【正文】 算如下：VF= ，hm/??取管內流速 =，則進料管直徑:Fu=Fd mF ????取進料管尺寸為 574mm? 回流管回流液體積流率 VD= hm/??取管內流速 =，則回流管直徑:u=DdD ????取回流管尺寸為 574mm? 釜液出口管回流液體積流率 VW= ?? 30 / 46取管內流速 =，則釜液出口管直徑:Wu= d ????取釜液出口管尺寸為 574mm? 塔頂蒸汽管近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽的體積流率，則 VS= ,并取管內蒸汽流速sm/3u=20m/s，則塔頂蒸汽管直徑:d= muVS ????取塔頂蒸汽管尺寸 27315mm? 加熱蒸汽管近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽的體積流率，則 VS= ,并取管內蒸汽流速sm/3u=20m/s，則加熱蒸汽管的直徑:= =39。由owh ?=owh2/???????即: 3/23)84.(1.. s???則 mLs/, ，sUS3421max, 3,?提留段=owh2/??????即: 3/23)84.(14.. s???則 mLs/, ， 3,max256/SUs3,? 篩板塔的操作彈性精餾段操作彈性： ,?提留段操作彈性： ,第三章 輔助設備及選型 25 / 46 熱量衡算=℃溫度下：Dt )1(./ DDDxCpxCpKkmolJ???? . ?? )./(KkmolJ=℃溫度下：Wt )1(./ WWxCpxCpKkmolJ???? ?? )./(KkmolJ=℃溫度下： Dt )1( /??? kKJ/???①0℃時塔頂氣體上升的焓 VQ塔頂以 0℃為基準 DDVMrtCpQ???? hKJ/. ??②回流液的焓 R ???DRtCpLQhJ/③塔頂流出液的焓 QhKJtpDD /????④冷凝器消耗的焓 C 26 / 46DRVCQ?? hKJ/??⑤進料口的焓 F溫度下：Ft )1(./ FFFxCpxCpKkmolJ???? ?)./(KkmolJhtpQFF /????⑥塔底殘液的焓 W hKJtCpW /?????⑦再沸器 (全塔范圍列衡算式)BQ塔釜熱損失為 10%，則 ??設再沸器損失能量： ???F? ??? hKJ/1834QB/ 塔頂冷凝器的設計計算 確定流體空間 27 / 46二硫化碳四氯化碳混合氣體溫度較高，走殼程可以更好的散熱，冷卻水應走管程。??= = ()vcLu??)(?)()(1. 2?Vs整理得：hc’= 2s取 ,?? 3/23/20 .).(0)(39。39。39。設人孔處的板間距等于或大于 600m。 2 / 46第一章 設計思路塔的選型 ?全塔物料衡算求理論塔板數氣液相負荷計算 ?塔的物性數據計算篩板塔設計流體力學性能校核 ?畫出負荷性能圖熱量衡算塔頂冷凝器（塔底再沸器）的設計計算 ?主要接管尺寸的選取進料泵的設計計算 3 / 46第二章 精餾塔的工藝設計 塔的選型篩板塔是現今應用最廣泛的一種塔型，設計比較成熟，具體優(yōu)點如下：⑴結構簡單、金屬耗量少、造價低廉.⑵氣體壓降小、板上液面落差也較小.⑶塔板效率較高.⑷改進的大孔篩板能提高氣速和生產能力，且不易堵塞塞孔. 物料衡算已知：Xf=34%XD=%Xw=%每小時處理摩爾量 F= ?hkmol/總物料衡算 WF??物料衡算 FDx=+聯(lián)立以上三式可得：F= hkmol/D= l/W= hkol/平均分子量：= + (） = kg/kmolFM??= 76+ () 154= kg/kmolD 4 / 46= 76+ () 154= kg/kmolWM?? 求操作線方程根據二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數據作出 yx 圖,如圖所示已知進料熱狀況參數 q=，則 q 線方程為： ????????Fxqy圖 解 法 求 理 論 板 數1baed進 料 線cd xy二硫化碳、四氯化碳的 yx 圖及圖解理論板 最小回流比和實際回流比的選取依公式 ???qeDxyR取操作回流比 41min 操作線方程與理論板數的確定精餾段操作線方程 ????? XnRXDnxy按常規(guī) M,T，在上圖上作圖解得：理論板數 （不包括塔釜） ，其中精餾段為 6層)(?TN層，提餾段為 （不包括塔釜） ，第 7 層為進料板。在設計過程中應考慮到設計的精餾塔具有較大的生產能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。