新版化工原理专业课程设计.doc

南京工业大学 化工原理专业课程设计设计题目 常压甲醇水筛板精馏塔设计 学生姓名 班级、学号 指引教师姓名 居沈贵 课程设计时间课程设计成绩设计阐明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力及设计过程体现，20%设计答辩及回答问题状况，10% 设计最后成绩（五级分制）指引教师签字 南 京 工 业 大 学设计题目：常 压 甲醇水 筛 板 精 馏 塔 设 计 设计条件：体系：甲醇水体系 已知：进料量F= 220 kmol/h进料浓度ZF= 0.2 （摩尔分数，下同）进料状态：q 1 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不不不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用3kgf/cm2水蒸汽 全塔效率ET = 52%分离规定： XD= 0.995 ；XW= 0.002 ；回流比R/Rmin =1.6 。指引教师： 居沈贵 王重庆 年 6月 16 日 一前言31.精馏与塔设备简介52.体系简介53.筛板塔特点64.设计规定:6二、设计阐明书6三设计计算书71.设计参数拟定71.1进料热状态71.2加热方式71.3回流比（R）选取71.4 塔顶冷凝水选取82.流程简介及流程图82.1流程简介83.理论塔板数计算与实际板数拟定83.1理论板数计算83.1.1物料衡算83.1.2 q线方程93.1.3 Rmin和R拟定93.1.4精馏段操作线方程拟定93.1.5精馏段和提馏段气液流量拟定93.1.6提馏段操作线方程拟定93.1.7图解法求解理论板数如下图:103.2实际板层数拟定104精馏塔工艺条件计算104.1操作压强选取104.2操作温度计算114.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度计算114.3.1 密度及流量114.3.2液相表面张力拟定：124.3.3 液体平均粘度计算134.4塔径拟定134.4.1精馏段134.4.2提馏段144.5塔有效高度154.6整体塔高155.塔板重要工艺参数拟定165.1溢流装置165.1.1堰长lw165.1.2出口堰高hw165.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af165.1.4降液管底隙高度h0175.2塔板布置及筛孔数目与排列175.2.1塔板分块175.2.2边沿区宽度拟定175.2.3开孔区面积Aa计算175.2.4筛孔计算及其排列186.筛板力学检查186.1塔板压降186.1.1干板阻力hc计算186.1.2气体通过液层阻力Hl计算196.1.3液体表面张力阻力计算h计算196.1.4气体通过每层塔板液柱高hp196.2 筛板塔液面落差可忽视196.3液沫夹带196.4漏液206.5液泛207.塔板负荷性能图217.1漏液线217.2液沫夹带线217.3液相负荷下限线227.4液相负荷上限线227.5液泛线237.6操作弹性238.辅助设备及零件设计258.1塔顶冷凝器（列管式换热器）258.1.1估算换热面积258.1.2计算流体阻力268.1.1计算传热系数268.2釜式再沸器288.3原料预热器288.4管路设计298.4.1釜残液出料管298.4.2回流液管308.4.3再沸器蒸汽进口管308.2.4 塔顶蒸汽进冷凝器出口管30 8.2.5冷凝水管308.5冷凝水泵）319.设计成果汇总3210. 参照文献及设计手册34四设计感想34一前言1.精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物一种办法，是传质过程中最重要单元操作之一，蒸馏理论根据是运用溶液中各组分蒸汽压差别，即各组分在相似压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目。例如，设计所选用甲醇-水体系，加热甲醇（沸点64.5）和水（沸点100.0）混合物时,由于甲醇沸点较水为低,即甲醇挥发度较水高,故甲醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化蒸汽所有冷凝，即可得到甲醇构成高于原料产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行某些汽化成某些冷凝后来，最后可以在汽相中得到较纯易挥发组分，而在液相中得到较纯难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏办法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模生产中精馏应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简朴蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等各种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作与否持续蒸馏和间歇蒸馏。工业中蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下双组分精馏，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用诸如吸取，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目气液传质设备之一。