甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计课程设计.doc

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1、 化工原理课程设计说明书 系 别：化学与制药工程系 华夏学院化学与制药工程系课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级 1101 学生姓名 饶俊 发题时间： 2013 年 1 月 7 日一、 课题名称甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计二、 课题条件设计条件在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生废甲醇溶媒，其组成为含甲醇46%，水54%（质量分数），另外含有少量的药物固体微粒。为了使废甲醇溶媒重复利用，拟设计建造一套浮阀精馏塔，对废甲醇溶媒进行精馏。2.设计目标年处理废甲醇溶媒3万吨；甲醇溶媒含水量0.3%（质量分数），塔底废水中甲醇含量0.5%（质量分数）3.操作条件 操作压力

2、 常压 精馏塔顶压强 4kPa（表压） 进料热状况 自选 回流比 自选 单板压降 不大于0.7kPa4.设备形式 浮阀塔5.建厂地址 武汉 6. 指导教师 文艳霞 高小红7.参考文献1化工原理课程设计，柴诚敬，王军，张缨 编，天津，天津科学技术出版社，2011年7月。2 王国胜 主编.化工原理课程设计（第二版）.大连理工大学出版社：大连.2008，013 梁忠英 主编.化工原理.中国医药科技出版社2008，06；4化工工艺设计手册，上、下册，；5化学工程设计手册；上、下册6化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004，017化工设备设计全书编辑委员会.化

3、工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京.2004，018化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京.2004，019方利国，董新法 编著.化工制图Auto CAD实战教程与开发M.北京，化学工业出版社，2005,01三、 设计任务1文献检索及调研； 2工艺流程设计，工艺流程图.； 3物料衡算、塔设备工艺计算 4塔和塔板工艺尺寸计算、流体力学验算、附属设备的选型和计算； 5设计结果一览表、对本设计的评述； 6绘制带控制点的工艺流程图（2#）、塔工艺条件图（1#）。四、 设计所需技术参数的获取 参考化工工艺设计手册（上、下）、化学工程设计手册、化工设备设计全书-

4、塔设备、化工设备设计全书-管道化工设备设计全书-压力容器、化工设备设计全书-换热器、化工原理等资料五、 设计说明书内容 封面、设计任务书、目录、正文、成绩评定表 正文：分章编写1. 前言 2. 设计方案的确定和流程的说明 3. 塔的工艺计算 4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 4.1. 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定 4.2. 塔板的流体力学验算 4.3. 塔板的负荷性能图 5. 附属设备的选型和计算 6. 设计结果一览表 7. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。8. 参考文献9.附录六、 进度计划1 2012.12.7-8 下达设计任务，课程设计指导课，借阅相关资料；2 2012.12.9拟

5、定设计方案，流程设计，进行物料衡算和塔工艺计算；3 2012.12.1013 塔工艺计算、塔和塔板主要工艺尺寸的计算、附属设备的选型和计算4 2012.12.14-16完成设计说明书、绘制带控制点的工艺流程图5 2012.12.17-22 绘制塔的工艺条件图6 2012.12.23-24上交课程设计资料指导教师（签名）： 年 月 日 系主任（签名）： 年 月 日前言甲醇在工业等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求甲醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，这是比较困难的。要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，

6、即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆柱形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气体流量

7、的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型，V-4型及T型等，本设计采用F1型浮阀。浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、塔孔开孔率大生产能力大。2、由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大。3、因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率高。

8、4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。其缺点是处理易结焦，高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。本设计采用的是F1型重阀。目录第一章 设计方案及流程的确定11.1设计方案的确定11.2流程说明及流程图1第二章 塔设备工艺计算32.1 精馏塔工艺计算32.2 主要数据参数的计算32.3理论板的计算82.4塔径的初步设计102.5溢流装置122.6塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列15第三章 塔板的流体力学验算193.1气相通过浮阀塔板的压降193.3 雾沫夹带203.4

9、塔板负荷性能图21第四章 设计结果一览表25第五章 塔附件设计265.1 接管265.2筒体与封头285.3除沫器285.4裙座295.5人孔29第六章 塔总体高度的设计296.1塔的顶部空间296.2塔的底部空间高度306.3塔总体高度30第七章 附属设备的设计307.1热量衡算307.2附属设备的选型33第八章 总结37参考文献38附录39一、符号代码说明39二、阶梯法求理论塔板数41三、塔板负荷性能图42第一章 设计方案及流程的确定1.1设计方案的确定1.1.1操作压力的选择蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理

