1、學(xué)院：化學(xué)工程專業(yè)：過程裝備與控制工程班級(jí)：08級(jí)3班指導(dǎo)老師：夏素蘭姓名：李旭東學(xué)號(hào)：0843082119時(shí)間：2010年12月27日前言在學(xué)習(xí)化工原理課程以后，需要整合自己所學(xué)的具體知識(shí)，而化工原理課程設(shè)計(jì)正好能夠讓我系統(tǒng)的復(fù)習(xí)和使用所學(xué)知識(shí)，也是對(duì)化工操作設(shè)計(jì)過程的一次演練。精餾是把液體混合物（粗甲醇）進(jìn)行多次部分汽化，同時(shí)又把產(chǎn)生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分離為所要求組分的操作過程。 精餾操作是基于混合液中各組分在相同的溫度條件下具有不同的揮發(fā)度。當(dāng)在一定的溫度下混合液部分汽化，因低沸點(diǎn)物易于汽化，故它在氣相中的濃度較液相中高，而液相中的高沸點(diǎn)物濃度教氣相高，這就改變了氣液兩相的組成

2、。當(dāng)對(duì)部分汽化所得的蒸汽進(jìn)行部分冷凝時(shí)，因高沸點(diǎn)物易于冷凝，使冷凝液中高沸點(diǎn)物的濃度較氣相高，而未冷凝的低沸點(diǎn)物的濃度比冷凝液中高。這樣經(jīng)過部分汽化和部分冷凝，使混合液通過各組分濃度的改變得到了初步的分離。如此多次、不斷汽化、冷凝操作最后使混合液中的組分幾乎以純組分被分離開來。 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，本設(shè)計(jì)將只介紹板式塔。 板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。目前從國內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔

3、及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，本設(shè)計(jì)只討論浮閥塔的設(shè)計(jì)。浮閥塔：浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達(dá)10m，塔高可達(dá)80m，板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊。本設(shè)計(jì)雖未包括其它塔板的設(shè)計(jì)資料，但其設(shè)計(jì)的基本方法與浮閥塔是相同的。我們?cè)谠O(shè)計(jì)時(shí)

4、，可以根據(jù)具體條件進(jìn)行板塔的選型，而不限于選用上述塔板。在夏素蘭老師的帶領(lǐng)下，我相信，我通過自己的努力，通過和同學(xué)們的一起合作，一定能圓滿的完成本次設(shè)計(jì)任務(wù)。李旭東2010年12月22日目錄前言2目錄4第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)書61.1 設(shè)計(jì)任務(wù)61.2 設(shè)計(jì)內(nèi)容6第二章 工藝流程圖7第三章 塔的工藝計(jì)算73.1 精餾塔的物料衡算8原料液及塔頂,塔頂產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量8原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾平均質(zhì)量8物料衡算93.2塔板數(shù)的確定9值的計(jì)算9相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算11理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比13理論進(jìn)料板數(shù)的確定16踏板效率的估算16實(shí)際塔板的計(jì)算17實(shí)際進(jìn)料板位置173.3塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算18塔徑的計(jì)算

5、18精餾塔中的精餾段18精餾塔中的提餾段24塔高的計(jì)算27溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算27精餾段校核27提餾段校核29塔板及其布置30塔板布置和浮閥數(shù)目及其排列30精餾段浮閥數(shù)目及孔間距31提餾段浮閥數(shù)據(jù)及孔間距323.4浮閥塔板的流體力學(xué)校核34精餾段34提餾段38第四章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)424.1塔頂冷凝器的選用與計(jì)算43換熱器規(guī)格的選擇計(jì)算43管程的壓降的計(jì)算45管程給熱系數(shù)h45殼程給熱系數(shù)46污垢熱阻474.2 原料預(yù)熱器的選用與計(jì)算（略）484.3 塔釜再沸器的選用與計(jì)算（略）484.4 管道的選用與計(jì)算（略）48第五章 數(shù)據(jù)匯總485.1 精餾段485.2 提餾段49第六章 設(shè)計(jì)總結(jié)51第七章

