苯甲苯浮閥式精餾塔的計算與設計

1、吉林化工學院化工原理課程設計吉林化工學院化 工 原 理 課 程 設 計題目： 苯甲苯連續(xù)精餾塔設計化工原理課程設計任務書一、設計題目：苯甲苯連續(xù)精餾塔設計二、原始數(shù)據(jù)及條件 原 料：苯的含量xf0為37%（質(zhì)量百分比，下同）的常溫液體 分離要求：塔頂苯的含量xd0不低于95.5% 塔底苯的含量xw0不高于1% 建廠地址：吉林市三、設計要求（一）編制一份設計說明書，主要內(nèi)容包括：1、前言2、流程的確定和說明（附流程簡圖）3、生產(chǎn)條件的確定和說明4、精餾塔的設計計算5、附屬設備的選型和計算6、設計結(jié)構(gòu)列表7、設計結(jié)果的討論和說明8、注明參考和使用的設計資料9、結(jié)束語（二）繪制一個帶控制點的工藝流程

2、圖（三）繪制精餾塔的工藝條件圖四、設計日期：2010年11月08日至2010年12月13日目 錄任務書1摘 要 第 1 章 緒論21.1 設計流程21.2 設計思路2第 2 章 精餾塔的工藝設計42.1 產(chǎn)品濃度的計算42.2 最小回流比的計算和適宜回流比的確定52.3 物料衡算52.4 精餾段和提餾段操作線方程62.5 逐板法確定理論板數(shù)及進料位置（編程）62.6 全塔效率、實際板數(shù)及實際加料位置7第 3 章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算83.1 物性數(shù)據(jù)計算83.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算103.3 塔板主要工藝尺寸的計算123.4 塔板流體力學校核153.5 塔板符合性能圖17第 4

3、章 熱量衡算214.1 熱量衡算示意圖214.2 熱量衡算21第 5 章 塔附屬設備的計算255.1 筒體與封頭255.2 除沫器255.3 裙座255.4 塔總體高度的設計255.5 換熱器（進料預熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設計計算265.6 進料管的設計275.7 泵的選型275.8 貯罐的計算28第 6 章 結(jié)論296.1 結(jié)論296.2 主要數(shù)據(jù)結(jié)果總匯29結(jié) 束 語30參考文獻31附錄1主要符號說明32附錄2 程序框圖34附錄3 精餾塔工藝條件圖35附錄4 生產(chǎn)工藝流程圖36教 師 評 語37i吉林化工學院化工原理課程設計摘 要本次化工原理課程設計，設計出了苯甲苯得分離設備連續(xù)浮閥式精餾塔

4、。進料摩爾分數(shù)為0.41，使塔頂產(chǎn)品苯的摩爾含量達到0.965，塔底釜液摩爾分數(shù)為0.035。綜合工藝方便，經(jīng)濟及安全多方面考慮，本設計采用了浮閥式塔板對苯甲苯溶液進行分離提純。按照逐板法計算理論塔板數(shù)為12塊，其中精餾段塔板數(shù)為5塊，提餾段塔板數(shù)為7塊。根據(jù)經(jīng)驗是算得全塔效率為0.538，塔頂使用全凝器，泡點回流。精餾段實際板數(shù)為10塊，提餾段實際板數(shù)為13塊，實際加料板位置在第11塊板。由精餾段的工藝計算得到塔經(jīng)1m，塔總高16.7m。通過流體力學驗算表明此塔的工藝尺寸符合要求，由負荷性能圖可以看出此精餾塔有較好的操做性能，精餾段操作彈性為1.48。塔的附屬設備中，所有管線均采用無縫鋼管，

5、預熱器采用管殼式換熱器。用133.3飽和水蒸氣加熱，飽和水蒸氣走殼程，進料液走管程。關(guān)鍵詞：苯甲苯 浮閥精餾 物料衡算 緒論1.1 設計流程本設計任務為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。設計流程框圖如下：精餾塔主要工藝尺寸的設計精餾塔的工藝設計熱量衡算塔的附屬設備及主要附件的選型繪制工藝流程圖和

