1、化工原理课程设计第 1 页 共 29 页化 工 原 理 课 程 设 计题 目: 乙醇-水溶液连续精馏塔设计 系 别: 化学化工学院 专 业: 10 化学工程与工艺 学 号: 姓 名: 邓美兰 指导教师: 2014 年 2 月 15 日化工原理课程设计第 2 页 共 29 页目录设计任务书一、概述1、精馏操作对塔设备的要求和类型42、精馏塔的设计步骤5二、精馏塔工艺设计计算1、设计方案的确定62、精馏塔物料衡算63、塔板数的确定73.1 理论板层数 NT的求取 73.2 实际板层数的求取 84、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.1 操作温度的计算114.2 平均摩尔质量的计算114.3 平
2、均密度的计算124.4 液相平均表面张力计算124.5 液体平均粘度计算135、精馏塔塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算 145.2 精馏塔有效高度的计算156、塔板主要工艺尺寸计算6.1 溢流装置计算166.2 塔板的布置176.3 浮阀计算及排列177、浮阀塔流体力学性能验算198、塔附件设计26三、总结27化工原理课程设计第 3 页 共 29 页化工原理课程设计任务书一、 设计题目: 乙醇-水溶液连续精馏塔设计二、 设计条件:处理量: t/a (5)料液组成(质量分数): (40%) 塔顶产品组成(质量分数): (92%,)塔顶易挥发组分回收率: (98.5%)每年实际生产时间: 720
3、0 小时连续工作连续操作、中间加料、泡点回流。操作压力：常压进料状况：泡点进料塔釜间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 0.35Mpa单板压降 1kpa塔顶冷凝水用冷却水的进、出口温度差 20三, 设计任务完成精馏塔的工艺设计,有关附属设备的设计和选型,绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图,编写设计说明书.设计内容包括：1、 精馏装置流程设计与论证2、 浮阀塔内精馏过程的工艺计算3、 浮阀塔主要工艺尺寸的确定4、 塔盘设计5、 流体力学条件校核、作负荷性能图6、 主要辅助设备的选型四,设计说明书内容1 目录2 概述(精馏基本原理)3 工艺计算4 结构计算5 附属装置评价6 参考文献7 对设计自我评价
4、化工原理课程设计第 4 页 共 29 页一、摘要摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对甲醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比如：操作压力的确定、进料状态等的确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。最后计算塔的工艺尺寸、浮阀的流体力学演算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。一、精馏操作对塔设备的要求和类型 对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)
5、、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和
6、安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 板式塔类型化工原理课程设计第 5 页 共 29 页气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其
7、后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 S 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较
8、小(约 23)。 小孔筛板容易堵塞。二、精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。化工原理课程设计第 6 页 共 29 页二、精馏塔工艺设计计算1、设计方案的确定及概述本设计任务为分离乙醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。精馏是指由不同挥发度的
9、组分所组成的混合液，在精馏塔中同时多次地进行部分气化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。塔顶蒸汽冷凝回流和塔釜溶液再汽化是精馏高成婚度分离的充分必要条件。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升的蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故采用最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2、精馏塔物料衡算1.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M A=46 kg/kmol水的摩尔质量 M B=18 kg/kmol用公式 x=