10、性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。1.1.2进料热状况的选择进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时

11、塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。1.1.3加热方式的选择蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。

12、此时采用间接蒸汽加热，设置再沸器是合适的。1.1.4回流比的选择适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.22.0倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取1.4，即R= 1.5Rmin；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。1.2流程说明及流程图甲醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽加热。将加热再沸器物料的蒸汽再用来预热原料。

13、精馏装置有精馏塔、再沸器，原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。甲醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。第二章 塔设备工艺计算2.1 精馏塔工艺计算2.1.1精馏塔的全塔物料衡算F：进料量（kmol/h) ：原料组成D：塔顶产品流量（kmol/h) ：塔顶组成W：塔底残液流量（kmol/h) ：塔底组成原料中甲醇的组成：=0.3239 塔顶组成 ：=0.9947 塔釜组成 ：=0.00

14、282进料量F=由总物料衡算： 易挥发组分物料衡算：解得：D= 59.78kmol/h W=124.9kmol/h2.2 主要数据参数的计算2.2.1甲醇水系统t-x-y数据 表2-1 甲醇-水的气液平衡数据温度t/甲醇摩尔分数温度t/甲醇摩尔分数液相x/%气相y/%液相x/%气相y/%1000073.8 46.20 77.5692.9 5.3128.3472.7 52.92 79.7190.3 7.6740.0171.3 59.37 81.8388.9 9.2643.5370.0 68.49 84.9285.0 13.1554.5568.0 85.62 89.6281.6 20.8362.7

15、366.9 87.41 91.9478.0 28.1867.7564.7 10010076.7 33.3369.18注：摘自化工工艺设计手册2.2.2温度的计算塔顶,塔釜.进料的温度分别为利用表2-1数据，由内插法得： =64.79 =100 =76.94精馏段平均温度：70.865提馏段平均温度：88.472.2.3密度的计算已知：混合液相密度 混合气相密度(X为质量分数，为平均相对分子质量）塔顶温度：=64.79气相组成： =0.9967进料温度：=76.94气相组成： =0.6892塔釜温度：=99.996气相组成： =0.00016（1） 精馏段 液相组成: = 气相组成： =所以：（

16、2） 提馏段 液相组成： 气相组成： 所以： 表2-2 不同温度下和水的密度温度/甲醇A(kg/m3)水B(kg/m3)50760988.160751983.270743977.880734971.890725965.3100716956.4注：摘自化工工艺设计手册求得在下甲醇和水的密度： =747.168=64.79时 =982.83 =747.7176.94时 99.996时所以2.2.4混合液体表面张力对于一般混合溶液的表面张力可由计算 表2-3 不同温度下甲醇和水的表面张力温度t/5060708090100甲醇表面张力19.418.817.616.91614.9水表面张力67.766.

17、264.362.660.758.8注：摘自化工工艺设计手册当=64.79当76.94时当=99.996时则精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：2.2.5混合物的粘度=70.865 查表得：=88.47 查表得：（1）精馏段粘度： （2）提馏段粘度： 2.2.6相对挥发度的计算由=0.3229 =0.6892 得由=0.9947 =0.9966得由=0.00282 =0.00016得(1) 精馏段的平均相对挥发度：(2) 提馏段的平均相对挥发度：2.3理论板的计算理论板：离开这种板的的气液相组成平衡温度相等；塔板上各处的液相组成均匀一致。理论板的计算方法：本次采用图解法计算。根据

18、表3-1的数据，绘出平衡曲线。泡点进料，所以q=1，q线方程为平行于y轴的一条直线。画出对角线，得到x-y曲线图，所得的图形如下：图2-1 确定最小回流比画直线通过（），且与平衡曲线相切，此时回流比为最小回流比，由图可知，截距为0.2775。故有=0.72 得取R=1.5Rmin=精馏段操作线方程为：由于是泡点进料则，q线方程为：q=1又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数。图见附录。在图上作操作线，由点（0.9947，0.9947）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.00282为止，由图此得到的全塔理论塔板数=14.8（包括再

19、沸器）。精馏段理论板数为10层，提馏段理论板数为4.8层（包括再沸器），应从第11块板进料。 板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。式中，塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。（1）精馏段 （1） 提馏段 全塔所需实际板数： 全塔效率： 加料板位置在第22块塔板2.4塔径的初步设计2.4.1气液相体积流量计算（1） 精馏段 已知：质量流量：体积流量：（2） 提馏段 由于本设计采用泡点进料，故q=1. 已知：质量流量：体积流量：2.4.2塔径的计算（1）精馏段由，式