6、 參考資料53第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)者：李旭東 班級(jí)：08級(jí)過控3班指導(dǎo)老師：夏素蘭設(shè)計(jì)時(shí)間：2010年12月20日至2011年1月10日1.1 設(shè)計(jì)任務(wù) 設(shè)計(jì)題目：分離甲醇水混合液的浮閥精餾塔原料液：組分： 甲醇35% 水65% 處理量： 4800kg/h 溫度：20鎦出液：組分： 甲醇98.5%殘液：組分： 甲醇1.0%（均為質(zhì)量百分?jǐn)?shù)） 操作壓力：常壓連續(xù)操作1.2 設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、目錄 2、題目及數(shù)據(jù) 3、工藝流程選擇論證及說明、流程圖 4、塔設(shè)備設(shè)計(jì)（塔板數(shù)、塔徑、塔板結(jié)構(gòu)元件） 5、主要輔助設(shè)備的選用第二章 工藝流程圖附圖 1第三章 塔的工藝計(jì)算3.1 精餾塔的物料衡算原料液及塔頂,

7、塔頂產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量甲醇的摩爾質(zhì)量：32kg/mol 水的摩爾質(zhì)量：18kg/kmolaF=35% aD=98.5% aW=1.0%以上三個(gè)均為任務(wù)已知的質(zhì)量分?jǐn)?shù)，由此計(jì)算得下面的摩爾分?jǐn)?shù)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾平均質(zhì)量 kg/mol 物料衡算原處理量 物料衡算 即 226.4 = D+W 解以上方程組： D = 53.1kmol/h W = 173.3 kmol/h3.2塔板數(shù)的確定 q值的計(jì)算因?yàn)槭抢湟哼M(jìn)料，塔頂溫度即為塔頂組成的泡點(diǎn)溫度，塔底溫度也就是塔底組成的露點(diǎn)溫度，根據(jù)下圖甲醇-水的溶液體系相圖(附圖二)可查得 甲醇水的物系相圖 附圖二由圖可知：有上面的計(jì)算知道：xD = 0.9

8、70 xW = 0.006 zF = 0.232故查圖可知：=65.0 = 99.8 料液組成所對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)溫度： tb = 80.3 所以平均溫度：查物性參數(shù)：甲醇的摩爾比熱容：cpA = 67.84kJ/(kmol)水的摩爾比熱容：cpB = 75.132 kJ/(kmol)甲醇的汽化潛熱:水的汽化潛熱 : 由此可看出，甲醇和水的汽化潛熱值比較接近，所以甲醇-水系統(tǒng)滿足衡摩爾流假設(shè)。原料的平均摩爾比熱容為： 原料的平均汽化潛熱為：所以： 所以由（4-10）可得q線方程為： 3.2.2 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 甲醇和水的某溫度下飽和蒸汽壓經(jīng)驗(yàn)公式： 甲醇 水 )在時(shí)，甲醇和水的飽和蒸汽壓分別是： 所

9、以 在時(shí)，甲醇和水的飽和蒸汽壓分別是： 所以 在時(shí)， 甲醇和水的飽和蒸汽壓分別是： 所以 平均揮發(fā)度 則相平衡方程 聯(lián)立q線方程 得 則可得最小回流比： 理論塔板數(shù)和實(shí)際回流比 附圖三 回流比和塔板數(shù)的關(guān)系 吉利蘭圖可近似表示為。 由芬克斯公式確定運(yùn)用以上公式可以計(jì)算得到以下數(shù)據(jù)： RRmin橫坐標(biāo)對(duì)應(yīng)縱坐標(biāo)NminN塔板取整1.31.280.0087 0.6991 6.4623.79 241.361.280.0339 0.6399 6.4619.71 201.421.280.0579 0.6009 6.4617.69 181.481.280.0806 0.5700 6.4616.35 171

10、.541.280.1024 0.5439 6.4615.36 161.61.280.1231 0.5212 6.4614.58 151.661.280.1429 0.5011 6.4613.95 141.721.280.1618 0.4829 6.4613.43 141.781.280.1799 0.4664 6.4612.98 131.861.280.2028 0.4464 6.4612.48 131.921.280.2192 0.4327 6.4612.15 131.981.280.2349 0.4200 6.4611.86 122.061.280.2549 0.4044 6.4611.5

