提馏段临界点的操作弹性为：vs，mas / vs，min=0.77/0.57=1.35 吉林化工学院化工原理课程设计 34 提馏段塔负荷性能图见附录。 吉林化工学院化工原理课程设计 35 第四章第四章 板式塔结构及附属设备设计板式塔结构及附属设备设计 4.14.1 热量衡算热量衡算 4.1.14.1.1 进入系统的热量进入系统的热量 1进料带入的热量 qf ,=153.1kj/（kmolk） ，182.5kj/（kmolk） f t66.82 1 ,p c 2,p c 0.590153.1+（1-0.590）182.5=165.15kj/（kmolk）, fp c , 3.644165.15(273.15+82.66)=214128.8kj/h f q ffp tfc , 2.回流带入的热量 r q 由于是泡点回流，据 t-x-y 图 此时=82.0 r t 165.15kj /（kmolk） pr c hkjtlcq rprr / 8 . 278953 4.1.24.1.2 离开系统的热量离开系统的热量 1塔顶蒸汽带出的热量 d 17.80 d thkmoldr/877 . 6 ) 1(kkmolkjcpv./62.164 kmolkjra/ 8 . 30773kmolkjrb/ 0 . 34991kmolkjrd/5 .30807 kj/h 5 . 612743)(1( ddpdv rtcrdq 2残液带出的热量 w=1.513kj/h 15.109 w t kkmolkjcp./59.165 1 kkmolkjcp./32.195 2 kkmolkjcpw./62.194 吉林化工学院化工原理课程设计 36 hkjtwcq wpww / 1 . 112572 3. bl qq1 . 0hkjtdcq dpdd /0 .123939 4.1.34.1.3 再沸器热负荷计算再沸器热负荷计算 rflwvb qqqqqq drvc qqqq hkjqb/7 .258036hkjqc/ 7 . 209850 再沸器用 120.2饱和水蒸气加热 r=2204.6kj/kg hkg r q g b b /04.117 6 . 2204 7 . 258036 4.1.44.1.4 冷凝器热负荷算冷凝器热负荷算 冷凝水的进口温度为 20 出口温度为 30 179 . 4 p c 5021.6kg/h )2030(179 . 4 7 . 209850 )( 12 ttc q g p c c 4.24.2 传热面积的计算传热面积的计算 计算并初选设备规格，确定流体通入的空间，加热蒸汽走壳程，塔釜产品走 管程 4.2.14.2.1 再沸器传热面积的计算再沸器传热面积的计算 饱和水蒸气进口温度为 120.2，出口温度为 120.2；冷流体进口温度为 95.905，出口温度为 109.15； 吉林化工学院化工原理课程设计 37 平均船热温差 8 .16 05.11 295.24 ln )15.109 2 . 120()905.952 .120( ln 2 1 21 t t tt t m k=2926kj/.h. 2 m 2 25. 5m tk q a m b 4.2.24.2.2 冷凝器传热面积的计算冷凝器传热面积的计算 冷凝水进口温度为 20 出口温度为 35 热流体的温度始终为 80.17 3 . 52 17.45 17.60 ln )3517.80()2017.80( m t 2 37. 1 3 .522926 7 . 209850 m tk q a m c 4.34.3 塔高的计算塔高的计算 在塔上开个 2 个人孔，其高度均为 0.5m，塔顶封头取 1.0m，塔底封头取 1.5m,进料板取 0.7m,裙座取 1.5m， 。 精馏段 =(13-1)0.3=3.6m 1 h 提馏段 =(13-1)0.3=3.6m 2 h 所以 =3.6+3.6+0.52+0.52+0.7+1.5+1.5=12.9m 0 h 4.44.4 接管设计接管设计 4.4.14.4.1 进料管进料管 由已知料液流率 fg=fmf=3.64483.36=305.59kg/h，料液密度 lmf=809.95kg/m3 则料液体积流率 vf=305.59/809.95=0.3773m3/h 吉林化工学院化工原理课程设计 38 取管内流速 uf =0.5m/s 则进料管直径 mm u v d f f f 3 .16 3600/4 2 1 ）（ 取进料管尺寸为 191.0 实际流速 uf=0.46m/s 4.4.24.4.2 回流管回流管 由已知回流液流率 dg=166.69kg/h 回流液密度 =814.76kg/m3 ldm 则回流液体积流率 vd=2166.69/814.76=0.205m3/h 取管内流速 ud =0.3m/s 则回流管直径mmm 5 . 15) 3 . 014 . 3 3600 205. 04 ( 2 1 d d 取回流管尺寸为 191.0 实际流速 ud=0.25m/s 4.4.34.4.3 釜液出口管釜液出口管 由已知釜液流率 wg=138.89kg/h，釜液密度 =781.15 kg/m3 lwm 则釜液体积流率 vw=138.89/781.15=0.178m3/h 取管内流速 ud =0.3m/s ，则釜液出口管直径mdwm 5 . 