20、中可由史密斯关联图查出。 图2-2史密斯关联图横坐标数值：取板间距：查图可知按标准，塔径圆整为1.4横截面积：（2）提馏段横坐标数值：取板间距：查图可知：由于提馏段与精馏段塔径相差不大，故提馏段塔径可圆整为。横截面积：，空塔气速故塔的塔径为1.4，塔的横截面积为。2.5溢流装置2.5.1堰长的计算取堰长=,即，出口堰高为本设计采用平直堰，堰上液层高度按下式计算式中E值可由液流收缩系数计算图查出。图2-3液流收缩系数计算图精馏段由于 查图3-4液流收缩系数计算图得提馏段由于 查图2-4液流收缩系数计算图得2.5.2弓形降液管的宽度Wd和截面积Af图2-4弓形降液管的参数由查图3-5弓形降液管的参

21、数图得则验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间大于5s，故降液管可用。2.5.3降液管底隙高度(1)精馏段取降液管底隙流速，则，故降液管底隙高度设计合理(2) 提馏段取，则，故降液管底隙高度设计合理2.6塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列2.6.1塔板的结构尺寸本设计采用F1型重阀，重量为33克，孔径为39mm。由于塔径大于800mm，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，采用单溢流型塔板。本设计塔径D=1400mm，塔板分成四块。图2-5塔板分块示意图2.6.2浮阀数目及排列(1) 精馏段取阀孔动能因子,则孔速每层塔板浮阀数目为取边缘区宽度，破沫区宽度计算塔板上鼓

22、泡区面积，即其中： 所以： 浮阀塔排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距则排间距：因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用0.0797m，而应小些，故取=0.0797m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为167个。图2-6精馏段浮阀数目的确定按N=167个重新核算孔速及阀孔动能因子： 阀孔动能因子变化不大，仍在913的范围内。以塔横截面积为基准的塔板开孔率 (2) 提馏段取阀孔动能因子，则孔速每层塔板上浮阀数目 按，估算排间距 取，以等腰三角形叉排方式排列，排得阀数为136个。图2-7提馏段浮阀数目的确定按重新核算孔速及阀孔动能

23、因子第三章 塔板的流体力学验算3.1气相通过浮阀塔板的压降根据计算1. 精馏段(1) 干板阻力因，故 (2) 板上充气液层阻力取(3) 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：2. 提馏段(1) 干板阻力由于，故 (2) 板上充气液层阻力取，则(3) 液体表面张力所造成的阻力(4) 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：3.2 液泛为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清夜高度 1. 精馏段(1) 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 (2) 液体通过降液管的压头损失 (3) 板上液层阻力，则对于一般物系，由于则可见

24、，所以符合防止液泛的要求。2. 提馏段(1) 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 (2) 液体通过降液管的压头损失 (3) 板上液层高度，则对于一般物系，由于则可见，所以符合防止液泛的要求。3.3 雾沫夹带泛点率=板上液体流经长度：板上液流面积：1. 精馏塔取物性系数,查得泛点率= =对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足的要求。2. 提馏段取系数,查得泛点负荷系数泛点率= =由以上计算可知，符合要求。3.4塔板负荷性能图3.4.1物沫夹带线泛点率=据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率80%计算。(1) 精馏段0.8=整理得：由上式知

25、雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个值，可算出(2) 提馏段0.8=整理得：在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值。计算如表所示：表3-1计算结果精馏段提馏段Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00052.7750.00053.2990.012.4420.012.9040.0132.3370.0132.779由表3-1作出物沫夹带线3.4.2液泛线根据由此确定液泛线，忽略式中(1) 精馏段整理得：(2) 提馏段整理得：在操作范围内，任取若干个Ls值，算出相应的Vs值计算如表所示：表3-2计算结果精馏段提馏段LS1/(m3/s)VS1/(m3/s)

26、LS2/(m3/s)VS2/(m3/s)0.000813.9730.00813.9730.0043.710.0043.8430.0083.3560.0083.5020.0132.7470.0132.905由表3-2作出液泛线3.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则3.4.4漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1) 精馏段 (2) 提馏段 3.4.5液相负荷下限线取堰上液层最小高度作为液相负荷下限线，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。则取，则根据以上数据作出塔板负荷性能图，见附录三

