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化工原理课程设计分离甲醇水混合液的浮阀精馏塔设计

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四川大学化学工程学院
化工原理课程设计

——分离甲醇—水混合液的浮阀精馏塔

设计者: 贺水流
学号:
班级: 过控一班
电话:
邮箱: .
指导教师: 夏素兰
设计时间: .1.5— .2.20

四川大学化学工程学院
Sichuan Institute of Chemical Technology
一、 设计任务
设计题目: 分离甲醇—水混合液的浮阀精馏塔
原料液:
组成: 甲醇45% 水55%
处理量: 4000kg/h
温度: 30˚C
馏出液:
组成: 甲醇99.5%
残液:
组成: 甲醇1.5%( 均为质量百分数)

操作压力: 常压连续操作
二、 背景介绍
1 . 精馏原理
精馏过程的基础是混合液组分间挥发度的差异, 而塔内的气、 液”回流”则是沿塔高不断进行气、 液传质实现精馏的必要条件。
沿塔流动的气、 液相每经过一块塔板都将发生一次气相的部分冷凝和液相的部分气化, 气、 液相组成随之发生一次改变, 使气相中轻组分得到一次增浓, 液相中重组分得到一次增浓。其结果最终可在塔顶得到轻组分含量很高的蒸气相( 馏出液) 产品, 而在塔底得到重组分含量很高的釜液产品, 从而实现混合液体的高纯度分离。
利用混合物中各组分挥发能力的差异, 经过液相和气相的回流, 使气、 液两相逆向多级接触, 在热能驱动和相平衡关系的约束下, 使得易挥发组分( 轻组分) 不断从液相往气相中转移, 而难挥发组分却由气相向液相中迁移, 使混合物得到不断分离, 称该过程为精馏。该过程中, 传热、 传质过程同时进行, 属传质过程控制。其精馏塔如图3-1所示。原料从塔中部适当位置进塔, 将塔分为两段, 上段为精馏段, 不含进料, 下段含进料板为提留段, 冷凝器从塔顶提供液相回流, 再沸器从塔底提供气相回流。气、 液相回流是精馏重要特点。

2 . 板式塔作用原理
板式塔是在圆柱形壳体内按一定间距水平设置若干层塔板, 液体靠重力作用自上而下流经各层板后从塔底排出, 各层塔板上保持有一定厚度的流动液层; 气体则在压强差的推动力下, 自塔底向上依次穿过各塔板上的液层上升至塔顶排出。气、 液在塔内逐板接触进行质、 热交换, 故两相的组成沿塔高呈阶跃式变化。
板式塔为逐级接触式气液传质设备, 塔内沿塔高装有若干层塔板, 液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底, 并在各块板面上形成流动的液层; 气体则靠压强差推动, 由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、 液两相在塔内进行逐级接触, 两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。
与填料塔相比, 板式塔具有压降较大; 空塔气速较大; 较稳定, 效率较高; 持液量较大; 液气比适应范围较大; 安装检修较容易; 大直径时造价较低等优点。

3 . 浮阀塔
浮阀塔是板式塔的一种, 是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展形成的。自20世纪50年代问世后, 迅速在石油化工行业得到推广, 至今仍为应用最广的塔板结构。
在塔板上按一定方式开有若干个阀孔, 将浮阀本身带有的几根阀腿插入阀孔后, 再将阀腿的底脚旋转90˚, 用以限制浮阀开度同时防止阀片被气体吹走。阀片周边有几个冲出的略向下弯的定距片, 静止时, 浮阀靠定距片与塔板点接触坐落在阀孔上, 可避免停工后阀片与板面间的粘连。操作时, 由阀孔上升的气流经阀片与塔板间隙沿水平方向进入液层, 可增加气液两相的接触时间; 浮阀的开度随气量变化, 在低气量时, 开度较小, 气体仍能以足够的气速经过缝隙, 可避免漏液现象的发生; 在高气量时, 阀片自动浮动, 开度较大, 使气速不致过大, 从而可避免过量液沫夹带现象的发生。
浮阀的阀片能够浮动, 随着气体负荷的变化而调节其开启度, 因此, 浮阀塔的操作弹性大, 特别是在低负荷时, 仍能保持正常操作。浮阀塔由于气液接触状态良好, 雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故), 塔板效率较高, 生产能力较大。塔结构简单, 制造费用便宜, 并能适应常见的物料状况, 是化工、 炼油行业中使用最广泛的塔型之一。因此, 浮阀塔具有性能稳定、 操作弹性大、 塔板效率高的优点。
浮阀主要有V型和T型两种, 特点是: 生产能力比泡罩塔约大20%～40%; 气体两个极限负荷比为5～6, 操作弹性大; 板效率比泡罩塔高10%～15%; 雾沫夹带少, 液面梯度小; 结构难于泡罩塔与筛板塔之间; 对物料的适应性较好等, 通量大、 放大效应小, 常见于初浓段的重水生产过程。
三、 工艺流程图
图3-1 精馏塔作用原理图