11、2 122.121.280.2692 0.3935 6.4611.30 122.181.280.2830 0.3833 6.4611.10 122.261.280.3006 0.3705 6.4610.85 112.321.280.3133 0.3616 6.4610.68 112.381.280.3254 0.3531 6.4610.53 112.441.280.3372 0.3450 6.4610.39 112.51.280.3486 0.3373 6.4610.26 112.561.280.3596 0.3300 6.4610.13 112.621.280.3702 0.3230 6.4

12、610.02 112.681.280.3804 0.3163 6.469.91 102.761.280.3936 0.3079 6.469.78 102.821.280.4031 0.3018 6.469.69 102.91.280.4154 0.2942 6.469.57 102.961.280.4242 0.2887 6.469.49 103.021.280.4328 0.2834 6.469.41 103.081.280.4412 0.2783 6.469.34 103.141.280.4493 0.2735 6.469.27 103.21.280.4571 0.2687 6.469.2

13、0 103.261.280.4648 0.2642 6.469.14 103.321.280.4722 0.2598 6.469.08 103.381.280.4795 0.2556 6.469.02 10 附圖四回流比與理論塔板數(shù)一般情況下，設(shè)備費(fèi)用隨回流比變化的趨勢(shì)如下，當(dāng)回流比R為最小回流比Rmin時(shí)，需無窮多塊塔板數(shù)，故設(shè)備費(fèi)用為無窮大。但只要R稍大于Rmin，所需理論板數(shù)急劇減少，設(shè)備費(fèi)用隨之劇減。隨R的進(jìn)一步增大，理論板數(shù)減小的趨勢(shì)漸緩。但隨R的增大，塔內(nèi)上升的蒸汽增大，使塔徑、塔板面積、再沸器及冷凝器換熱面積增大，因此R增至某一值后，設(shè)備費(fèi)用又開始上升。所以，由圖讀出，可以選擇適

14、宜回流比R=2.32，理論塔板數(shù),向上取(包括再沸器)。綜上：NT=11 R=2.323.2.4 理論進(jìn)料板數(shù)的確定當(dāng) ，代入吉利蘭圖近似計(jì)算式，計(jì)算得，所以,理論進(jìn)料板為第6塊板 踏板效率的估算用oconnell法，將全塔效率關(guān)聯(lián)成 和 的函數(shù)為塔頂及塔釜平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；為塔頂及塔釜平均溫度下的相對(duì)平均黏度；全塔效率 由甲醇水的相平衡關(guān)系圖可以查到塔頂塔釜平均溫度因?yàn)?，從圖像可以查得 =65.0 又因?yàn)?= 99.8塔頂塔釜的平均溫度查下圖可以得到水和甲醇在t=82.4時(shí)的黏度。甲醇的黏度：水的黏度： 附圖五 故代入數(shù)據(jù)得： =46.56. 實(shí)際塔板的計(jì)算 設(shè)實(shí)際塔板數(shù)是: = 全

15、塔板數(shù)圓整為24塊板 3.2.7 實(shí)際進(jìn)料板位置 ，向上取整為13，即從塔頂往下13塊為進(jìn)料板。3.3塔主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 塔徑的計(jì)算 精餾塔中的精餾段1.平均溫度及組成 精餾段的平均溫度：查平衡圖： 又因?yàn)槠胶夥匠?.平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算因?yàn)?又因?yàn)槠胶夥匠?所以 M = 0.9732+0.0318=31.58 kg/kmol M = 0.89532+0.10518=30.53 kg/kmol前面計(jì)算得到tF=80.3。由平衡圖得以及進(jìn)料板的組成：M = 0.07432+0.92618=19.036kg/kmolM = 0.23232+0.76818=21.248 kg/kmol精餾段的平均摩