6、工藝條件圖任務書上規(guī)定的生產(chǎn)任務長期固定，適宜采用連續(xù)精流流程。貯罐中的原料液用機泵加入精餾塔；塔釜再沸器用低壓蒸汽作為熱源加熱料液；精餾塔塔頂設有全凝器，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出到產(chǎn)品罐。簡易流程如下，具體流程見附圖。54321wdf2f1-原料罐，2-進料罐，3-苯、甲苯精餾塔，4-塔頂全凝器，5-再沸器1.2 設計思路本次課程設計的任務是設計苯甲苯精餾塔，塔型為浮閥式板塔，進料為兩組份進料，且苯與甲苯的揮發(fā)度有明顯差別，可用一個塔進行精餾分離。要分離的組分在常壓下均是液體，因此操作在常壓下即可進行，進料為泡點進料，需預熱器。同時在塔頂設置冷凝器，在塔底設置再沸器，由于塔頂

7、不許汽相出料，故采用全凝，又因所設計的塔較高，應用泵強制回流。1.2.1加熱方式本設計的加熱方式為塔底間接加熱。1.2.2回流比的選擇選擇操作回流比為最小回流比的2倍。1.2.3塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇冷凝方式為全凝,冷卻介質(zhì)為冷水。精餾塔的工藝設計 產(chǎn)品濃度的計算m苯=78.11 ， m甲苯=92.14摩爾分數(shù)xf=0.41xd=0.965xw=0.035摩爾質(zhì)量mf=xfm苯+（1-xf）m甲苯=0.41kg/kmol 2.2 平均相對揮發(fā)度的計算溫度計算表2.1苯甲苯的氣液平衡與溫度的關(guān)系表1溫度/0c苯/%(mol分率)溫度/0c苯/%(mol分率)溫度/0c苯/%(mol

8、分率)液相氣相液相氣相液相氣相110.60095.239.761.884.480.391.4106.18.821.292.148.971.082.390.395.7102.220.037.089.459.278.981.295.097.998.630.050.086.870.085.380.2100.0100.0用內(nèi)插法求得、 : : :故由上塔頂溫度氣相組成 進料溫度氣相組成 塔底溫度氣相組成 由上溫度和氣相組成來計算相對揮發(fā)度則精餾段平均相對揮發(fā)度 提餾段平均相對揮發(fā)度1.3 最小回流比的計算和適宜回流比的確定2.2.1 最小回流比的計算由antonie方程 ，溫度t時的飽和蒸汽壓t溫度，

9、ka,b,cantonie常數(shù)表2.2 1abc苯16.01373096.52-53.67甲苯15.90082788.51-52.36則 ： 故 最小回流比即為2.2.2 適宜回流比的確定設計中令回流比1.4 物料衡算f : 進料量（kmol/s） =0.41 原料組成（摩爾分數(shù)，下同）d ：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） =0.965 塔頂組成w ：塔底殘夜流量（kmol/s） =0.035塔底組成進料量 ：物料衡算式為 ： 因r=2.98表2.3物料衡算結(jié)果表1物料流量（kmol/s）組成進料f0.021苯 0.41甲苯 0.59塔頂產(chǎn)品d苯 0.965甲苯 0.043塔底殘夜w苯 0.03

10、5甲苯 0.988表2.4 物料衡算結(jié)果表2物料物流（kmol/s）精餾段上升蒸汽量0.033提餾段上升蒸汽量0.033精餾段下降液體量0.025提餾段下降液體量0.0451.5 精餾段和提餾段操作線方程精餾段操作線方程 ：（1）提餾段操作線方程 ： （2）1.6 逐板法確定理論板數(shù)及進料位置（編程）因，得出相平衡方程或（3）又因為塔頂有全凝器，所以代入相平衡方程得代入（1）式得再代入（3）式得 反復計算得將代入（2）式得代入（3）得 反復計算得總理論板數(shù)為12塊（包括再沸器），第6塊板加料，精餾段需5塊板，提餾段需7塊。1.7 全塔效率、實際板數(shù)及實際加料位置板效率用奧康奈爾公式 計算塔頂與