27、。由精馏段塔板负荷性能图可以看出：1.在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。2.塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3.按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限，气相负荷下限。所以：精馏段操作弹性= 由提馏段负荷性能图可以看出：1.在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。 2.塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3.按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限气相负荷下限。所以，提留段操作弹性=第四章 设计结果一览表项目符号单位精馏段提馏段备注平均温度70.86588.47实际塔板数N

28、块218塔径Dm1.41.2板间距m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s1.341.75堰长m0.980.98堰高m0.0380.037板上液层高度m0.050.05降液管底隙高度m0.0280.027浮阀数N个167136等腰三角形叉排阀空气速m/s10.3312.17浮阀动能因子11.1711.8临界阀孔气速m/s9.6410.9孔心距m0.0750.075同一横排孔心距排间距m0.0650.08相邻横排中心距离单板压降Pa531.75592.57降液管内清液层高度m0.000980.1186泛点率%6251.13气相负荷上限2.73.15物沫夹带控制气相负荷

29、下限0.9220.84漏液控制操作弹性2.933.75第五章 塔附件设计5.1 接管5.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：，查标准系列选取校核设计流速：经校核，设备适用。5.1.2回流管采用U形管回流，取查标准系列选取校核设计流速：经校核，设备适用。5.1.3塔底出料管取，直管出料查标准系列选取校核设计流速：5.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速，则查标准系列选取校核设计流速：经校核，设备适用。5.1.5塔底进气管直管进气，取进口气速，则=查标准系列取校核设计流速：经校核，设备适用。5.1.6法兰由于常压操作，所有

30、法兰均可采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。(1) 进料管接管法兰：(2) 回流管接管法兰：(3) 塔底出料管法兰：(4) 塔顶蒸汽管法兰：(5) 塔釜蒸气进气法兰：5.2筒体与封头5.2.1筒体 取 （为腐蚀裕度，且，为焊缝系数，单面，双面）所以选用，材质为20R。5.2.2封头封头选取椭圆形封头，且公称直径。查得曲面高度，直边高度，内表面积为，容积。选用封头。5.3除沫器在空塔气速较大，塔顶溅液现象严重，以及工艺工程不允许出塔气体带雾滴的情况下，设置除沫器，从而减少液体的夹带损失，确保气体的纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻

31、、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 系数 除沫器直径：选碳钢除沫器，类型：标准型规格：40-100：材料：钢丝网：丝网尺寸：0.23.5.4裙座 为了制作方便，裙座一般选用圆筒形，由于，取裙座厚度为。基础环内径： 基础环外径： 圆整：，考虑腐蚀裕度，考虑再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30。5.5人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔7块塔板才设一个人孔，本塔中共29块板，则人孔个数n为：个。 每个人孔的直径取为440mm,人孔处板间距定为620mm.第六章

32、塔总体高度的设计6.1塔的顶部空间 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线切线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm,塔顶部空间为1200mm.6.2塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离.塔底部空间高度取1200mm.6.3塔总体高度 人孔两板之间的间距为620mm，塔顶空间高度为1200mm，塔底空间高度为1.2m，裙座高度2m全塔高度：式中： 故第七章 附属设备的设计7.1热量衡算比热容，对于不同物质A、B、C、D值不同。在塔顶，已知：，对于塔顶的气态甲醇有：带入数据解得对于塔顶水蒸气有：带入数据解得所以： 在塔釜，已知：, 对于塔釜

33、的液态甲醇有：带入数据解得对于塔釜的液态水有：带入数据解得所以： 在温度下，查表得 则 塔顶 (1) 塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准，则 (2) 回流液的焓此为泡点回流，据t-x-y组成关系，用内插法求得回流液组成下的，回流液组成与塔顶组成相同。在此温度和组成下，则有： ， ，则：(3) 塔顶流出液的焓因馏出液与回流液组成一样，所以(4) 冷凝器消耗的焓(5) 进料口的焓由于，则， 所以 (6) 塔底残液的焓(7) 再沸器(全塔范围列衡算式）(8) 塔釜热损失为10%，则=0.9设再沸器损失能量，加热器实际热负荷 则表7-1热量衡算表项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热J/(molK