16、爾質(zhì)量 kg/kmol 3 平均密度的計(jì)算由下表附圖六可查得液相平均密度隨溫度的變化曲線塔頂液相平均密度計(jì)算： =65.0， 進(jìn)料板的質(zhì)量分率 由 查得 其中 精餾段的平均的液體密度是kg/m4 氣相的平均密度 5 液體平均表面張力的計(jì)算 液相表面的平均張力按下式計(jì)算 附圖七為表面張力系數(shù) 溫度-表面張力關(guān)系圖01020304050607080020406080100120溫度表面張力/(mN/m)水甲醇 由，查附圖得 由t，查附圖得 由t，查附圖得 由t=72.65，查附圖得6. 塔徑的計(jì)算 當(dāng)時(shí)，對(duì)應(yīng)的摩爾體積為： 根據(jù)化工原理（下冊(cè)）表11-2，取板間距為，一般常壓塔板上液層高度取為查史

17、密斯關(guān)聯(lián)圖，可查得：所以， 泛點(diǎn)氣速 為避免霧沫夾帶及液泛的發(fā)生，一般情況，在此取安全系數(shù)0.7, 流通截面積 本次設(shè)計(jì)選擇單溢流弓形降液管,一般單溢流型 ,此處取查化工原理（下冊(cè)）圖11-19，得 ，即 所以，所以，精餾段的塔徑圓整為1.202m，由表11-2校核，當(dāng)板間距為350mm450mm，D=1.202m在其對(duì)應(yīng)的塔徑中。2 精餾塔中的提餾段1.基本參數(shù)的計(jì)算：提餾段的平均溫度：由平衡圖查得，由上面的圖可以得到：， 則 此時(shí)氣體密度為 液體密度為 所以， 當(dāng)時(shí)，對(duì)應(yīng)的摩爾體積為： 2.塔徑的計(jì)算：在 時(shí)，甲醇和乙醇的表面張力分別為：溫度-表面張力關(guān)系圖0102030405060708

18、0020406080100120溫度表面張力/(mN/m)水甲醇，根據(jù)化工原理（下冊(cè)）表11-2，取板間距為，一般常壓塔板上液層高度取為則，查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得 所以， 泛點(diǎn)氣速 為避免霧沫夾帶及液泛的發(fā)生，一般情況，在此取安全系數(shù)0.7, 流通截面積 本次設(shè)計(jì)選擇單溢流弓形降液管,一般單溢流型 ,此處取查化工原理（下冊(cè)）圖11-19，得 ，即 所以， 所以，提餾段的塔徑圓整為1.06，由表11-2校核，當(dāng)板間距為450mm600mm，D=1.06m在其對(duì)應(yīng)的塔徑中。塔高的計(jì)算塔高其中，為最上面一塊塔板距塔頂?shù)母叨?，單位m；為最下面一塊塔板距塔底的高度，單位m。塔頂最上一層空間應(yīng)有足夠高度，以便

19、氣流中的液滴能自由沉降回塔，減少出塔氣中的液沫夾帶量，經(jīng)驗(yàn)值一般為1m1.5m,在此取塔底空間一般應(yīng)有1015分鐘儲(chǔ)量，以保證料液不至于排空，若釜液量大，塔底容量也可取小一些。有時(shí)僅取35分鐘儲(chǔ)液量，經(jīng)驗(yàn)值一般為1.0m2.0m，在此取所以，在此圓整為12m. 溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算溢流裝置包括降液管、溢流堰和受液盤等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有著重要的影響。 精餾段校核 1.弓形降液管： ，故堰長(zhǎng) 降液管面積 當(dāng)時(shí)，查圖11-19，得 所以，降液管寬度 為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間以使氣體從液相中分離出，一般要求不應(yīng)小于35s，而對(duì)于高壓下操作的塔以及易起泡的物系，停留時(shí)

