課程設(shè)計(jì)苯－甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)

1、吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目：苯甲苯連續(xù)精餾浮閥塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)條件： 常壓： 處理量： 進(jìn)料組成：餾出液組成： 釜液組成： （以上均為摩爾分率） 塔頂全凝器： 泡點(diǎn)回流 回流比： 加料狀態(tài)： 單板壓降： 設(shè) 計(jì) 要 求 ： (1) 完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)算）。(2) 畫(huà)出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。(3) 寫(xiě)出該精餾塔的設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。目錄摘 要1緒 論2設(shè)計(jì)方案的選擇和論證3第一章 塔板的工藝計(jì)算41.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)41.2精餾塔全塔物料衡算41.2.1已知條件41.2.2物料衡算51.2

2、.3平衡線(xiàn)方程的確定51.2.4求精餾塔的氣液相負(fù)荷61.2.5操作線(xiàn)方程61.2.6用逐板法算理論板數(shù)61.2.7實(shí)際板數(shù)的求取71.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算81.3.1進(jìn)料溫度的計(jì)算81.3.2操作壓力的計(jì)算81.3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算81.3.4平均密度計(jì)算91.3.5液體平均表面張力計(jì)算101.3.6液體平均粘度計(jì)算101.4 精餾塔工藝尺寸的計(jì)算101.4.1塔徑的計(jì)算101.4.2精餾塔有效高度的計(jì)算111.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算121.5.1溢流裝置計(jì)算121.6浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置131.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)算141.7.1計(jì)算氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降

3、hf141.7.2計(jì)算降液管中清夜層高度hd151.7.3計(jì)算霧沫夾帶量ev151.8塔板負(fù)荷性能圖161.8.1霧沫夾帶線(xiàn)161.8.2液泛線(xiàn)171.8.3 液相負(fù)荷上限線(xiàn)181.8.4漏液線(xiàn)181.8.5液相負(fù)荷下限線(xiàn)181.9小結(jié)19第二章 熱量衡算202.1相關(guān)介質(zhì)的選擇202.1.1加熱介質(zhì)的選擇202.1.2冷凝劑202.2熱量衡算20第三章 輔助設(shè)備233.1冷凝器的選型233.1.1計(jì)算冷卻水流量233.1.2冷凝器的計(jì)算與選型233.2冷凝器的核算243.2.1管程對(duì)流傳熱系數(shù)1243.2.2計(jì)算殼程流體對(duì)流傳熱系數(shù)0253.2.3污垢熱阻263.2.4核算傳熱面積263.2

4、.5核算壓力降26第四章 塔附件設(shè)計(jì)294.1接管294.1.1進(jìn)料管294.1.2回流管294.1.3塔底出料管294.1.4塔頂蒸氣出料管304.1.5塔底進(jìn)氣管304.2筒體與封頭304.2.1筒體304.2.2封頭304.3除沫器314.4裙座314.5人孔314.6塔總體高度的設(shè)計(jì)324.6.1塔的頂部空間高度324.6.2塔的底部空間高度324.6.3塔立體高度32設(shè)計(jì)結(jié)果匯總33結(jié)束語(yǔ)34參考文獻(xiàn)35主要符號(hào)說(shuō)明36附 錄3847摘 要化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到

5、輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類(lèi)型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書(shū)對(duì)苯和甲苯的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高13.11米，塔徑1.4米，按逐板計(jì)算理論板數(shù)為25。算得全塔效率為0.

6、534。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實(shí)際板數(shù)為13，提餾段實(shí)際板數(shù)為12。實(shí)際加料位置在第13塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為3.43。通過(guò)板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗(yàn)算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線(xiàn)均采用無(wú)縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用140飽和蒸汽加熱，用15循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞：苯_甲苯、精餾、圖解法、負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)緒 論化工生產(chǎn)中常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的?；ト芤后w混合物的分離有多種方法，蒸餾及精餾是其中最常用的一種。蒸餾是分離均相混合物的單元操作之一，精餾是最常用的蒸餾方式，是組

