1、目錄化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)0一、設(shè)計(jì)方案與工藝流程圖11、設(shè)計(jì)方案12、工藝流程圖1二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)11、主要物性數(shù)據(jù)12、進(jìn)料流量及組成13、分離要求24、原料熱力學(xué)狀態(tài)25、冷卻介質(zhì)及其溫度，加熱介質(zhì)及其溫度2三、物料衡算2四、確定操作條件21、確定操作壓力22、確定操作溫度2五、回流比3六、理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù)4七、塔徑、塔高的計(jì)算及板間距的確定51.汽液相流率52.將上述求得的流率轉(zhuǎn)換成體積流率53.塔徑的計(jì)算64.塔高的確定8八.堰及降液管的設(shè)計(jì)81.塔堰長(zhǎng)82.取堰寬及降液管面積83.停留時(shí)間84.堰高95.降液管底端與塔板之間的距離，即降液管底隙9九.塔板布置極其篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)9

2、2.篩孔直徑d0，孔中心距離，板厚93.開(kāi)孔率94.孔數(shù)10十.水力學(xué)計(jì)算101.塔板阻力102、漏液點(diǎn)113.霧沫夾帶114.液泛的校核12十一.負(fù)荷性能圖131、精餾段132、提餾段15十二、冷凝器的設(shè)計(jì)181.估算傳熱面積，初選換熱器型號(hào)182.核算壓降193.核算總傳熱系數(shù)214、確定換熱器型號(hào)22設(shè)計(jì)感想與總結(jié)24參考文獻(xiàn)25化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、 設(shè)計(jì)題目：篩板塔的設(shè)計(jì)二、 設(shè)計(jì)任務(wù)：甲醇丙醇精餾塔的設(shè)計(jì)三、 設(shè)計(jì)條件 處理量項(xiàng)目3萬(wàn)噸/年進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）%甲醇（A）丙醇（B）0.40.6分離要求塔頂甲醇含量0.78 塔底甲醇含量0.05年開(kāi)工時(shí)間30024h進(jìn)料狀態(tài)常溫冷

3、夜進(jìn)料（25）塔要求塔頂壓力104.825kPa 塔板壓降0.30.6 kPa四、 設(shè)計(jì)內(nèi)容與要求序號(hào)設(shè)計(jì)內(nèi)容要求1設(shè)計(jì)方案精餾方案的說(shuō)明，工藝流程簡(jiǎn)圖2工藝計(jì)算包括物料衡算、塔頂、底溫度、板數(shù)等3結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)塔高、塔徑、降液管、溢流堰、開(kāi)孔數(shù)等4流體學(xué)驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖5附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)冷凝器、再沸器、回流泵、進(jìn)料接管等6撰寫(xiě)計(jì)算結(jié)果一覽表見(jiàn)附錄一、設(shè)計(jì)方案與工藝流程圖1、設(shè)計(jì)方案本次課程設(shè)計(jì)的任務(wù)是甲醇丙醇精餾塔，塔型為篩板塔，二組分進(jìn)料（甲醇、丙醇）。二組分在常壓下均為液相，為節(jié)約材料，采用常壓精餾，無(wú)需預(yù)熱器，塔頂設(shè)置冷凝器，塔底設(shè)置再沸器。2、工藝流程圖二、基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1、主要物性數(shù)據(jù)表2.1

4、 物性數(shù)據(jù)表組分相對(duì)分子質(zhì)量沸點(diǎn)/Tc/Pc/MPaCp/kJ/(kg)r/kJ/kg甲醇32.0464.7239.498.0972.49990丙醇60.1097.2263.565.16962.618102、進(jìn)料流量及組成 進(jìn)料組成：xA=0.4 xB=0.6 進(jìn)料流量：平均分子質(zhì)量 M=0.432.04+0.660.1=48.876進(jìn)料流量 F=3107/3002448.876=85.25kmol/h3、分離要求塔頂甲醇含量0.78% 塔底甲醇含量0.05%4、原料熱力學(xué)狀態(tài)進(jìn)料溫度 255、冷卻介質(zhì)及其溫度，加熱介質(zhì)及其溫度冷卻介質(zhì)為水，25 加熱介質(zhì)為水蒸氣，100三、物料衡算物料衡算：