塔设备普通分为阶跃接触式和持续接触式两大类。前者代表是板式塔，后者代表则为填料塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板流体力学研究很少，被以为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分研究并且通过了大量工业生产实践，形成了较完善设计办法。筛板塔和泡罩塔相比较具备下列特点：生产能力不不大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可减少30%左右；此外筛板塔构造简朴，消耗金属少，塔板造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论就是筛板塔。2. 体系简介甲醇水体系汽液平衡数据 (101.325kPa)：x0.00.020.040.060.080.100.150.20y0.00.1340.230.3040.3650.4180.5170.579t/100.096.493.591.289.387.784.481.7x0.30.40.50.60.70.80.90.951.0y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9580.9791.0t/7875.373.171.269.367.5666564.5由，算得各个组分下相对甲醇对水相对挥发度：t/96.493.591.289.387.784.481.77.582 7.169 6.843 6.610 6.464 6.066 5.501 t/7875.373.171.269.367.566654.632 4.035 3.525 3.143 2.868 2.691 2.534 2.454 相差较大，故用作图法求理论板数。3.筛板塔特点筛板塔板简称筛板，构造持点为塔板上开有许多均匀小孔。依照孔径大小，分为小孔径筛板(孔径为38mm)和大孔径筛板(孔径为1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦物系)。 筛板长处足构造简朴，造价低；板上液面落差小，气体压减少，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺陷是筛孔易堵塞，不适当解决易结焦、粘度大物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平不断提高，可使筛板操作非常精准，弥补了上述局限性，故应用日趋广泛。在保证精准设计和采用先进控制手段前提下，设计中可大胆选用。4.设计规定:设计条件：体系：甲醇-水体系 已知：进料量F=220 kmol/h进料浓度ZF= 0.2（摩尔分数，下同）进料状态：q 1 操作条件：塔顶压强为4 kPa(表压)，单板压降不不不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热 全塔效率ET = 52%分离规定： XD= 0.995 ；XW= 0.002 ；回流比R/Rmin =1.6 。二、设计阐明书（1） 设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式不同，分为持续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。持续蒸馏具备生产能力大，产品质量稳定等长处，工业生产中以持续蒸馏为主。间歇蒸馏具备操作灵活、适应性强等长处，但适合于小规模、多品种或多组分物系初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用持续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内多次某些气化与多次某些冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同设立。工业上以采用全凝器为主，以便精确控制回流比。（2） 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在关于工艺计算已完毕基本上进行。对于气、液恒摩尔流塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计成果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，普通选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，普通选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。 （2）若不同塔段塔板构造差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0也许有差别。对筛孔少、塔径大塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设立挡板。只有当不同塔段塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。