11、塔釜平均溫度為t=95.38時，由化學化工物性數(shù)據(jù)手冊查得則故即全塔效率則精餾段實際板數(shù) 提餾段實際板數(shù)故實際板數(shù)為，實際加料位置為第11塊塔板。第 2 章 精餾塔主要工藝尺寸的設計計算2.1 物性數(shù)據(jù)計算3.1.1 操作壓強的計算塔頂操作壓力取每層塔板壓降為進料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力3.1.2 操作溫度的計算因則精餾段平均溫度 提餾段平均溫度3.1.3 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由相平衡方程得，則進料板平均摩爾質(zhì)量計算塔底平均摩爾質(zhì)量計算精餾段平均摩爾質(zhì)量計算提餾段平均摩爾質(zhì)量計算3.1.4 液體平均粘度的計算液體平均粘度依計算時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得進料

12、板液體平均粘度的計算時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得塔底液體粘度計算時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得精餾段液相平均粘度為：提餾段液相平均粘度為：3.1.5 平均密度的計算（1）氣相平均密度的計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段提餾段（2）液相平均密度的計算液相平均密度依又時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得進料板，由加料板液相組成，則時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得tw=109.86時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得故精餾段平均液相密度為 提餾段平均液相密度為3.1.6 液相平均表面張力的計算有公式計算塔頂液相平均表面張力計算時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得進料板液相平均表面張力計算時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得塔底液相平均

13、表面張力時，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得精餾段平均表面張力為提餾段平均表面張力為2.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算3.2.1 塔徑的計算氣液相體積流量為精餾段：提餾段：則，精餾段由,c可由：則 ,圖3-1.史密斯關(guān)聯(lián)圖1查史密斯關(guān)聯(lián)圖得,取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后為d=1m塔截面積為實際空塔氣速為同理提餾段：由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標為：取板間距板上液層高度,則，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得取安全系數(shù)為0.8，則按標準塔徑圓整后塔截面積為實際空塔氣速為：3.2.2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為故精餾塔的有效高度為:2.3 塔板主要工藝尺寸的計算3.3.1 溢流裝

14、置計算選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：(1)堰長取(2)溢流堰高度精餾段：由,選用平直堰，堰上液層高度近似取e=1，則取板上層清液高度,則：提餾段：取(3)弓形降液管高度和截面積精餾段：由，圖3-2.弓形降液管的寬度和面積5查弓形降液管的參數(shù)圖得：驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設計合理提餾段：因則，故降液管設計合理。（4）降液管底隙高度取降液管底隙的流速，則精餾段：提餾段： 故降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤，深度3.3.2 塔板布置本設計塔徑取閥孔動能因子,則精餾段孔速取每層塔板上浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度,破沫區(qū)寬度計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：同理提餾段孔

15、速每層塔板上的浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度為，破沫區(qū)寬度因故塔板上的鼓泡區(qū)面積取孔心距t=75mm，采用正三角形叉排繪制排列圖的浮閥數(shù)功能因數(shù),則：精餾段:塔板開孔率為：提餾段:塔板開孔率為：2.4 塔板流體力學校核3.4.1 干板阻力氣體通過塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨?，依?jù)計算塔板壓降精餾段：因，故：提餾段：因，故：3.4.2 塔板清液層阻力，克服表面張力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度，所以則，精餾段換算成單板壓強降提餾段換算成單板壓降3.4.3 淹塔（液泛）為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨龋壕s段：提餾