四、 精馏塔的设计
1 . 全塔物料衡算
( 1) 原料液、 馏出液及残液的摩尔分数和平均摩尔质量的计算
原料液的质量百分率:
馏出液的质量百分率:
残液的质量百分率:
甲醇的摩尔质量:
水的摩尔质量:
则原料液的摩尔分数:
平均摩尔质量:
馏出液的摩尔分数:
平均摩尔质量:
残液的摩尔分数:
平均摩尔质量:
计算得到:

( 2) 原料液、 馏出液及残液的摩尔流率计算

(1)
(2)
(1) 、 ( 2) 联立, 解出D=55.701kmol /h , W=122.772kmol/h
2 . 加料热状态参数q值的确定
( 1) 进料液、 馏出液、 残液的温度确定
因为是冷液进料, 因此塔顶温度即为塔顶组成的泡点温度, 塔底温度即为塔底组成的露点温度。
查《化学化工原理物性手册》甲醇和水在不同温度下的饱和蒸汽压列表4-2-1:
温度( ℃)
64.5
70
75
80
85
90
95
100
P0A( kPa)
101.3
125.15
150.81
180.67
215.2
254.95
300.5
352.4
P0B( kPa)
24.4
31.16
38.55
47.36
57.8
70.11
84.53
101.3
表中P0A , P0B分别为甲醇和水在相应温度下的饱和蒸汽压。
假设甲醇和水物系视为理想溶液物系, 根据拉乌尔定律:
与 , 常压连续操作, 故P=101.3kPa, 根据表4-2-1中数据计算不同温度对应的组分x,y后列表。

甲醇——水溶液( 101.3kPa) 的t-x( y) 关系表4-2-2:
t/℃
64.5
70
75
80
85
90
95
100
x
1
0.746
0.559
0.405
0.276
0.169
0.078
0
y
1
0.922
0.832
072.2
0.587
0.425
0.230
0

根据上表做出甲醇和水的t-x( y) 关系图:

甲醇—水体系t-x( y) 图

由甲醇—水体系t-x( y) 图可查得:
原料液组成时, 其泡点温度;
馏出液组成 时, 其泡点温度;
残液组成时, 其露点温度。

( 2) q值的计算
在平均温度下, 由《化工原理( 上册) 》附录12查得甲醇、 水的摩尔比热容, 由附录13查得甲醇、 水的摩尔气化潜热, 其相关物性数据如下:
甲醇的摩尔比热容
甲醇的摩尔气化潜热
水的摩尔比热容
水的摩尔气化潜热

假设该体系满足恒摩尔流假设。
原料液的平均摩尔比热容
平均气化潜热

其中, tb与tF分别为原料液的泡点温度和进料温度。
( 3) q线方程式
q线方程: ①
3 . 最小回流比的计算
( 1) 相对挥发度的计算
由于前面已经假设物系为理想溶液, 则相对挥发度可用计算。
查《化学化工物性手册》得到甲醇和水在相应温度下的饱和蒸汽压:

当时, 甲醇的饱和蒸汽压
水的饱和蒸汽压
此温度下相对挥发度
当时, 甲醇的饱和蒸汽压
水的饱和蒸汽压
此温度下相对挥发度:

当时, 甲醇的饱和蒸汽压
水的饱和蒸汽压
此温度下相对挥发度:
则, 精馏段相对挥发度为:
提留段相对挥发度为:
全塔相对挥发度为:
( 2) 平衡方程式
相平衡方程: ②
或 ③
( 3) 最小回流比的计算
联立q线方程①与相平衡方程②( 或②) , 解得 ,
最小回流比
( 4) 实际回流比的计算

全回流的最少理论板数:

根据实验和生产数据统计, 一般最适宜回流比的范围为。
取不同的回流比R, 得到相应的X值, 列于表中, 查吉利兰图, 得到相应的Y值, 根据公式计算得到N, 将所得结果列表:

1.1
0.0416
0.59
18.8773
1.3
0.12494
0.52
15.9785
1.5
0.19494
0.46
14.092
1.7
0.25458
0.41
12.813
1.9
0.30599
0.38
12.1446
2.1
0.35076
0.35
11.538
2.3
0.39011
0.32
10.9848
2.5
0.42496
0.3
10.6424
2.7
0.45604
0.28
10.319
2.9
0.48394
0.27
10.1639
3.1
0.50911
0.26
10.0131

由上表做出图象, 如下图所示:

取, R/Rmin=1.97503

4 . 精馏段和提馏段的气、 液流量
(1) 精馏段内气、 液流量
精馏段内气、 液的摩尔流率:

( 2) 提馏段内气、 液流量
故提馏段内气、 液的摩尔流率:

5 . 塔板数的计算
( 1) 逐板计算法
相平衡方程:
或 ( 1)
精馏段操作线方程: ( 2)
提馏段操作线方程: ( 3)

由式( 2) 与式( 3) 联立求解得两操作线交点坐标

下面由式( 1) 与式( 2) 交替使用确定精馏段理论板数。计算过程如下:
第1块板上升的蒸气组成
第1块板下降的液体组成由式( 1) 计算
第2块板上升的气相组成由式( 2) 计算
第2块板下降的液体组成
第3块板上升的气相组成
第3块板下降的液体组成
第4块板上升的气相组成
第4块板下降的液体组成
第5块板上升的气相组成
第5块板下降的液体组成
第6块板上升的气相组成
第6块板下降的液体组成

因, 因此第6块板为加料板, 第6块板之前为精馏段, 之后为提馏段。
下面由式( 1) 与式( 3) 交替使用确定提馏段理论板数。计算过程如下:

第7块板上升的气相组成由式( 3) 计算
第7块板下降的液体组成由式( 1) 计算
第8块板上升的气相组成
第8块板下降的液体组成
第9块板上升的气相组成
第9块板下降的液体组成
第10块板上升的气相组成
第10块板下降的液体组成
第11块板上升的气相组成
第11块板下降的液体组成
第12块板上升的气相组成
第12块板下降的液体组成

因, 故总理论板数为12块, 精馏段5块板, 第6块板为进料板。

每块塔板上气、 液相组成列入下表:

塔板序号
气相组成y
液相组成x
1
0.9912
0.9675
2
0.9754
0.9132
3
0.9392
0.8039
4
0.8663
0.6325
5
0.7521
0.4462
6
0.6279
0.3095
7
0.5090
0.2160
8
0.3533
0.1267
9
0.2051
0.0641
10
0.1010
0.0290
11
0.0426
0.0117
12
0.0138
0.0037

( 2) 塔效率
奥—康奈尔关联法, 对精馏塔, 采用挥发度与液相粘度的乘积为参数来表示全塔效率。
奥—康奈尔关联式:
式中: ——全塔的相对挥发度
——精馏段与提馏段的平均粘度
( 其中为加料中i组分的摩尔分数, 为液相中i组分的粘度)
由于塔顶温度 塔底温度
取塔底和塔顶的平均温度为定性温度, 则
甲醇的粘度 水的粘度
则,
当时, 甲醇的饱和蒸汽压
水的饱和蒸汽压
此平均温度下相对挥发度

( 3) 实际塔板数的计算
实际塔板数为
精馏段 , 取 块
提馏段 , 取 块
故, 实际精馏段塔板数为11块, 第12块为进料板, 提馏段塔板数为16块, 总的实际塔板数为27块( 包括再沸器) 。
6(2) 精馏段塔径的计算
( 1) . 汽液相体积流率的计算
A .气、 液相平均摩尔质量的计算

塔顶组成
塔顶气相平均摩尔质量
塔顶液相平均摩尔质量
进料板组成
加料板气相的平均摩尔质量
加料板液相的平均摩尔质量
塔底组成
塔底气相的平均摩尔质量
塔底液相的平均摩尔质量
则,
精馏段气相的平均摩尔质量
精馏段液相的平均摩尔质量
提馏段气相的平均摩尔质量
提馏段液相的平均摩尔质量

B . 平均密度的计算

a . 液相平均密度的计算

由《化工原理( 上册) 》附录5, 附录8 查得,
时, 甲醇的密度 水的密度
时, 甲醇的密度 水的密度
时, 甲醇的密度 水的密度
混合液体的密度计算公式
塔顶, 液相密度
进料板, 液相密度
塔底, 液相密度

因此, 精馏段液体的密度
提馏段液体的密度

b . 气相平均密度的计算
精馏段气体的密度
其中, 定性温度Tm=(63.5+30)/2=46.75℃
提馏段气体的密度
其中, 定性温度Tm=(98+30)/2=64℃