10、 求出：Aa/xF=40/46/(40/46+60/18)=20.69%xD=92/46/(92/46+8/18)=81.82%xF 为原料液的摩尔分率，xD 为塔顶产品的摩尔分率1.2.2 原料液及塔顶的平均摩尔质量MF=0.206946 +(1-0.2069)18 =23.79kg/kmolMD=0.818246+(1-0.8182)18=40.91kg/kmol1.2.3 物料衡算原料处理量 F= =291.91kmol/h79.23015总物料衡算 F=D+W乙醇的物料衡算 FxF=DxD+Wxw100%=0.985x化工原理课程设计第 7 页 共 29 页联立求解 hkmolxFD/
11、16.492.085.371.hkmolW/6.491.2046.75.2.1643xdfwhkolM/9)01(8046. 3、塔板数的确定1.3.1 理论板层数 NT的求取乙醇水属理想物系，可采用图解法求理论板数由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据，绘出 xy 图，如图 1 图解法求理论板层数（1）求最小回流比及操作回流比。采用图解法求最小回流比。在图中对角线上 e(0.2069,0.2069)作垂线 ef即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q（0.2069,0.35）故最小回流比 则操作回流比可取52069.381min qdxyR5.7.15.minR图中精馏段操作线方程截距
12、 096.15.78Rxbd（2）精馏塔的气液相负荷hkmolRDL/2.4816.57lV/36.)()1(F09.20“ hkol/5“（3）操作线方程精馏段 370.694.0xxVDLyd提留段 292“ Ww（4）图解法求理论塔板数化工原理课程设计第 8 页 共 29 页05105205305405056057058059051051052053054050560570580590510Y Axis TitleX Axis TitleB如附图一，求解结果为总理论板层数 N T=24(不包括再沸器)进料板位置 N F=162、实际板层数的求取（1）全塔效率的计算用奥康奈尔法对全塔效率进
13、行估算 ET=0.49( L) -0.245100%由相平衡方程 可得xy)1()1(yx根据乙醇水体系相平衡图查得 （第一块6182.0,8.0d板）（塔釜）5.,46.wwyx代入方程得出 178.5,1650.8,29.11w化工原理课程设计第 9 页 共 29 页乙醇-水平衡时的 t、x、y 数据（摘于化工工艺设计手册）平衡温度 t100 92.9 90.3 88.9 85.0 81.6 78.0 767液相乙醇 x0 5.31 7.67 9.26 13.15 20.83 2818 33.33气相乙醇 y0 28.34 40.01 43.53 54.55 62.73 67.75 69.
14、18平衡温度 t73.8 72.7 71.3 70.0 68.0液相乙醇 x46.20 52.92 59.37 68.49 85.62气相乙醇 y77.56 79.71 81.83 84.92 89.62t-x 图查 t-x 图得 CttCt wfd 93,81,3.7则精馏段平均温度 m6.5提留段平均温度 t87全塔平均温度 Cm1在全塔平均温度下查得 ，smPaOH342.02 smPaOHC298.02化工原理课程设计第 10 页 共 29 页则全塔平均液体粘度 smPaL5364.0全塔效率 %2)(49.2.TE（2）实际塔板数的计算精馏段实际板层数 8561精N提留段实际板层数
15、14提总塔板数 N=42化工原理课程设计第 11 页 共 29 页4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4、1 操作温度的计算查 t-x 图得则精馏段平均温度 Ctm75提留段平均温度 87全塔平均温度 t814、2 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量查平衡曲线得9.01y9.01xkmolgMmVD /863.32L .)(.进料板平均摩尔质量查 6305.,248.0FFyx kmolgMmV /83.261)(LF 94塔釜平均摩尔质量查 01625.,023.WWyx kmolgMmV /23.18)(化工原理课程设计第 12 页 共 29 页kmolgMmLW /03.18)02.