14 取釜液出口管尺寸为 181.0 实际流速 uw=0.25m/s 4.4.44.4.4 塔顶蒸汽管塔顶蒸汽管 近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率，并取管内蒸汽流速 ut=15m/s 吉林化工学院化工原理课程设计 39 则mdtm113) 1514 . 3 3600 11.78877. 64 ( 2 1 取塔顶蒸汽管尺寸为 1277.0 实际流速 ut=15.0m/s 吉林化工学院化工原理课程设计 40 第五章设计结果汇总第五章设计结果汇总 表 5-1：筛板塔的工艺设计计算结果汇总 吉林化工学院化工原理课程设计 41 结束语结束语 近一个月的查文献、看课本、计算数据、设计流程、以及校核，终于完 成了化工原理课程设计的任务，并取得了可行的设计方案和流程。 通过这次的课程设计工作使我更加认识了化工原理的重要性，也在设计 的过程中学到了很多以前并不知道的知识，对以前课本上讲过的知识点有了 更加深刻的认识，巩固了所学的理论知识，也了解了如何处理化工实际生产 中可能出现的问题，了解了很多的经验式和科学方法。 在设计的过程中努力做到自主完成目标，独立设计课程设计任务，绘图 等等各种工作在设计的过程中中我也遇到了很多的困难。密度、粘度、平均 分子量的计算、相对挥发度、温度、高度、塔板等等很多计算过程涉及到了 很多我们以前所不知道的知识点，这对我来说是一个不小的挑战，当然也激 发了我不服输的劲头，通过自己不懈的努力和学校，终于克服了一个有一个 的困难，完成了设计的任务。在这次设计的过程中感觉最深刻的还是自己对 自己有了一个新的认识，自己是大学生而不是小学生也不是高中生了，我们 要对自己负责，应该努力学校理论知识，不断的充实自己，使自己更加的优 秀。 课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力， 尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所 学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力。 设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文 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 吉林化工学院化工原理课程设计 42 学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生 产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的 作用. 在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基 础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。 此外，在设计过程中还得到了老师和许多同学的热心帮助，一并给以衷心 的感谢！ 吉林化工学院化工原理课程设计 43 参考文献参考文献 1.陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编化工原理上册第 2 版，化学工业出版社.2000 年 2 月 2.陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编化工原理下册第 2 版，化学工业出版社.2000 年 2 月 3.匡国柱,史启才主编化工单元过程及设备课程设计第 1 版，化学工业出版社. 2002 年 1 月 4.吉林化工学院化工原理教研室 编化工原理课程设计指导书.2002 年 3 月 5.天津大学物理化学教研室 编化工原理 （上、下册）第 6 版 高等教育出版社.2004 年 5 月 6.王卫东 编化工原理课程设计化学工业出版社.2011 年 9 月 7.卢焕章等 编石油化工基础数据手册 ，化学工业出版社.1982 年 8.马晓迅，夏素兰，曾庆荣主编化工原理化学工业出版社.2010 年 8 月 吉林化工学院化工原理课程设计 44 主要符号说明 表 主要符号说明 符号意义单位 aa 基板鼓泡区面积 m2 ad 降液管截面积 m2 af 总降压管截面积 m2 an 塔板上方气体通道截面积 m2 ao 筛板塔板阀孔总截面积 m2 at 塔截面积 m2 c 计算液泛速度的负荷因子 - c20 液体表面张力为 20mn/m 时的负荷 因子 - co 孔流系数 - d 塔径 m d 塔顶产品流率 kmol/s do 阀孔直径 m e 液流收缩系数 - et 塔板效率 - ev 单位质量气体夹带的液沫质量 - f 进料摩尔质量 kmol/h flv 两相流动参数 - fo 气体的阀孔动能因子 kg0.5/(sm0.5 ) g 质量流量 kg/h g 重力加速度 m/s2 h0 降液管底隙高度 m hc 与干板压强降相当的液柱高度 m hd 降液管压强降相当液柱高度 m hl 板上液层高度 m hp 与单板压降相当的液层高度 m ht 板间距 m how 堰上方液头高度 m hw 出口堰高 m 与克服表面张力压强降相当的液柱 高度 m l 下降液体流率 kmol/s lh 塔内液体流量 m3/h ls 塔内液体流量 m3/s lw 堰长 m k 塔板的稳定性系数 - m 摩尔质量 kg/kmol 吉林化工学院化工原理课程设计 45 q 热流量 w n 筛板数目 - n