20、間應(yīng)更長(zhǎng)些，為此，必須進(jìn)行校核。校核液體在降液管中停留時(shí)間：所以，降液管尺寸適宜。2.溢流堰：取 ，則查圖11-20，由弗朗西斯公式，得堰上液層高度 堰高3.受液盤和底隙：塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤，常用平形型式。為減小液體流動(dòng)阻力和考慮到固體雜質(zhì)可能在底隙處沉積，所以不可過小。但若過大，氣體又可能通過底隙竄入降液管，故底隙宜小些以保證液封。取m/s則m 由于塔直徑0.8m,所以取校核1.弓形降液管： ，故堰長(zhǎng) 降液管面積 當(dāng)時(shí)，查圖11-19，得 所以，降液管寬度 為降低氣泡夾帶，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間以使氣體從液相中分離出，一般要求不應(yīng)小于35s，而對(duì)于高壓下

21、操作的塔以及易起泡的物系，停留時(shí)間應(yīng)更長(zhǎng)些，為此，必須進(jìn)行校核。校核液體在降液管中停留時(shí)間：所以，降液管尺寸適宜。2.溢流堰：因 ，則查圖11-20，由弗朗西斯公式，得堰上液層高度 堰高3.受液盤和底隙：塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤，常用平形型式。為減小液體流動(dòng)阻力和考慮到固體雜質(zhì)可能在底隙處沉積，所以不可過小。但若過大，氣體又可能通過底隙竄入降液管，故底隙宜小些以保證液封。取m/s則 取m（1）受液區(qū)和降液區(qū)：一般這兩個(gè)區(qū)域的面積相等，均可按降液管截面積計(jì)。（2）邊緣區(qū)：在塔壁邊緣留出一定寬度的環(huán)形區(qū)域供固定塔板用，這里取50mm。（3）入口安定區(qū)和出口安定區(qū)，通常寬度相等

22、，這里取70mm。（4）有效傳質(zhì)區(qū)：余下的塔板上有浮閥孔的區(qū)域。精餾段塔徑 ，采用分塊組裝式；提餾段塔徑 ，采用分塊組裝式；邊緣寬度均取 ；安定區(qū)寬度均取 ；降液管寬度精餾段 ；提餾段 。精餾段浮閥數(shù)目及孔間距 重型浮閥閥孔直徑 。取 為10，閥孔氣速 得每層塔板浮閥數(shù)：，圓整為浮閥排列：采用等腰三角形叉排。則鼓泡區(qū)面積為 其中 故 取 ，則結(jié)合推薦值取。按 及 以等腰三角形叉排的方式繪圖排列，如圖所示，得到浮閥數(shù)個(gè)。 在適宜范圍內(nèi)塔板開孔率 符合要求 提餾段浮閥數(shù)據(jù)及孔間距 重型浮閥閥孔直徑 。取 為10，閥孔氣速 得每層塔板浮閥數(shù)：，圓整為浮閥排列：采用等腰三角形叉排的方法，它可以使相鄰的

23、浮閥容易吹開，鼓泡區(qū)均勻。確定相鄰兩排孔的間距t:，通常取，邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度，降液管寬度則鼓泡區(qū)面積為其中 故 取 ，則結(jié)合推薦值取 。按 及 以等腰三角形叉排的方式繪圖排列，如圖所示，得到浮閥數(shù)個(gè)。 在適宜范圍內(nèi)塔板開孔率 符合要求 3.4浮閥塔板的流體力學(xué)校核 精餾段1.塔板壓降校核 a、干板阻力b、板上充氣液層阻力 取得 故塔板壓降為 滿足要求。2.液沫夾帶的校核 因塔徑，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過。 由，查泛點(diǎn)負(fù)荷因子圖(化工原理下冊(cè)圖11.22)查到 甲醇-水系統(tǒng)系統(tǒng)為正常系統(tǒng)， 霧沫夾帶量，不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。3溢流液泛校核 為了防止液泛發(fā)生，降液管中清液層高度應(yīng)滿足如下關(guān)系式 且