7、成化工生產(chǎn)過(guò)程的主要單元操作。為實(shí)現(xiàn)高純度的分離已成為蒸餾方法能否廣泛應(yīng)用的核心問(wèn)題，為此而提出了精餾過(guò)程。精餾的核心是回流，精餾操作的實(shí)質(zhì)是塔底供熱產(chǎn)生蒸汽回流，塔頂冷凝造成液體回流。我們工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力、解決實(shí)際生產(chǎn)問(wèn)題的能力和創(chuàng)新的能力。課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸并了解實(shí)際生產(chǎn)的大好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的機(jī)會(huì)去認(rèn)真去對(duì)待。而新穎的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持努力的方向和追求的目標(biāo)。浮閥塔盤(pán)自20世紀(jì)50年代初期開(kāi)發(fā)以來(lái)，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點(diǎn)，很多場(chǎng)合已取代了泡罩塔盤(pán)。這類(lèi)塔盤(pán)的塔盤(pán)板開(kāi)有閥孔，安置了能在適當(dāng)范圍內(nèi)上下浮動(dòng)的閥片，其形狀有圓

8、形、條形及方形等。由于浮閥與塔盤(pán)板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。與泡罩塔盤(pán)相比，處理能力較大，壓力降較低，而塔板效率較高，缺點(diǎn)是閥孔易磨損，閥片易脫落。操作氣速不可能會(huì)很高，因?yàn)闀?huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的霧沫夾帶，這就限制了生產(chǎn)能力的進(jìn)一步提高。 具有代表性的浮閥塔有f1型（v1型）浮閥塔板、重盤(pán)式浮閥塔、盤(pán)式浮閥、條形浮閥及錐心形浮閥等。 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證 1 設(shè)計(jì)流程本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯_甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液

9、通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的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(chǔ)罐。 連續(xù)精餾塔流程流程圖 連續(xù)精餾流程附圖圖1-1 流程圖 2 設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡(jiǎn)單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實(shí)際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過(guò)程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾

10、和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí)現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下操作。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。塔板工藝計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性

11、能圖全塔熱量衡算塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖1-2 設(shè)計(jì)思路流程圖1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式。2、常壓操作。3、泡點(diǎn)進(jìn)料。4、間接蒸汽加熱。5、選r=2.0rmin。6、塔頂選用全凝器。7、選用浮閥塔。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度，這樣就可以避免過(guò)多的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來(lái)所研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng)接觸更加有效，可顯著提高操

12、作彈性和效率。從苯甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤(pán)板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì)1.1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù) 表1-1 苯、甲苯的粘度溫度020406080100120苯0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228 表1-2 苯、甲苯的密度溫度020406080100120苯-877.4857.3836.6815.0792.576

13、7.9甲苯885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0 表1-3 苯、甲苯的表面張力溫度020406080100120苯 31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34 表1-4 苯、甲苯的摩爾定比熱容溫度050100150苯 72.789.7104.8118.1甲苯93.3113.3131.0146.6 表1-5 苯、甲苯的汽化潛熱溫度20406080100120苯 431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯 412.7402.1391.0379.

14、4367.1354.22.精餾塔的工藝計(jì)算2.1精餾塔的物料衡算2.1.1物料衡算：甲醇的摩爾質(zhì)量:乙醇的摩爾質(zhì)量： 原料中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)是餾出液的平均摩爾質(zhì)量：餾出液流量： 料液中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：塔頂產(chǎn)品甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：塔底產(chǎn)品甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)：總物料衡算： 2.1.2 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算：由常壓下甲醇和乙醇的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t（）甲醇液相摩爾分?jǐn)?shù)x甲醇?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)y650.92020.9532660.83620.8998670.75750.8455680.68370.7906690.61420.7349700.54880.6787710.46380.5991720.38460.518730.3

15、1080.4357740.24170.3521750.17810.2693760.11610.1819770.05890.0955780.00490.0082 表一 表二在塔頂時(shí) 根據(jù) 把 帶入 所以平均相對(duì)揮發(fā)度相平衡線(xiàn)方程： 因?yàn)椋詑線(xiàn)方程： 有 聯(lián)立得：最小回流比：回流比：2.2塔板數(shù)的確定2.2.1理論板層數(shù)的求算求精餾塔的液相負(fù)荷 q線(xiàn)方程平衡線(xiàn)方程的求算 汽液相平衡方程式： 進(jìn)料狀態(tài)由五種，即過(guò)冷液體進(jìn)料（q1),飽和液體進(jìn)料（q1），氣液混合進(jìn)料（1q0)和過(guò)熱蒸汽進(jìn)料(q5 s可見(jiàn)，所夾帶氣體可以釋出。1.7.3計(jì)算霧沫夾帶量（1）霧沫夾帶量判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的