16、1(302. 精馏段平均摩尔质量 klmV /4.928.69.1molgmL /.03提留段平均摩尔质量 klMmV /53.2.18.26molgmL /6.904、3 平均密度的计算（1）气相平均密度的计算由理想气体状态方程得 RTMP精馏段气体平均密度 3/042.1)63.715.2(34.809mkgmV 提留段气体平均密度 3/5.)9.8.(.mV（2）液相平均密度的计算 ia1塔顶： 查得Ctd3.6 33/5.74,/0.98522 mkgmkgOHCOH3/.740.985.7431mLD进料板： 查得Ctf 33/5.728,/0.9222 mkgmkgOHCOH4.1
17、87.30.2 OHCa 3/.02.9655.728kgmLF化工原理课程设计第 13 页 共 29 页塔釜： 查得Ctw9. 3/5.982mkgOH3/.52OHLMm则精馏段液相平均密度： 3/01.752.0.74kgmL提馏段液相平均密度： 3/6.8.9581. mmL4、4 液相平均表面张力计算（1）塔顶：由 查得Ctd31.6 NNOHCOH /42.17,/.622 mLD /4.17850.4.790（2）进料板： 查得tf5. mmOHCOH /05.,/.22NmLF /.6.1238（3）塔釜： 查得Ctw9. OHCOH81,/89.522mmLW /7.5.)0
18、3(.0精馏段液相平均表面张力： NmL /49.2.147.提馏段液相平均表面张力： mL /.58.50.4、5 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即 iiLxmlglg（1）塔顶液相平均粘度的计算由 查得Ctd31.6 smPasPaOHCOH 341.0,4610.22LDLDm .lg.0lg9lg （2）进料板液相平均粘度的计算查得tf5.7 sasmaOHCOH 276.0,3562.22 sPLFmLFm352.35.l)801(.l38l（3）塔釜液相平均粘度查得Ctw9. ssPOHCOH 9.,9.22 aLWmLWm 80.lg.lg01lg化工原理课程设计第 1
19、4 页 共 29 页精馏段液相平均粘度: smPaLm 382.025.341.0提馏段液相平均粘度: L 9.5、精馏塔塔体工艺尺寸计算5、1、塔径的计算（1）精馏段精馏段的气液相体积流率： smVMms /380.42.13605Ls /921793最大空塔气速 ,其中 ， 可由斯密斯VLCumax 2.02)(C关联图查得。横坐标 096.42.175380.9VLslvF取板间距 ，板上清液层高度 ，则 ，mHT46.0mhL.mhHLT38.0查斯密斯图得 。72C则气体负荷因子 0837.)02.143(6.0.3最大空塔气速 smu /24758.max取安全系数为 0.6，则
20、u/369.1860.max塔径 uVDS 2.39.1804 化工原理课程设计第 15 页 共 29 页按照标准塔径规整后 mD7.0塔截面积为 222385.4AT实际空塔气速： sVuTs /9700（2）提馏段提馏段气液相体积流率 smMVms /4156.07.362503*Ls /828913*最大空塔气速 ,其中 ， 可由斯密斯VLCumax 2.02)(C关联图查得。横坐标 05816.7.84156.0VLslvF取板间距 ，板上清液层高度 ，则 ，mHT6.mhL.mhHLT40.查斯密斯图得 。802C则 0978.).154(. 2.3最大空塔气速 smu /340.5
21、6max 取安全系数为 0.6，则 u/.20.max塔径 uVDS514204 按照标准塔径规整后 6塔截面积为 22286.04.mAT实际空塔气速： sVuTs /71.2.5化工原理课程设计第 16 页 共 29 页5、2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度： m6.54014.0)1( NZ提馏段有效高度：在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m，则精馏塔的有效高度为mZ4.108.46,56、塔板主要工艺尺寸计算6、1 溢流装置计算因塔径 D=0.7m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长 mlw49.07.（2）溢流堰高度 owLh选用平直堰，堰上液层