精餾過程在能量計的驅動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移。對冷凝器計算采用塔釜液預熱，選用 Ф25 的碳鋼管，取管長為 6m，殼程數為 1，管程數為 2，傳熱總管數為 226 根。3 精餾塔設備設計計算 如：板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。共有 4 個人孔。板式精餾塔也是很早出現的一種板式塔，20 世紀 50 年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。 ???FLhkmol/ ；sMLS / 32??? =3600 =39。各計算如下：精餾段：①溢流堰長 為 ，即： =??②出口堰高 h w hw=hLhow 由 lw/D=, ml35../5/.查《化工原理課程設計》圖 317，知 E 為 0981.)4.(1082)(??故： ???③降液管寬度 與降液管面積dWfA有 = 查《化工原理課程設計》圖 316， ,/wlD ?. 628mAdTf ???sLHhf ..3361 ????④降液管底隙高度 0取液體通過降液管底隙的流速 =計算降液管底隙高度 即:0h mlwLshlso ????提餾段：①溢流堰長 為 ，即： = =39。039。2139。 5.??整理得:23223/2 ..).(5. sLsVsLs ??????/228019LsVs?此為液泛線的關系式，在操作控制范圍內去幾個 Ls,計算出相應的 Vs 值,結果如下：提餾段液泛線 VSLSLs. 3/ms3106.???Vs. 液相負荷上限線精餾段以 作為液體在降液管中停留時間的下限5s?? 5fTsAHL?? 23 / 46 則 , ????fTAHLs 3/ms據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限提留段以 作為液體在降液管中停留時間的下限5s?? 5fTsAHL?? 則 , ????fTAHL 3/m據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限 漏液線精餾段由 =,minouoC()lLvh????= = =,ino,isoVALwoow???????得 ? ?.)..(, 3/2?????? s整理得: /, LsVs此為液相負荷上限線的關系式，在操作控制范圍內去幾個 Ls,計算出相應的 Vs 值。mt ).().(ln)()(121 ????tT暫按單殼程、偶數管程考慮，則：R= ，故溫差校正系數 =1，可行。已知全塔板間距 ，?可選擇塔頂空間 。mt ).()1(ln)()(121 ????tTA= ???取安全系數為 ，則 ??管徑的選擇：設流率為 25 ，取碳鋼直徑 Ф25 的管子。Ct管中心距 mT水蒸氣溫度 176。20制圖圖形 圖紙的布局、線形、字體、箭頭、整潔等。K) Re殼程內諾準數K 總傳熱系數 2m0?殼程給熱系數2W/()K?D外殼直徑 0f管外流動摩擦系 數p公稱壓降 Pat結垢校正系數PN管程數 BN擋板數sn單程傳熱管數 傳熱總根數l管長 mP?殼程壓降 kPaTN管數 S傳熱面積 2mB擋板間距 p實際傳熱面積三、負荷性能圖 38 / 46精 餾 段 負 荷 性 能 圖01230 霧 沫 夾 帶 線液 泛 線漏 液 線液 相 負 荷 下 限 線P液 相 負 荷 上 限 線精餾段負荷性能圖提 留 段 負 荷 性 能 圖01230 霧 沫 夾 帶 線液 泛 線漏 液 線液 相 負 荷 下 限 線液 相 負 荷 上 限 線P提留段負荷性能圖考 核 評 語 39 / 46指導教師評語成績 指導教師： 年 月 日化工原理課程設計教師評分表 40 / 46評價單元 評價要素 評價內涵 滿分 評分出勤 能按時到指定設計地點進行課程設計，不曠課，不遲到，不早退。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產過程和理論的聯(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，通過此次設計讓我學會了如何細心地做事，很多數據需要精細的核對，防止由于計算導致的錯誤，同時，還要有耐心的做事，在校核過程中，對于出現的問題要重新計算，讓我成長了許多。由表塔板分塊數表查得，塔徑為 時，塔板分為 4 塊?！妫?，則估算面積為