16、合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率來(lái)完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式：和塔板上液體流程長(zhǎng)度塔板上液流面積苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)k值，k=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率f1為及為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿(mǎn)足的要求。（2）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì)算，可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。1.8精餾段塔板負(fù)荷性能圖1.8.1霧沫夾帶上限線(xiàn)對(duì)于苯甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線(xiàn)可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率 (亦為上限值),

17、利用式和便可作出此線(xiàn)。由于塔徑較大，所以取泛點(diǎn)率，依上式有整理后得即 即為負(fù)荷性能圖中的線(xiàn)(1)此式便為霧沫夾帶的上限線(xiàn)方程，對(duì)應(yīng)一條直線(xiàn)。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值便可依式算出相應(yīng)的。利用兩點(diǎn)確定一條直線(xiàn)，便可在負(fù)荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線(xiàn)。 0.001 0.003 0.005 0.007 2.2212.173 2.1252.0771.8.2液泛線(xiàn)由式， 聯(lián)立。即式中， ，板上液層靜壓頭降 從式知，表示板上液層高度，。所以板上液體表面張力所造成的靜壓頭和液面落差可忽略液體經(jīng)過(guò)降液管的靜壓頭降可用式則 式中閥孔氣速u(mài)0與體積流量有如下關(guān)系 式中各參數(shù)已知或已計(jì)算出，即 ；代入上式。整理后便

18、可得與的關(guān)系，即 此式即為液泛線(xiàn)的方程表達(dá)式。在操作范圍內(nèi)任取若干值，依 0.001 0.003 0.005 0.007 3.0072.83 2.602.261用上述坐標(biāo)點(diǎn)便可在負(fù)荷性能圖中繪出液泛線(xiàn)，圖中的(2)。1.8.3 液相負(fù)荷上限線(xiàn)為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時(shí)間分離出，液體在降液管中停留時(shí)間不應(yīng)小于35s。所以對(duì)液體的流量須有一個(gè)限制，其最大流量必須保證滿(mǎn)足上述條件。由式可知，液體在降液管內(nèi)最短停留時(shí)間為35秒。取為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，所對(duì)應(yīng)的則為液體的最大流量,即液相負(fù)荷上限，于是可得所得到的液相上限線(xiàn)是一條與氣相負(fù)荷性能無(wú)關(guān)的豎直線(xiàn)，即負(fù)荷性能圖中的線(xiàn)(3)。

19、1.8.4氣體負(fù)荷下限線(xiàn)（漏液線(xiàn)）對(duì)于f1型重閥，因500(re)-0.228;nc橫過(guò)管束中心線(xiàn)的管子數(shù)，對(duì)正方形排列(式中n為換熱器總管數(shù))；nb折流擋板數(shù)；n折流擋板間距，m;u0按殼程流通截面積a0計(jì)算的流速，而a0=h(d-ncd0);d殼徑，m;d0換熱管外徑，m。本題中，管子的排列方式對(duì)壓力影響的校正因數(shù)fs=1.15,殼層數(shù)ns=1。管子為正方形斜轉(zhuǎn)45排列，管子排列方法對(duì)壓力降的校正系數(shù)f=0.4.橫過(guò)管束中心線(xiàn)的管子數(shù)取折流擋板數(shù)殼程流通截面由于蒸汽冷凝后變成液體，所以這時(shí)涉及到的相關(guān)物性數(shù)據(jù)得帶入液態(tài)時(shí)的數(shù)據(jù)。于是 pa pa所以通過(guò)以上壓力降核算可知管程和殼程壓力降都小