22、高度 hOW= ，取 E=1，则32601084.2WSLE精馏段：h OW= m4725.9.31084.22howLw 08.47506.提馏段：h OW= m5.9.3821084.22howLw 014.56.（3）弓形降液管宽度 和截面积dWfA由 查图得，6.0Dlw 125.0/,057./DdTf故 ，216.28.57. mAf md7.6.依式 验算液体在降液管中的停留时间sTfLH化工原理课程设计第 17 页 共 29 页精馏段： s5s40.25091.6.提馏段： 5s，故降液管设计合理s(4)降液管底隙高度 0h取降液管底隙流体流速 smu/08.精馏段： mlLh
23、ws 074524936213600w 6.8375.58. 提馏段： ulLhws 0174903623600mw 6.35187.54. 故降液管设计高度合理选用凹形受液盘，深度 mhw06、2 塔板的布置（1）分块因 D11.66m/s825.173v825.170.3所以采用 hc=19.9 m.2.9615.0化工原理课程设计第 20 页 共 29 页（2）板上层阻力 1hmhL03.6.501（3）液体表面张力所造成的静压头，由于 很小可忽略不计。gL2h2、液泛、液沫夹带、漏液（1）液泛 wdwfd hhH0mcf 6.3.1ww71,0528.0塔板设置进口堰 mhlLhwsd
24、 0972.)18.04972(153.)(53.20 所以得 Hd 5.6.87.02. mhwT 27.)54()(0 （2）液沫夹带泛点率 = 100%bFLSVLSAKCZ36.1ZL=D2W d=0.720.0750.5500查得 （精）=0.105 （提）=0.098f f=A =0.2826-20.01611=0.2504m2bAfT2泛点率（精）= 100%=53.87%2504.1.50.91360.75438.0泛点率（提）= 100%=53.80%2504.98.150.78236706.840. 化工原理课程设计第 21 页 共 29 页计算出的泛点率都在 80%以下，
25、故可知雾沫夹带量能够满足 液|kg 汽kge1.0的要求。（3）漏液错流型的塔板在正常操作时，液体应沿塔板水平流动，与垂直向上流动的气体接触后由降液管流下。但当上升气流速度减少时，气体通过阀孔的动压不足以阻止板上液体从阀孔流下时，便会出现漏夜现象。发生漏夜时，由于上层板上的液体未与从下层板上升的气体进行传质，就漏落在浓度较低的下层板上，这势必降低了塔板效率。漏夜严重时会使塔板上不能积液而无法正常操作。所以为保证塔的正常操作，漏夜量不能超过某一规定值，一般不能大于液体流量的 10%。漏夜量大于 10%的气流速度称为漏夜速度，这是塔操作的下限气速。造成漏夜的主要原因是气速太小和板上液面落差所引起的
26、气流分布不均，比如在塔板的液流入口处由于有液层较厚而往往出现漏夜，这也是在此处设置不开孔的安定区的原因之一。当液体横向流过板面时，由于要克服板上部件的局部阻力和摩擦阻力，需要一定液位差才能维持这一流动，这样板上液体进、出口侧的液面就会出现高度差，即液面落差，亦称水力学坡度。液面落差主要与塔板结构有关外，泡罩塔板结构复杂，液体在板上流动阻力大，液面落差也就大；浮阀塔结构较简单，液面落差则较小，筛板塔结构最简单，所以液面落差最小。但在塔径不大时，液面落差常忽略。液面落差除与塔板结构有关外，还与塔径、液流量有关。当塔径与液流量很大时，也会造成较大的液面落差。对于大塔，可采用单溢流或阶梯流，以减少液面
27、落差。(4)塔板上液面的返混在塔板上，液体的主流方向是从入口端横向流至出口端，但因气体搅拌及某些局部障碍，液体会发生局部的反向流动。这种与主流方向相反的流动称为返混。当返混严重时，板上液体会均匀混合，各点的液体浓度将趋于一致。当浓度均匀的气体与板上各点的液体进行接触传质后，则离开各点的气体浓度也会相同。这是一种理想情况。另一种理想情况是板上液体呈活塞流流动，完全没有返混。这时板上液体沿液流方向上液体浓度最大，在塔板进口处液体浓度大于出口浓度。当浓度均匀的气体与板上各点液体接触传质后，离开塔板各点的气体浓度也不相同，进口处的液体浓度出口出的浓度高。理论与实践都证明了在这种情况下，塔板的效率比液体