24、有 其中 所以， 取泡沫層相對(duì)密度 ，已知 可見，不會(huì)發(fā)生液泛，塔板間距選擇合適。4塔板負(fù)荷性能圖a)漏液線（氣相負(fù)荷下限線）取時(shí)由下式計(jì)算得到最小氣量 代入 ，故 （5.1）標(biāo)繪于圖中得線3。b) 過量霧沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）由于塔徑，去泛點(diǎn)率，代入下式，得到系式 代入數(shù)值 （其中） （）整理得 （5.2）上式為一直線關(guān)系，標(biāo)繪于圖中得線4。c)液相負(fù)荷下限線以平堰上液層高度m作為液相負(fù)荷下限標(biāo)準(zhǔn)按下式求得下限值，即 代入，得。標(biāo)繪于圖中得線2。d)液相負(fù)荷上限線 液體在降液管中最短停留時(shí)間以3s計(jì)算，計(jì)算液相負(fù)荷的最大值 標(biāo)繪在圖中得線1。e)溢流液泛線 已知堰高 將上述各式代入 得，

25、 即 上式繪于圖中得線5。 精餾段塔板負(fù)荷性能圖塔的設(shè)計(jì)點(diǎn)位于圖中心偏左，且由圖可知塔的操作負(fù)荷上限受物沫夾帶控制，下限受低液層控制。 提餾段1.塔板壓降校核 a、干板阻力b、板上充氣液層阻力 取得 故塔板壓降為 2.液沫夾帶的校核 因塔徑，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過。 由，查泛點(diǎn)負(fù)荷因子圖(化工原理下冊(cè)圖11.22)查到 甲醇-水系統(tǒng)為正常系統(tǒng)， 霧沫夾帶量小于，不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。3溢流液泛校核 為了防止液泛發(fā)生，降液管中清液層高度應(yīng)滿足如下關(guān)系式 且有 其中 所以， 取泡沫層相對(duì)密度 ，已知 可見，不會(huì)發(fā)生液泛，塔板間距選擇合適。4.塔板負(fù)荷性能圖a)漏液線（氣相負(fù)荷下限線）取時(shí)由下式計(jì)算得到

26、最小氣量 代入 ，故 標(biāo)繪于圖中得線3。b)過量霧沫夾帶線(氣相負(fù)荷上限線) 由于塔徑，去泛點(diǎn)率，代入下式，得到關(guān)系式 （其中） （）代入數(shù)值 整理得 上式為一直線關(guān)系，標(biāo)繪于圖中得線4。c) 液相負(fù)荷下限線 以平堰上液層高度m作為液相負(fù)荷下限標(biāo)準(zhǔn) 按下式求得下限值，即 代入，得。標(biāo)繪于圖中得線2。d)液相負(fù)荷上限線 液體在降液管中最短停留時(shí)間以3s計(jì)算，計(jì)算液相負(fù)荷的最大值 標(biāo)繪在圖中得線1。e)溢流液泛線 已知堰高 將上述各式代入 得， 即 上式繪于圖中得線5。塔的設(shè)計(jì)點(diǎn)位于圖中心偏左，且由圖可知塔的操作負(fù)荷上限受物沫夾帶控制，下限受低液層控制。 提餾段塔板負(fù)荷性能圖第四章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)4

27、.1塔頂冷凝器的選用與計(jì)算 用水進(jìn)行冷凝，設(shè)冷凝水進(jìn)口溫度25，出口溫度55 塔頂產(chǎn)物冷凝溫度為65.0 冷凝量: 在此溫度下,由化工原理（上）附錄查得 冷凝潛熱： 水的平均溫度：查得水在此溫度下的物性參數(shù)如下：比熱容： 導(dǎo)熱系數(shù)： 密度： 黏度： 普蘭特?cái)?shù)： 傳熱量： 冷卻水用量： 選擇甲醇-水流經(jīng)殼程，冷卻水流經(jīng)管程。按逆流傳熱計(jì)算平均溫差：參照化工原理（上冊(cè)）表7-7，初步估計(jì)換熱器總傳熱系數(shù) 則傳熱面積為現(xiàn)選用兩臺(tái)單殼程的浮頭式換熱器串聯(lián)操作，于附錄25中初選其參數(shù)如下：外殼直徑 /mm 500公稱面積 / 65公稱壓力 /atm 1.6管徑 25mm2.5mm管長(zhǎng) /m 6總管數(shù) 1