16、段：液體通過降液管的壓頭損失：精餾段：提餾段：板上液層高度：精餾段，則提餾段，則：取已選定則，精餾段,所以符合防止淹塔的要求提餾段,所以符合防止淹塔的要求。3.4.4 物沫夾帶由公式：泛點率=板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積：圖3-3 泛點負荷因數(shù)1則精餾段：取物性系數(shù)k=1.0，泛點負荷系數(shù)圖查得，帶入公式有：泛點率提餾段：取系數(shù)k=1.0，泛點負荷系數(shù)圖查得泛點率物沫夾帶是指下層塔板上產(chǎn)生霧滴被上升氣流帶到上層塔板上的現(xiàn)象，物沫夾帶將導致塔板效率下降。為了避免物沫夾帶過量，應使每千克上升氣體中帶到上層塔板的液體量控制在一定范圍內(nèi)，才能保證一定的生產(chǎn)能力和塔板效率。物沫夾帶量應滿足小于0.1k

17、g(液)/kg(干氣體)的要求。對于大塔徑泛點需控制在80%以下，從以上計算的結(jié)果可知，其泛點率低于80%，所以物沫夾帶滿足要求。2.5 塔板符合性能圖3.5.1 物沫夾帶線泛點率=據(jù)此可做出負荷性能圖的物沫夾帶線。按泛點率80%計算：精餾段整理得： 由上式可知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取兩個：表3-1物沫夾帶曲線表100.011.0170.8142提餾段整理得：在操作范圍內(nèi)取兩個:表3-2物沫夾帶曲線表200.010.8490.6763.5.2 液泛線由此確定液泛線，忽略式中精餾段整理得提餾段 整理得在操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應的值表3-3液泛線精餾段提餾段03.0802.15

18、0.00022.980.00022.070.00052.980.00052.000.00082.790.00081.95 3.5.3 液相負荷上限液體的最大流量應保證激昂也管中停留時間不低于3-5s液體降液管內(nèi)停留時間-5s以=5s為液體在降液管中停留時間的下限,則= 3.5.4 漏液線對于型重閥,依=5作為規(guī)定氣體最小符合的標準，則 精餾段 提餾段 3.5.5 也想負荷下限線取堰上液層高度=0.006m，作為液相負荷下限條件，依=0.006，計算出的下限值以此作出液相負荷下限線，該線為與氣體流量無關(guān)的豎直線：取e=1.0,則由以上1-5作出塔板負荷性能圖圖3-4精餾段塔板負荷性能圖圖3-5提

19、留段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可看出(1) 在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設計點）處在適宜操作區(qū)的適中位置。(2) 踏板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下線由漏液控制。(3) 按照固定的液氣比由塔板負荷性能圖查出踏板的氣相負荷上限（=0.068（0.0625）/s，氣相負荷下限=0.032（0.030）/s ，所以精餾段操作彈性為，提餾段操作彈性為熱量衡算2.6 熱量衡算示意圖2.7 熱量衡算4.2.1 加熱介質(zhì)的選擇選擇飽和水蒸氣，溫度133.3，工程大氣壓為300kpa原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道，飽和水蒸氣冷凝放熱值大，而水蒸氣壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相

20、應越小，但水蒸氣不宜太高。4.2.2 冷卻劑的選擇本設計建廠選在吉林，平均氣溫為25，故選用25的冷卻水，溫升10，即冷卻水的出口溫度為35。4.2.3 熱量衡算（1）冷凝器的熱負荷蒸發(fā)潛化熱的計算：蒸發(fā)潛化熱與溫度的關(guān)系：式中蒸發(fā)潛熱 對比溫度表4.1 沸點下蒸發(fā)潛熱列表6物質(zhì)沸點/蒸發(fā)潛熱苯80.01393.9562.10甲苯110.63363591.72由表2.1使用內(nèi)插法，計算出由上知,故由pitzer偏心因子法式中偏心因子 對比溫度故：式中塔頂上升蒸汽的焓塔頂溜出液的焓又式中塔頂液體質(zhì)量分數(shù)r=1.78(2）冷卻水消耗量式中冷卻水消耗量，kg/s冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kj/(