28、完全混合时高。实际上，塔板上液体并不处在完全混合与完全没有返混的两种理想状态，而是处于部分混合状态。3、塔板的负荷性能图(1)精馏段漏夜线（线 1）10FVS FNdUdV202min44精馏段: min02inus化工原理课程设计第 22 页 共 29 页smFuV/7.90432.1min0 s /8683in提馏段: min02mi4NudssFuV/65.17.in0 ms /432.0.3942min(2)精馏段过量雾沫夹带线（线 2）根据 ev=0.1kg 液/kg 汽时，泛点率 F1=0.8 计算F1= 8.036.1bFlsvlVSAKCZL整理得则有： ss5.47.LS，m
29、 3/s 0.00058 0.001VS，m 3/s 0.536 0.529提馏段过量雾沫夹带线100%=0.82348.01.679254.ss LV则有： ss9SLS,m3/s0.00058 0.001VS,m3/s0.657 0.649(3)液相负荷下限线取堰上液高度 how=0.006m 作为液相负荷下限线0.006= 32min360184.2WSLELw=0.49m,故 ss /418.3in化工原理课程设计第 23 页 共 29 页(4)液相负荷上限线3 5sSfLHAT取 =4s 解得(Ls)max=0.02410.46/4=0.00522m 3/s(5)液泛线 )360(1
30、84.2)()(153.0234.5)( 32020 wswwsLvwT LEhhguhH sss VVNdu9.730.42200 精馏段： mhHwT51.)( )42.036(18.0547.)1()09.42(3.0892.35.427.0 2 sss LLV则有： 37656.1sss LS,m3/s0.00058 0.001 0.005 0.0054VS,m3/s0.5258 0.4959 0.2901 0.2729提馏段： mhHwT253.0)( )42.036(18.05.)1()2.4(1.89.72546.03. sss LLV则有： 329570. sss 由上述五条线
31、可画出负荷性能图LS,m3/s0.00058 0.001 0.005 0.0054VS,m3/s0.8468 0.819 0.6225 0.6068dLp化工原理课程设计第 24 页 共 29 页精馏段提馏段由图知（1）从塔板负荷性能图可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点 P，处在适宜操作区的位置，说明塔板设计合理。（2）因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操下限由漏夜线控制。（3）按固定的液气比，从负荷性能图中查得气相负荷上限 Vsmax，气相负荷下限Vsmin，所以可得精馏段操作 Vsmax=0.8705m3/s, Vsmin=0.2422m
32、3/s操作弹性=Vs max/Vsmin=3.59提馏段操作 Vsmax=0.2815m3/s, Vsmin=0.1152m3/s操作弹性=V smax/Vsmin=8塔板的这两操作弹性在合理的范围（35）之内，由此也可表明塔板设计是不合理的化工原理课程设计第 25 页 共 29 页现将塔板设计计算结果汇总如图数值或说明 备注项目内容-精馏段 提馏段塔径 D/m 0.7 0.6板间距 HT/m 0.46 0.46塔板形式 单溢流弓形降液管 整块式塔板空塔气速 u/(m/s) 0.9870 1.471堰长 lw/m 0.49 0.42堰高 hw/m 0.05528 0.05142板上液层高度 h
33、L/m 0.06 0.06降液管底隙高度 h0/m 0.007452 0.01807浮阀数 N/个 30 28 等腰三角形叉排阀孔气速 u0/(m/s) 10.77 12.65临界阀孔气速 uoc/(m/s) 10.24 12.23孔心距 t/m 0.075 0.0625 同一竖排的孔心距单板压降 pa 576.97液体在降液管内停留时间/s25,40 10.46降液管内清液层高度Hd/m0.06 0.06泛点率/(%) 53.87 56.80液相负荷上 VSmax/(m3/s) 0.8705 0.2422 雾沫夹带控制气相负荷下 VSmin/(m3/s) 0.9815 0.3152 漏液控制