（3） 筛板塔设计程序（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。（2）塔径计算。（3）塔板版面布置设计及降液管设计。（4）塔板操作状况校核计算作负荷性能图及拟定拟定操作点。三设计计算书1.设计参数拟定1.1进料热状态泡点进料时，塔操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动影响，塔操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大体相似，在设备制造上比较以便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高减少，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。因此依照设计规定，泡点进料，q1。1.2加热方式精馏塔设计中多在塔底加一种再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。因此本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130）间接水蒸汽加热。1.3回流比（R）选取实际操作R必要不不大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增长，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则规定塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间关系如下图所示。总费用最低点相应R值称为最佳回流比。设计时应依照技术经济核算拟定最佳R值，惯用适当R值范畴为：R（1.22）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R1.6Rmin。1.4 塔顶冷凝水选取 采用深井水，温度t122.流程简介及流程图 2.1流程简介含甲醇0.2（摩尔分数）甲醇-水混合液通过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一某些作为产品（含甲醇0.995），一某些回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，进入塔中（含甲醇0.002）。简略流程图如下：3.理论塔板数计算与实际板数拟定3.1理论板数计算3.1.1物料衡算已知进料量F220kmol/h，进料构成XF0.2，进料q1设计规定：XD0.995，Xw=0.002 衡算方程 ： 3.1.2 q线方程XF0.2 q1q线方程为：X0.2读图可知平衡线和q线交点为Xe=0.2，Ye=0.2723.1.3Rmin和R拟定R=1.6Rmin=1.6*1.0976=1.75623.1.4精馏段操作线方程拟定精馏段操作线方程： 3.1.5精馏段和提馏段气液流量拟定已知 D43.87kmol/h R1.7562精馏段：LRD77.04kmol/h V（R1）D120.91 kmol/h提馏段：LLqF77.04+220=297.04kmol/h VV（1q）FV120.91kmol/h3.1.6提馏段操作线方程拟定提馏段操作线方程：3.1.7图解法求解理论板数如下图:读图可知：精馏段理论板数11块，提留段理论板数=5+（0.003343-0.002)/(0.003343-0.0008358)=5.54块3.2实际板层数拟定N精=11/0.5222块N提=5.54/0.5211(涉及再沸器)NPN精+N提22+11=33块4精馏塔工艺条件计算4.1操作压强选取 应当依照解决物料性质，兼顾技术上可行性和经济上合理性原则。对热敏物料，普通采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增长，要使用抽空设备。对于物性无特殊规定采用常压操作。塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa 单板压降P=0.7kPa进料板压力pF=105.3+0.7*22=120.7kPa塔底压力pw=105.3+0.7*33=128.4 kPa精馏段平均压力pm=(105.3+120.7)/2=113.0 kPa提留段平均压力pm =(120.7+128.4)/2=124.6kPa4.2操作温度计算泡点进料：XF0.2 通过“t-x-y”图查得：进料板温度tF=81.7塔顶温度：tD=64.55塔底温度：tW=99.64精馏段平均温度tm=(81.7+64.55)/2=73.13提镏段平均温度tm=(99.64+81.7)/2=90.674.