21、kg)冷卻戒指在冷凝器進出口的溫度，故此溫度下冷卻水的比熱容，所以：溫度苯甲苯01.5071.630201.7161.681401.7671.757601.8281.834801.8811.9021001.9531.9701202.0472.073（3）加熱器熱負荷及全塔熱量衡算表4.2 苯、甲苯液態(tài)比熱容6表4.3 計算得苯、甲苯在不同溫度下混合物的比熱容物質(zhì)塔頂塔釜進料精餾段提餾段苯1.8851.9991.9341.9091.964甲苯1.9062.0211.9521.9291.982由表4.3 ，精餾段 ：苯：甲苯：提餾段：苯：甲苯：塔頂流出液的比熱容：塔釜溜出液的比熱容：以進料焓，即時

22、的焓值為基準：對全塔進行熱量衡算：塔釜熱損失為10%，則故式中加熱器理想熱負荷加熱器實際熱負荷塔頂溜出液帶出熱量塔底溜出液帶出熱量加熱蒸汽消耗量：查得故 表4.4 熱量衡算結(jié)果表符號數(shù)值943.4422.200-0.2200.3591048.420.650塔附屬設備的計算2.8 筒體與封頭筒體 壁厚選4mm，所選材質(zhì)為。封頭 選取橢圓形封頭，由公稱直徑300mm，查得曲面高度，直邊高度，故選用封頭2.9 除沫器空塔氣速較大，塔頂帶液嚴重以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。這里選用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大，質(zhì)量輕，

23、空隙大及實用方便等優(yōu)點。設計氣速選取：,系數(shù)除沫器直徑：故選取不銹鋼除沫器，類型：標準型，規(guī)格40-100，材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1cr18ni9ti），絲網(wǎng)尺寸，圓絲2.10 裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)垢性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。裙座內(nèi)徑為300mm,取裙座壁厚16mm，則基礎環(huán)內(nèi)徑：基礎環(huán)外徑：圓整：，基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直徑去。2.11 手孔由于本次設計的塔徑較小，所以應設置手孔。手孔的設置應便于人的手臂可以伸入塔內(nèi)，一般每隔45m才設一個手孔，本塔中共34塊板，須設5個手

24、孔，每個孔直徑為100mm。2.12 塔總體高度的設計5.4.1塔頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚拥剿敺忸^的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。5.4.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取10min。 5.4.3 塔總體高度2.13 換熱器（進料預熱器或產(chǎn)品冷卻器）的設計計算5.5.1 冷卻器選取管殼式冷凝器，冷凝水循環(huán)與氣體方向相反，即逆流式。當氣體流入冷凝器時，使其液膜厚度減薄，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費用。 取冷凝器傳熱系數(shù)：，又吉林地區(qū)平均溫度25，10對于逆流： t 80.982

25、.25 t 2535故冷凝器冷凝面積：表5.1 選取的冷凝器參數(shù)表7公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/公稱壓力/159113200025注：摘自金屬設備上冊p118表2-2-5和p135表2-2-8標準圖號：jb1145-71-2-38 設備型號g273i-25-55.5.2 加熱器選用u型管加熱器，經(jīng)處理后，放在塔釜內(nèi)。蒸汽選擇133.3飽和水蒸氣，傳熱系數(shù)：由熱量衡算知換熱面積公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/公稱壓力/159113200025 表5.2 所選加熱器參數(shù)表7注：摘自金屬設備上冊p118表2-2-5和p135表2-2-8標準圖號：jb1145-71-2-3