34、操作弹性 3.59 3.11 后面为提馏段化工原理课程设计第 26 页 共 29 页8、塔附件设计1、接管（1）进料管(VS)F= = =0.0006282m3/s 取 uF=1.6m/sM52.8376041.9dF= =0.02236m=22.36 mmSuV4经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）： 【4】5.023（2）塔顶蒸汽出口管 dvqv= =360VDMsm/6.0392.18.53取 uv=18m/s 则 dv= =0.1366m=136.6mm8.4经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）： 【4】519（3）回流液管 dRqR= smLMF /02.36.809
35、.215363取 uR=2m/s 则 d R=0.01144m=11.44mm经圆整选取焊接钢管（GB3091-93）: 【4】5.1化工原理课程设计第 27 页 共 29 页（4）釜液排出管径 dwqw= =360WMsm/03752.365.9817取 uw=0.6m/s 则 dw=0.02822m=28.22mm经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87）: 【4】.0（5）、饱和蒸汽管径 ds0加热蒸汽压力为 0.3Mpa 查 =1.65kg/m3【4】水Vs0= =水 水WMsm/2176.035.61873Us0=25m/s ds0=0.1053m=105.3mm经圆整选取热轧无缝
36、钢管（GB8163-87）: 0.418小结两个星期的时间，我们完成了甲醇-水精馏塔的设计，一份设计书和一张流程图、一张装配图。过程很复杂且长，在设计精馏塔的过程中，我们以从未有过的热情投入到化工原理的复习中。刚开始时，很迷茫，觉得自己根本没有能力去完成这么复杂的东西。我想这就是老师想我们做初次锻炼，我们通过对蒸馏知识的复习与巩固，加上查阅资料、网上搜集材料，最终完成了精馏塔的工艺设计书。并且完成了流程图预装配图。我们所设计的精馏塔是用于甲醇-水的分离。在课程设计期间，我们小组进行了合理分工，有问题时大家就一起讨论，经过课程设计我们学会了也学会了团队合作能力。同时让我们认识到了自己很多地方不足
37、，还需要很大的努力。本设计是一次常规的练习设计，目的在于掌握设计的过程和分析问题的能力，我想再今后的设计中会有一定的进步。全章主要主要符号说明符号 意义 计量单位M 摩尔质量 kg/kmol化工原理课程设计第 28 页 共 29 页F 进料率 kmol/hD 塔顶采出率 kmol/hW 塔底采出率 kmol/hq 进料热状况x 液相摩尔分率y 气相摩尔分率R 回流比L 液相负荷 kmol/hV 气相负荷 kmol/hN 塔板数P 操作压力 Pat 温度 密度 kg/m3表面张力 mN/m粘度 mPasVS 气相体积流率 m3/sLS 液相体积流率 m3/sumax 最大空塔气速 m/sHT 板
38、间距 mhL 板上清液高度 mC20 负荷系数C 负荷因子 m/su 空塔气速 m/sD 塔径 mAT 塔截面积 m2Z 有效高度 mlW 堰长 mhW 溢流堰高度 mhOW 堰上液层高度 mWd 降液管宽度 mAf 截面积 m2降液管中停留时间 sh0 降液管底隙高度 mWS 边缘区宽度 mAa 开孔区面积 m2t 孔中心距 mmn 筛孔数目 个开孔率h 阻力 PaeV 液沫夹带量 kg 液/kg 气K 稳定系数Hd 降液管内液层高 mCP 比热容 kJ/(kmol)化工原理课程设计第 29 页 共 29 页Q 热量 kJ/hr 潜化热 kJ/kgG 流量 kg/h导热系数 W/(m)修正系数K 传热系数 W/(m2)NP 管程数Re 雷诺数nS 单程传管数de 当量直径 mPr 普兰特数对流传热系数 W/(m2)下标A 轻组分B 重组分D 馏出液e 平衡F 加料m 平均值W 釜液L 液相V 气相参考文献1.王国胜 化工原理课程设计 大连理工大学出版社2.马江权 冷一欣主编化工原理课程设计 中国石化出版社3.申迎华 主编化工原理课程设计 化学工业出版社4.王志魁 化工原理第三版 化学工业出版社