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度计算4.3.1 密度及流量设甲醇为a，水为b甲醇分子量为：32.04kg/kmol (Ma)水分子量为：18.01 kg/kmol (Mb)、精馏段精馏段平均温度73.13查t-x-y图得 xa0.4986，ya0.7783查表得：=742.87，液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=25.00 kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=28.93kg/kmol液相密度： 气相密度：（气相视为抱负气体）液相流量： 气相流量： 、提馏段提馏段平均温度：90.67查t-x-y图得 xa0.06558，ya0.3210=724.26，=964.84液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=18.93kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 22.51kg/kmol液相密度：气相密度：（气相视为抱负气体）液相流量： 气相流量： 4.3.2液相表面张力拟定：查图知：塔顶液相表面张力=64.55， =17.73 ,=65.35=0.995*17.73+(1-0.995)*65.35=17.97进料板液相表面张力tF=81.7，=16.35，=62.25=0.2*16.35+0.8*62.25=53.07塔底液相表面张力tw=90.67，=15.4，=60.58=0.002*15.4+0.998*60.58=60.45精馏段平均液相表面张力提馏段平均液相表面张力全塔平均液相表面张力4.3.3 液体平均粘度计算塔顶液体粘度:=64.55,=0.340,=0.441同理,进料板液体=0.331塔底液体=0.313精馏段平均液相粘度(+)/2=0.336提馏段平均液相粘度(+)/2=0.322全塔平均液相粘度(+)/2=0.3274.4塔径拟定4.4.1精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数umax 功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图查得：，由于m/su=0.7=0.7*2.25=1.57圆整得 D=1.0m塔截面积：实际空塔气速：4.4.2提馏段功能参数：取塔板间距=0.45m，板上液层高度，那么分离空间：- h1=0.45-0.07=0.38m从史密斯关联图查得：，由于u=0.7=0.7*1.67=1.25 圆整取： D=0.8m塔截面积： 空塔气速：4.5塔有效高度精馏段有效高度 提馏段有效高度从塔顶开始每隔7块板开一种人孔，其直径为0.6米,开人孔两块板间距取0.7米因此应多加高(0.7-0.45)33/7=1mZ=+1.0=9.9+4.95+1.0=15.58m4.6整体塔高(1)塔顶空间HD取HD=1.6=0.72m加一人孔0.6米,共为1.32m(2)塔底空间塔底储液高度依停留4min而定m取塔底液面至最下层塔板之间距离为1m，中间开始终径为0.6米人孔 1+0.803=1.803m(3)整体塔高 5.塔板重要工艺参数拟定5.1溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。5.1.1堰长lw取堰长lw0.66D5.1.2出口堰高hwhwhLhow 其中 近似取E1，得how=0.006657m ，how= 0.01443m hw取0.05m hw取0.05m实际5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af查图知 精馏段： 验算液体在降液管内停留时间提镏段： 停留时间5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取则精馏段：=提镏段：=故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度取0.06m5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1塔板分块D800mm，故塔板采用分层，查表塔板分为3块。5.2.2边沿区宽度拟定取m5.2.3开孔区面积计算精馏段：x=0.5-（0.13+0.07）=0.3m，r=0.5-0.05=0.45m，=0.497提镏段：x=0.4-(0.13+0.07)=0.2m， r=0.4-0.05=0.35m ，=0.26385.2.4筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为=0.907精馏段：筛孔数目n为个 气体通过阀孔气速:提馏段 筛孔数目n为个6.筛板力学检查 6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算由/=1.67查图得=0.772故精馏段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(1.136/812.81)(17.03/0.772)=0.0347m液柱提馏段= 0.051（v/l）（uo/co）2=0.051(2.46/930.53)(11.53/0.772)=0.0300m液柱6.1.2气体通过液层阻力Hl计算精馏段:ua=Vs/(AT-2Af)=0.855/(0.785-20.05652)=1.272m/s =ua=1.356查表得=0.610Hl=(h+h)=0.6100.057=0.03477m（液柱）提馏段ua=Vs/(AT-2Af)=0.3073/(0.5024-20.03617)=0.715m/s =ua=1.12 查表得=0.635Hl=(h+h)=0.6350.06443=0.0409m（液柱）6.1.3液体表面张力阻力计算计算精馏段=液柱提馏段=液柱6.1.4气体通过每层塔板液柱高可按下计算精馏段=0.0347+0.057+0.00356=0.09526m液柱 提馏段=0.003+0.06443+0.00622=0.07365m液柱6.2 液面落差对于D1.6m筛板，液面落差可以忽视不计。