34、)78.45-47.0875.58-热量Q/kJ/s309.642832.7650.65262.213151.097.2附属设备的选型7.2.1全凝器的选择选择固定管板式换热器，对于全凝器，选冷凝水进口温度为15，出口温度为25料液由饱和气变为饱和液，温度不变。对于逆流：对于高温流体为有机蒸汽，低温流体为水，选取传热系数根据表7-1可得：所以冷凝器冷凝面积查得有关数据如下：表7-2全凝器的设备参数公称直径/mm公称压力/MPa管程数管子根数中心排管数管程流通截面积/m2换热面积/m2长度/mm4500.62220160.019457.84500设备型号：JB/T 4715-92注：摘自化工原理

35、（第二版）上册 附录十九7.2.2再沸器的选择选择固定管板式换热器，选用120饱和水蒸气加热，由前面校核计算可知，塔底出料管流速u=1.4m/s，在1.21.5m/s范围内，且高温流体为水蒸气，低温流体为水，总传热系数K的范围为22704500W/(m2）。选取总传热系数K=3000W/(m2）=3kJ/(m2s)料液温度：，水蒸气温度：逆流操作：根据表7-1，再沸器的热负荷换热面积查得有关数据如下：表7-3再沸器的设备参数公称直径/mm公称压力/MPa管程数管子根数中心排管数管程流通截面积/m2换热面积/m2长度/mm4500.62220160.019457.84500设备型号：JB/T 4

36、715-92注：摘自化工原理（第二版）上册 附录十九7.2.3原料预热器的选择 选用固定管板式换热器，将原料液由20预热到泡点进料，此时温度为76.94。可以用再沸器加热的蒸汽出来之后来预热原料。此时进口温度为120，其出口温度定为80来计算此时所需要的换热面积。取传热系数K=1000W/(m2s)逆流操作：根据表7-1计算结果，原料预热器热负荷换热面积：查得有关数据如下：表7-4预热器的设备参数公称直径/mm公称压力/MPa管程数管子根数中心排管数管程流通截面积/m2换热面积/m2长度/mm273425680.00496.42000设备型号：JB/T 4715-92注：摘自化工原理（第二版）

37、上册 附录十九7.2.4塔顶产品冷却器的选择选用固定管板式换热器，将塔顶产品冷却到35后存入产品储罐中。对于高温流体为有机物蒸汽，低温流体为水，总传热系数在290-1160W/(m2)之间，本设计取K=600W/(m2）=0.6kJ/（m2s)。选择冷凝水进口温度为20，温升10，出口温度为30逆流操作：根据表7-1计算结果，塔顶冷却器热负荷换热面积：查得有关数据如下：表7-5冷却器的设备参数公称直径/mm公称压力/MPa管程数管子根数中心排管数管程流通截面积/m2换热面积/m2长度/mm2191.613370.00583.72000设备型号：JB/T 4715-92注：摘自化工原理（第二版）

38、上册 附录十九7.2.5塔底釜液冷却器的选择选用固定管板式换热器，将塔底釜液冷却到40，对于高温流体为水，低温流体为水， 总传热系数在1400-2840W/(m2)之间，本设计取K=2000W/(m2）=2kJ/（m2s），选用冷却水进口温度为20，温升10，出口温度为30.逆流操作：由表7-1计算结果，塔底热负荷换热面积：查得有关数据如下：表7-6冷却器的设备参数公称直径/mm公称压力/MPa管程数管子根数中心排管数管程流通截面积/m2换热面积/m2长度/mm2191.613370.00583.72000设备型号：JB/T 4715-92注：摘自化工原理（第二版）上册 附录十九7.2.6泵的

39、选择进料的体积流量=1.36L/s。泵的选型如下：表7-7离心泵的设备参数型号转速流量L/s扬程H/m效率/%轴功率kw电动机功率kw必需气蚀余量NPSH/mIS50-32-12529002.0822470.962.22注：摘自化工原理（第二版）上册 附录十五第八章 总结连续三周的化工原理课程设计，让我对化工原理这门课程有了更深入的理解，课程设计是教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，通过这次化工原理课程设计，更加让我体会到化工原理是一门实践性较强的课程，想要学好这门课，必须在掌握理论知识的同时，还要通过实验以及实地观察来加深对课程内容的体会，也让我体验到了工程设计的复杂性。历时三个星期的设计圆满结束，从查找资料到最终完成、从理论学习到实际应用，看着最终的设计成果，我不仅切实地了解到完成一份设计的整体过程，同时也切身体会到做设计的辛苦。原本以为应该很简单的设计，没想到需要那么多精确