20、于所要求的30kpa,所以所選的冷凝器是合適的。第四章 塔附件設(shè)計(jì)4.1接管4.1.1進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、t型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下： 取， 4.1.2回流管采用直管回流管，取。，4.1.3塔底出料管取，直管出料 4.1.4塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速。4.1.5塔底進(jìn)氣管采用直管取氣速，則4.2筒體與封頭4.2.1筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為a34.2.2封頭封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑d=1400mm，可查得曲面高,直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭，jb1154-73。4.3除沫器在空

21、塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)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(shè)備的正常操作。本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。設(shè)計(jì)氣速選?。?除沫器直徑選取不銹鋼除沫器 類(lèi)型：標(biāo)準(zhǔn)型；規(guī)格：40-100；材料：不銹鋼絲網(wǎng)（1cr18ni19ti）；絲網(wǎng)尺寸：圓絲0.23。4.4裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑,故裙座壁厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 經(jīng)圓整后裙座取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量去

22、1.2m；考慮到再沸器，裙座高度取2.2m，地腳螺栓直徑取m22。4.5人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板。由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔1020塊板才設(shè)一個(gè)孔，本塔中共25塊板，需設(shè)置2個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，板間距為600mm,裙座上應(yīng)開(kāi)2個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形狀及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此。4.6塔總體高度的設(shè)計(jì)4.6.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P(pán)到塔頂封頭的直線(xiàn)距離

23、，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。4.6.2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(pán)到塔底下封頭切線(xiàn)的距離，釜液停留時(shí)間取5min。 =4.6.3塔立體高度 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目?jī)?nèi)容數(shù)值或說(shuō)明備注塔徑 d/m1.40 板間距ht/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u(mài)/(m/s)0.840堰長(zhǎng)(lw)0.792板上液層高度hw/m0.06降液管底隙高度h0/m0.03浮閥數(shù)n/個(gè)129等腰三角形叉排閥孔氣速u(mài)0/(m/s)6.16臨界閥孔氣速u(mài)0c(m/s)5.97閥孔動(dòng)能因數(shù)f010.30孔心距t/m

24、0.075同一橫排的孔心距排間距h/m0.065相鄰兩橫排中心線(xiàn)距離單板壓降p/pa504液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s15.4降液管內(nèi)清液層高度hd/m0.126泛點(diǎn)率(%)50.1氣相負(fù)荷上限vsmax/(m3/s)1.58霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限vsmin/(m3/s)0.46漏液控制操作彈性3.43結(jié)束語(yǔ)經(jīng)過(guò)這段時(shí)間的查閱文獻(xiàn)、計(jì)算數(shù)據(jù)和上機(jī)敲電子版，化工原理課程設(shè)計(jì)的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案，全部計(jì)算過(guò)程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過(guò)程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限

25、于書(shū)本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時(shí)也讓我深深地感受到工程設(shè)計(jì)的復(fù)雜性以及我了解的知識(shí)的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。設(shè)計(jì)過(guò)程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過(guò)自學(xué)及老師的指導(dǎo)，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用.在此次化工原理設(shè)計(jì)過(guò)程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺(jué)得學(xué)好基礎(chǔ)知識(shí)的重要性。同時(shí)通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，我深深地體會(huì)到與人討論的重要性。因?yàn)橥ㄟ^(guò)與同學(xué)或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認(rèn)識(shí)的

26、不足，從而讓自己少走彎路。 在此，特別感謝化工原理教研室的劉放老師以及我的室友，通過(guò)與他們的交流使得我的設(shè)計(jì)工作得以圓滿(mǎn)完成。在此我向他們表示衷心的感謝！ 參考文獻(xiàn)1陳敏恒,從德滋,方圖南等.化工原理(上冊(cè)第二版).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,19992陳敏恒,從德滋,方圖南等.化工原理(下冊(cè)第三版).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,20063劉光啟,馬連湘,劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,20024賈紹義,柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì).天津:天津大學(xué)出版社,20025張受謙.化工手冊(cè)(上卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,19866張受謙.化工手冊(cè)(下卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,19847路秀林，王者相.塔設(shè)備.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20048唐倫成.化工原理課程設(shè)計(jì)簡(jiǎn)明教程.哈爾濱：哈爾濱工程大學(xué)出版社,20059王國(guó)勝.化工原理課程設(shè)計(jì)（第二版）.大連:大連理工大學(xué)出版社，200610王靜康.化工設(shè)計(jì).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,199511