26、9 設備型號：g273-25-42.14 進料管的設計本次加料選擇高位槽加料，所以可取0.4-0.8m/s。本次取。，查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊得則式中進料液質(zhì)量流量，kg/s進料條件下的液體密度，圓整后表5.3 所選進料管參數(shù)表8內(nèi)管外管半徑r內(nèi)管重/(kg/m)751201501.63注：摘自浮閥塔p197表5-32.15 泵的選型 為確定泵輸送一定流量所需的揚程h，應對輸送系統(tǒng)進行機械能衡算，這里選擇原料罐內(nèi)的液面與進料口處的管截面建立機械能衡算式： 式中：z兩截面處位頭差 兩截面處靜壓頭差 兩截面處動壓頭差 直管阻力 管件、閥門局部阻力 流體流經(jīng)設備的阻力對進料管可取1.5-2.5m/s取

27、，提升壓頭設料液表面至加料空位置為10m，管長為20m，有兩個彎頭，在原料液內(nèi)的液面與進料口建立機械能衡算：表8-3泵的參數(shù)表7流量/揚程/h/m轉(zhuǎn)數(shù)/r/min葉輪直徑/mm允許吸上真空度/m效率/%6.015.734001257.553設備型號：2.16 貯罐的計算以回流罐為例，回流罐通過的物流量設凝液在回流罐中停留的時間為10min，罐的填充系數(shù)為0.7，則該罐的容積v計算如下故回流罐容積可取v=6.1結(jié)論2.17 結(jié)論我們的課程設計任務：苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔的設計在歷時進5個星期后，終于完成了。這次對苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔的設計，我們了解任務設計的基本內(nèi)容，掌握了它的主要程序和方

28、法，培養(yǎng)了分析和解決工程實際問題的能力，更重要的是樹立正確的設計思想，加強了 個人的獨立完成任務的能力。根據(jù)4個多星期的數(shù)據(jù)計算處理，得出了一些主要的基本數(shù)據(jù)，由所選參數(shù)在進行校核可知： 冷卻水消耗量wc=kg/h ，塔頂餾出液帶出熱量=-2617.96kj/h ，塔底餾出液帶出熱量=5188.40kj/h ，加熱蒸汽消耗量wh = 101.47kg/h。由精餾塔的附屬設備的計算可知：塔頂冷凝器的型號為g159i-25-2，塔底再沸器的型號為g273ii-25-3。本次設計計算結(jié)果均符合設計要求，故本次設計是合理的。2.18 主要數(shù)據(jù)結(jié)果總匯表6.1 設計浮閥塔板的主要結(jié)果匯總表項目符號單位計

29、 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段塔徑m11板間距m0.40.4空塔氣速um/s1.2060.992堰長m0.60.6堰高m004250.033板上清液層高度m0.060.06降液管底隙高m0.0330.018浮閥數(shù)120120閥孔氣速m/s7.136.23浮閥動能因子11.1210.74臨界閥孔氣速m/s5.945.12孔心距tm0.0750.075單板壓降pa628.90616.70降液管內(nèi)液層高度m0.14230.1424泛點率f%79.4981.36氣相負荷上限1.0170.849氣相負荷下限0.0320.030操作彈性1.481.42塔板類型單溢流弓形降液管結(jié)束語化工原理課程設計是化工原理教學

30、中的一個環(huán)節(jié)，它要求對化工原理課程的各個方面都比較熟悉，特別是計算部分對化工原理課程掌握的要求度更高，并且對設備的選型及設計要有一定的了解，對化工繪圖能力要有一定的要求。通過這段期間的課程設計，我對化工原理設計有了進一步的認識，而且對化工原理精餾這一個章節(jié)的知識更加熟悉，可以說是進一步的鞏固了。此外，課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，它能夠培養(yǎng)我們理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更使我們深入的理解和認識了化工生產(chǎn)過程，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我的邏輯思維能力。設計過程中還培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了我所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加深刻地認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用。在此次化工原理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，特別是當遇到難題感到束手無策時就想放棄，但我知道那只是暫時的。在老師和同學們的幫助下，我克服了種種困難課程設計圓滿完成了。我更覺得學