5、 D=40.87kmol/h W=44.38kmol/h物料衡算列表參數(shù)項(xiàng)目甲醇丙醇匯總流量摩爾分?jǐn)?shù)流量摩爾分?jǐn)?shù)總流量平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料34.10.451.150.685.2548.876塔頂31.880.788.990.2240.8738.21塔底2.2190.0542.160.9544.3873.12四、確定操作條件1、確定操作壓力已知P頂 =104.825kPa P=0.5 kPaP底 =P頂 +nP=104.825kPa+150.5 kPa=112.325 kPaP進(jìn)=（P底+ P頂） /2=109.825 kPa2、確定操作溫度 由t-x-y圖可知：塔頂溫度55.4 塔底溫度63.0表

6、4.1五、回流比由表 2.1查得rA=990 kJ/kg rB=810kJ/kg rm=0.4990+0.6810=882 kJ/kgcpt=(0.42.49+0.62.61)(56.9-25)=81.73 kJ/kgq=( cpt+ rm)/ rm =1.09由表4.1，x-y圖讀圖中直線截距,可得 帶入數(shù)據(jù): 則Rmin=2.25精餾段方程： 即y=0.69x+0.24q線方程： 即y=12.11x-4.44表5.1 甲醇-丙六、理論板數(shù)與實(shí)際板數(shù) 由表4.1可求出Rmin=2.25，為求最適宜回流比，可分別取R=1.12.0Rmin，由此求得精餾段方程，作圖求得理論板數(shù)，匯表如下：Rmi

7、n=2.25精餾段方程理論塔板數(shù)1.2R=2.7y=0.73x+0.21441.3R=2.952y=0.745x+0.2371.4R=3.15y=0.76x+0.19311.5R=3.375y=0.77x+0.178271.6R=3.6y=0.78x+0.17261.7R=3.825y=0.79x+0.162241.8R=4.05y=0.8x+0.154251.9R=4.275y=0.81x+0.145262.0R=4.5y=0.82x+0.1427由上圖N與R的對(duì)應(yīng)關(guān)系可做下圖N-R關(guān)系圖：根據(jù)N-R關(guān)系知 R=1.85Rm=4.16為適宜回流比，此時(shí)最小理論板數(shù)Nmin=23塊，則實(shí)際板數(shù)

8、N實(shí)際=33塊七、塔徑、塔高的計(jì)算及板間距的確定在精餾塔的設(shè)計(jì)中，對(duì)精餾段和提餾段分別進(jìn)行設(shè)計(jì)。精餾段根據(jù)塔頂?shù)谝粔K板的條件進(jìn)行設(shè)計(jì)，提餾段根據(jù)塔底條件進(jìn)行設(shè)計(jì)。1.汽液相流率（1）精餾段V=(R+1)D=(4.16+1) 40.87=210.89kmol/hL=RD=4.16 40.87=170.0kmol/h(2)提鎦段V=V+(q-1)F=210.89+(1.09-1) 85.25=218.56kmol/hL=V+W=218.56+44.38=262.94Kmol/h2.將上述求得的流率轉(zhuǎn)換成體積流率先求塔頂，塔底混合物的密度。純物質(zhì)密度可查得：塔頂（55.4）AV=0.88/m3 BV