6.3液沫夹带(kg液/kg气)精馏段， 提馏段， 本设计液沫夹带量在容许范畴0.1 kg液/kg气内,符合规定.6.4漏液筛板塔,漏液点气速=带入数据得：精馏段m/s,提馏段m/s实际孔速:精馏段,提馏段稳定系数:精馏段K=uo/uomim=17.3/8.83=1.96,提馏段K =uo/uomim =11.53/5.82=1.98均不不大于1.5不大于2,因此设计无明显液漏符合规定.6.5液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd()对于设计中甲醇-水体系=0.5，Hd0.5=0.25m由于板上不设进口堰精馏段m液柱提馏段因此不会发生淹泛现象7.塔板负荷性能图7.1漏液线由=得精馏段：=得=提馏段：=得=7.2液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由精馏段：， 整顿得提馏段：， 整顿得7.3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷原则，由式计算精馏段 提馏段 7.4液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留下限故精馏段： 提镏段： 7.5液泛线Hd=()由，得其中带入数据精馏段 提馏段因此精馏段提馏段7.6操作弹性由以上各线方程式，可画出图塔操作性能负荷图。依照生产任务规定气液负荷，可知操作点在正常操作范畴内，作出操作线由图，故精馏段操作弹性为/=3.56由图，故提馏段操作弹性为/=4.93精馏段提馏段操作弹性均不不大于3不大于5,符合规定。8. 辅助设备及零件设计8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1预计换热面积甲醇-水冷凝蒸汽数据tD=64.55冷凝蒸汽量：由于甲醇摩尔分数为0.995,因此可以忽视水冷凝热,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始温为12，取冷凝器出口水温为20，在平均温度物性数据如下（甲醇在膜温40.3下，水在平均温度16下）（kg/m3）Cp(KJ/k.)kg(s.m)(w/(m.)甲醇-水1.1562.5964510-50.1888水998.84.1862111110-50.5887a. 设备热参数：b水流量：c平均温度差：依照“传热系数K预计表”取K=W/(m2.) 传热面积预计值为：安全系数取1.2 换热面积A=1.2*12.2=14.64m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管数：个管长：取管心距壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板间距B=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm600管子尺寸/mm25公称压力 PN/（MPa）1.6管子长l/m1.5管程数Np1管数n/根113壳程数Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、壳程流速及Re:（一）管程流通截面积：管内水流速（二）壳程流通截面积： 取=11壳内甲醇-水流速 当量直径 8.1.2计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度为0.1mm，则/d=0.005,查得摩擦系数=0.0365 符合普通规定壳程流体阻力 Re=661.2500，故管子排列为正三角形排列，取F=0.5挡板数 块 代入得 取污垢校正系数F=1.0=8376.9Pa10kPa故管壳程压力损失均符合规定8.1.3计算传热系数管程对流给热系数膜雷诺数所觉得垂直湍流管=3.89104壳程对流给热系数Re=661.2Pr0=8=0.36=837.8计算传热系数取污垢热阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面积为基准 则K=2.357kW/(m2.)计算传热面积 A=m2所选换热器实际面积为A=n=13.3m2裕度所选换热器适当8.2釜式再沸器：计算热负荷：考虑到5%热损失后 选用0.2MPa饱和水蒸气加热，因两侧均为恒温相变 取传热系数K=1000W/（m2.K）估算传热面积取安全系数0.8，实际传热面积A=172.9/0.8=216.12m28.3原料预热器原料加热：采用压强为270.25kPa饱和水蒸汽加热，温度为130，冷凝温度至130流体形式，采用逆流加热 查表Cp甲醇=2.48 kJ/(kgK) Cp水=4.183 kJ/(kgK)摩尔分数 xF=0.20依照上式可知：Cpc=2.480.2+4.1380.8=3.8064kJ/(kgK)设加热原料温度由20到81.7 考虑到5%热损失后选取传热系数K=800 w/(m2K)计算传热面积：取安全系数为0.8 