28、24管程數(shù) 2管子排列 正方形折流板間距 /mm 300管程流通截面積 / 0.01948殼程流通截面積 / 0.0437兩臺(tái)換熱器的實(shí)際面積為 若采用此傳熱面積,則要求的總傳熱系數(shù)為4.1.2 管程的壓降的計(jì)算 計(jì)算得：雷諾數(shù)： 取 故， 查圖得 （化工原理上冊(cè)64頁）。又取 滿足工藝要求，且經(jīng)濟(jì)合理。管程給熱系數(shù)h 因?yàn)镽e=117997.595410000 Pr=1.184,滿足0.7Pr160可以采用經(jīng)驗(yàn)公式 Nu=0.023則代入數(shù)據(jù)得 h= 殼程給熱系數(shù)換熱器的機(jī)械數(shù)據(jù)有：殼程流通面積 0.0358 折流板的間距為0.2m 又由于流體橫過管束壓降 =407.57Pa代入數(shù)據(jù) 污垢熱

29、阻 取 k=45w/k 誤差估算： 根據(jù)計(jì)算所得的傳熱系數(shù)可以求得傳熱面積A 故所選換熱器合適。4.2 原料預(yù)熱器的選用與計(jì)算（略）4.3 塔釜再沸器的選用與計(jì)算（略）4.4 管道的選用與計(jì)算（略）第五章 數(shù)據(jù)匯總5.1 精餾段序號(hào)項(xiàng)目數(shù)據(jù)1平均溫度，76.252氣相流量1.393液相流量0.001494實(shí)際塔板數(shù)135最上面一塊板距塔頂?shù)母叨?，m1.26塔徑,m1.2027板間距,m0.408溢流形式單溢流9降液管形式弓 形10堰長(zhǎng),m0.841411堰高,m0.0700412降液管底隙高度,m0.0413板上液層高度,m0.0814堰上液層高度,m0.0099615安定區(qū)寬度,m0.071

30、6邊緣區(qū)寬度,m0.0517篩孔直徑,m0.03918孔中心距,m0.07519開孔率，%11.5820負(fù)荷上限霧沫夾帶控制21負(fù)荷下限漏液控制22操作彈性3.25623浮閥數(shù)1195.2 提餾段序號(hào)項(xiàng)目數(shù)據(jù)1平均溫度，73.2752氣相流量1.663液相流量0.002034實(shí)際塔板數(shù)115最下面一塊板距塔底的高度，m1.46塔徑,m1.067板間距,m0.408溢流形式單溢流9降液管形式弓形10堰長(zhǎng),m0.74211堰高,m0.066312降液管底隙高度,m0.0413板上液層高度,m0.0814堰上液層高度,m0.013715安定區(qū)寬度,m0.0716邊緣區(qū)寬度,m0.0517篩孔直徑,m

31、0.03918孔中心距,m0.07519開孔率，%13.520負(fù)荷上限霧沫夾帶控制21負(fù)荷下限漏液控制22操作彈性3.6923浮閥數(shù)109第六章 設(shè)計(jì)總結(jié)這次課程設(shè)計(jì)時(shí)間雖然很短，但是我們的重要性可想而知。我們是學(xué)工科的學(xué)生，書本上的知識(shí)只是給我們一個(gè)感性的認(rèn)識(shí)，想要學(xué)習(xí)好一門學(xué)科，真正需要重視的應(yīng)該是具體的實(shí)踐過程。只有通過實(shí)踐，我們才可以做到理論聯(lián)系實(shí)際，拓寬我們的專業(yè)知識(shí)視野，為接下來其他專業(yè)的的學(xué)習(xí)打下一個(gè)更加感性的認(rèn)識(shí)，因此，工科學(xué)生只有通過理論-實(shí)踐-再實(shí)踐的過程才能夠獲取真正的知識(shí)?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)就是給了我們一個(gè)這樣的機(jī)會(huì)與平臺(tái)，能夠讓我們將自己在課堂上所學(xué)習(xí)到的專業(yè)知識(shí)學(xué)有所用，因此對(duì)于本次化工原理課程設(shè)計(jì)我們?nèi)珜I(yè)的同學(xué)