9、=0.58/m3 A.L =759/m3 BL =774/m3 塔底（63） AV=1.18/m3 BV=0.75/m3 AL=753kg/m3 BL=768.2kg/m3 汽相密度由式=計(jì)算，式中Z由以下兩式迭代得出Z=-h=計(jì)算結(jié)果如下表所示塔頂CH3OHC3H7OH塔底CH3OHC3H7OHV（kg/m3）1.231.471.47V（kg/m3）1.292.432.37L（kg/m3）759774762.3L（kg/m3）753768.2767.44體積流量（1）精餾段V=210.89/=210.89=5482.2m3/hL=170=8.52m3/h(2)提餾段V=218.56=5413

10、m3/h L=262.94=8.52m3/h3.塔徑的計(jì)算用史密斯泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)法計(jì)算塔徑最大汽速（泛點(diǎn)汽速）（1）精餾段Umax=c先確定c 設(shè)Ht=0.45m hL=60mm根據(jù) =0.02814 HT- hL=0.39m查得C20=0.87查得塔頂表面張力=18.7dyn/cm =20.5dyn/cm=18.70.7820.50.22=19.1 dyn/cmC= C20 =0.87 =0.862umax=c =0.862 =1.96m/s設(shè)計(jì)汽速u(mài)=0.6umax=0.61.96=1.18m/s塔徑D=1.28m（2）提餾段最大汽速先確定c 設(shè)HT=0.4m hL=0.05m根據(jù)=0.066

11、HT- hL=0.35m查得C20=0.08 查得塔底表面張力=18.2dyn/cm =19.9dyn/cm所以=18.20.05+19.90.95=19.82C= C20=0.08=0.0799umax=c = =1.44設(shè)計(jì)汽速u(mài)=0.81.44=1.152m/s塔徑D=1.29m圓整取D=1.34.塔截面積AT=D2=0.7851.32=1.334.塔高的確定板式塔的高度為氣液接觸有效塔高與塔徑。塔底空間高度三部分之和。其中有效的高度：式中N為實(shí)際塔板數(shù)，NF為進(jìn)料板數(shù)，HT為板間距，HF為進(jìn)料版處板間距，NP為人孔數(shù)，一般每隔68層塔板設(shè)一人孔，需經(jīng)常清洗時(shí)每隔3-4塊塔板處 設(shè)一人孔

12、，人孔直徑一般為450-500mm。HP人孔處的板間距，一般取等于或大于600mm。HD塔頂空間（不包括頭蓋部分），通常取1.21.5m。HB塔底空間。指最后一塊塔板到塔底部的距離。液體自離開(kāi)最后一塊塔板至流出塔外，需要10到15分鐘的停留時(shí)間，據(jù)此再由釜液流量和塔徑即可求出此段高度。HB可由公式：，算得。八.堰及降液管的設(shè)計(jì)由于塔徑1.3m2m所以應(yīng)采用單溢流1.塔堰長(zhǎng)弓形：lW=0.7D=0.71.33=0.91m2.取堰寬及降液管面積弓形；lW/=0.7時(shí)查圖得 3.停留時(shí)間（1）精餾段（2）提餾段4.堰高（1）精餾段堰上液層高度h0w=2.84E10-3 =2.8410-3 =0.00

13、79m取hL=0.06m 則hw=hL-h0w=0.052m(2)提餾段H0w=2.8410-3m=0.014m取hL=0.05m hw-h0w=0.05-0.014=0.036m5.降液管底端與塔板之間的距離，即降液管底隙 (1)精餾段(2)提餾段九.塔板布置極其篩板塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)1.篩板布置Wc=0.05m 安定區(qū)=0.05m2.篩孔直徑d0，孔中心距離，板厚 d0=5mm t=35=15mm =3.5mm（碳鋼）3.開(kāi)孔率式中Aa為開(kāi)孔區(qū)面積，單位m2 A0為篩孔面積，單位也為m24.孔數(shù)十.水力學(xué)計(jì)算1.塔板阻力 hp=hc+hL 式中hc-干板阻力，m液柱 hl-板上清液層阻力，可