A实际=5.23/0.8=6.6m28.4管路设计8.4.1釜残液出料管釜残液体积流量：取适当输送速度uw=0.785m/s则经圆整选用热轧无缝钢管，规格：45mm2.5mm实际管内流速：8.4.2回流液管回流液体积流量运用液体重力进行回流，取适当回流速度，那么经圆整选用热轧无缝钢管，规格：57mm3.5mm实际管内流速：8.4.3再沸器蒸汽进口管V=120.9118/0.6=1.0设蒸汽流速为15m/s,经圆整选用热轧无缝钢管，规格：325mm12.5mm实际管内流速：8.4.4塔顶蒸汽出口管V=120.9132.04/1.156=0.93设蒸汽流速为15m/s,经圆整选用热轧无缝钢管，规格：325mm12.5mm实际管内流速：8.4.5冷凝水管深井水温度为12，水物性数据：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水质量流率，取流速为2m/s管径选用 1594.5mm热轧无缝钢管实际流速为8.5冷凝水泵雷诺数取=0.01，,查图摩擦系数=0.0315各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90弯头4半开型球阀0.560.7549.5设管长为5米,扬程 取H0=20m 流量选取IS100-65-250型离心泵,参数为流量V=120,扬程,H=74.5m转速泵效率,=73% 轴功率Na=33.3kW9.设计成果汇总筛板塔设计计算成果及符号汇总表参数符号参数名称精馏段提馏段T m (C)平均温度73.1390.67P m (kpa)平均压力113.0124.6M Lm(kg/kmol)液相平均摩尔质25.0018.93M Vm(g/kmol)气相平均摩尔质量28.9322.51lm (kg/m)液相平均密度812.81930.53vm (kg/m)气相平均密度1.1362.46m (dyn/cm)液体平均表面张力35.5256.76m (mpas)液体平均粘度0.3360.322Vs(m/s)气相流量0.8550.3073Ls (m/s)液相流量0.0006580.00168N实际塔板数2211Z( m)有效段高度9.454.95D(m)塔径1.00.8H T(m)板间距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l W (m)堰长0.660.528h W (m)堰高0.050.05hl (m)板上液层高度0.0570.06443h OW (m)堰上液层高度0.0066570.01443h O (m)降液管底隙高度0.010.032W d (m)降液管宽度0.130.104W s (m)安定区宽度0.070.07W c (m)边沿区高度0.050.05Aa (m)有效传质面积0.4970.2638A T (m)塔横截面积0.7850.5024A f (m)降液区面积0.056520.03617A O （m）筛孔面积0.05020.0267d O（m）筛孔直径0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n筛孔数目25511355（%）开孔率10.110.1u （m/s）空塔气速1.090.612安全系数0.70.7u O（m/s）筛孔气速17.0311.53K稳定系数1.961.98h c （m液柱）干板阻力0.03470.03h l （m液柱）液体有效阻力Hl0.034770.0409h（m液柱）液体表面张力阻力0.003560.001622h p （m液柱）总阻力0.095260.07365P（pa）每层塔板压降700700 (s)停留时间38.659.688ev (0.1kg液/kg干气)液沫夹带量0.015090.00182液泛合格合格漏液合格合格E液流收缩系数1.01.0C O孔流系数0.7720.772液层充气系数0.6100.635相对泡沫密度0.50.510. 参照文献及设计手册1.管国锋.赵汝溥.化工原理（第二版），北京:化学工业出版社，. 2.汤金石等 化工过程及设备课程设计 北京：化学工业出版设，19983.国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册（上、下），北京:化学工业出版社，1996.4.贾绍义，柴诚敬。化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计），天津:天津大学版社，5.王国胜。化工原理课程设计，大连:大连理工大学出版社，6.姚玉英,陈常贵，柴诚敬.化工原理（上、下册），天津:天津大学出版社，7.谭天恩，窦梅，周明华 等编著. 化工原理(第三版)，北京:化学工业出版社，.8.陈英南，刘玉兰. 惯用化工单元设备设计.上海:华东理工大学出版社,9.柴诚敬，王军.张缨.化工原理课程设计，天津科学技术出版社，天津:.10.刘雪暖 汤景凝等 化工原理课程设计 山东：石油大学出版社，四设计感想两周化工原理课程设计终于告一段落，原本以为很轻松课程设计做起来并不是想象中那么容易。在做过程中需要查找大量资料，解决大量数据，虽然辛苦，但是收获颇丰。在上面几种月化工原理学习中，我对于精馏塔结识是很有限，咱们所遇到精馏塔计算也仅限于书上例题和为了考试做某些资料，它们都是简化了或者局部计算，而这次课程设计让我接触到完完整整精馏计算和某些辅助设备计算。让我感觉到，光是平时学习内容对于在工程方面应用是远远不够，这需要咱们平时自觉培养自己自学能力，设计中我学会了离开教师进行自主学习，参看多本指引书，完善自己设计。课程设计协助我更好熟悉了WORD、ORIGIN等软件操作。此前用起来很不顺手软件当前已经可以很熟悉操作了，并且还学会了这些软件中此前我不会功能。