14、根據(jù)圖查得（1）精餾段hphc 查圖 hl 查得hl=0.044m液柱所以hp=hc+hl=0.041+0.044=0.085m液柱（2）提餾段hphc 查圖 C0=0.8查得hc=0.1m液柱所以hp=hc+hl=0.164m液柱2、漏液點(diǎn) 當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影響塔板效率，因此，漏液點(diǎn)氣速為下限氣速，篩孔的漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算。其中(1)精餾段(2)提餾段穩(wěn)定系數(shù)3.霧沫夾帶霧沫夾帶量可用公式計(jì)算式中ev-霧沫夾帶量，kg/kg汽ua-液層上部汽速m/s (1)精餾段（2）提餾段4.液泛的校核為了避免液泛，降液管中液面高（Hd)不得超過(guò)0.40.6倍的（HT

15、+hW)Hd=hL+hd+hP其中液體在降液管出口阻力：（1）精餾段Hd=hL+hd+hP=0.05+0.00153+0.0085=0.1465液柱Hd0.4(Ht+hw)=0.4(0.45+0.05)=0.2(2)提餾段Hd=0.05+0.00853+0.164=0.2225m液柱Hd0.8采用單殼程可行(5)選k值，估算傳熱面積參照附錄取k=430（6）初選換熱器型號(hào)由于流體溫度差小于50，可選用固定管板式換熱器，有固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)初選換熱器型號(hào)為G3251.6MPa8.4 主要參數(shù)如下外殼直徑325mm公稱(chēng)壓力1.6MPa公稱(chēng)面積8.4管子尺寸252.5管子數(shù)56管長(zhǎng)2000m

16、m管中心距32管程數(shù)2管子排列方式正三角形管程流通面積0.0088實(shí)際換熱面積采用此換熱面積的換熱器要求過(guò)程的總傳熱系數(shù)為2.核算壓降（1）管程壓降 其中 ： Ft=1.4 Np=2管程流速u(mài)對(duì)于碳鋼管，取管壁粗糙度 則 由關(guān)系圖查得（2）殼程壓降管子為正三角形排列F=0.5取折流擋板間距Z=0.15m殼程流通面積殼程流速計(jì)算結(jié)果表明管程和殼程的壓降都滿足設(shè)計(jì)要求3.核算總傳熱系數(shù)（1）管程對(duì)流傳熱系數(shù)（2）殼程對(duì)流傳熱系數(shù)管子為正三角形排列，則殼程中甲醇被冷卻取（3）污垢熱阻參照附錄十三，管內(nèi)外污垢熱阻分別取為（4）總傳熱系數(shù)管壁熱作可忽略不計(jì)時(shí)，總傳熱系數(shù)k為故所選換熱器是合適的，安全系數(shù)

17、為4、確定換熱器型號(hào)設(shè)計(jì)結(jié)果為：選擇固定管板式換熱器，型號(hào)為G3251.6MPa8.4設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表序號(hào)項(xiàng) 目符 號(hào)單 位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段1平均溫度 T40.2442平均壓力PkPa107.325111.0753平均流量液相Lkmol/h170.0262.944氣相Vkmol/h 210.89218.565實(shí)際塔板數(shù)N塊23106塔的有效高度Zm7塔徑Dm1.281.298板間距HTm0.450.49降液管形式弓形弓形10空塔氣速u(mài) m/s1.181.15211溢流裝置溢流管形式單溢流單溢流12溢流堰長(zhǎng)度lwm0.910.9113溢流堰高度Lhm0.0520.03614板上液層高度hlm0.060.0515堰上液層高度howm0.00790.01416安定區(qū)寬度wsm0.050.0517開(kāi)孔區(qū)到塔壁距離wcm18開(kāi)孔區(qū)面積Aa m20.9250.92519閥孔直徑 d。mm5520浮閥或篩孔個(gè)數(shù)n個(gè)4760476021閥孔或篩孔氣速u(mài)m/s16.3716.1722閥孔或篩孔動(dòng)能因數(shù)F019.8524.8923開(kāi)孔率%10.077810.0