C . 精馏段内气、 液相的体积流量

精馏段内气、 液的体积流率:
气体体积流率
液体体积流量
提馏段内气、 液的体积流率:
气体体积流率
液体体积流量

(2)液相平均表面张力的计算
液相表面张力的计算
时, 甲醇的表面张力
水的表面张力
时, 甲醇的表面张力
水的表面张力
时, 甲醇的表面张力
水的表面张力
则:
塔顶组成的表面张力:
进料板组成的表面张力:
塔底组成的表面张力:
则, 精馏段液相平均表面张力:
提馏段液相平均表面张力:
( 3) 精馏段塔径及相关尺寸计算

根据《化工原理( 下册) 》P139页表11.2, 估取板间距为, 由于一般常压塔取, 取板上清液层高度, 则。
由 和 的值, 在《化工原理( 下册) 》P142页, 史密斯关联图上查得
则液泛气速:

气体流通截面上的适宜气速
取泛点气速
气体流通截面积
则, 塔径为 根据标准塔径圆整为1.2m, 由浮阀塔间距标准查得塔径为1.2m时的板间距可取400mm, 因此, 假设的板间距可用。

降液管所占塔板面积与截面面积之比的计算
此精馏塔的溢流形式选择单流型, 一般单流型可取, 取, 由弓形降液管的参数图查得 。
因为, 因此得到 此时, 塔径为
圆整得D=1.2m, 则:
实际塔板面积 操作气速
溢流装置相关计算
堰长
堰高 按标准取堰高hW=0.079m
其中,
由LS/( LW) 2.5=6.63 由流液收缩系数计算图查得E=1
由前面计算知: 降液管宽度Wd=0.168m 降液管面积Af=0.071m2
液体在降液管中的停留时间 大于5s, 故满足要求。
降液管的底隙高度 其中, 经过降液管底隙的液体流速u0’=0.08m/s
凹形受液盘深度h0’取为0.05m
塔板布置
边缘区宽度Wc取为0.05m 安定区宽度Ws取为0.075m
开孔区( 鼓泡区) 面积
其中:
浮阀个数及其排列
取F1型浮阀, 其阀孔直径d0=39mm 初取阀孔动能因子
则, 阀孔气速u0=8.5m/s 阀孔个数 圆整取n=121
拟定浮阀按等腰三角形叉排 厚度δ=3mm 阀孔中心距t’=75mm
相邻两排间距
根据塔板上浮阀的实际分布( 如下图1) 出实际浮阀个数N=117。

精馏段塔板版面布置及浮阀分布图1

由实际浮阀数计算下列参数:
阀孔气速 动能因子在适宜的范围内
塔板开孔率
一般对常压塔, 则满足要求。

精馏段塔高
( 4) 提馏段塔径及相关尺寸的计算

根据《化工原理( 下册) 》P139页表11.2, 估取板间距为, 由于一般常压塔取, 取板上清液层高度, 则。
由 和 的值, 在《化工原理( 下册) 》P142页, 史密斯关联图上查得
则液泛气速:

气体流通截面上的适宜气速
取泛点气速
气体流通截面积
则, 塔径为 根据标准塔径圆整D’=1.2m, 由浮阀塔间距标准查得塔径为1.2m时的板间距可取400mm, 因此, 假设的板间距可用。

降液管所占塔板面积与截面面积之比的计算
此精馏塔的溢流形式选择单流型, 一般单流型可取, 取, 由弓形降液管的参数图查得 。
因为, 因此得到
此时, 塔径为 圆整得D’=1.2m, 则:
实际塔板面积 操作气速
溢流装置相关计算
堰长
堰高 按标准取堰高hW=0.079m
其中,
由LS/( LW) 2.5=12.303 由流液收缩系数计算图查得E=1.024
由前面计算知: 降液管宽度Wd=0.168m 降液管面积Af=0.076m2
液体在降液管中的停留时间 大于5s, 故满足要求。
降液管的底隙高度 其中, 经过降液管底隙的液体流速u0’=0.08m/s
凹形受液盘深度h0’取为0.05m
塔板布置
边缘区宽度Wc取为0.05m 安定区宽度Ws取为0.075m
开孔区( 鼓泡区) 面积
其中:
浮阀个数及其排列
取F1型浮阀, 其阀孔直径d0=39mm 初取阀孔动能因子
则, 阀孔气速u0=11.09m/s 阀孔个数 圆整取n=130
拟定浮阀按等腰三角形叉排 厚度δ=3mm 阀孔中心距t’=75mm
相邻两排间距 按标准取t=80mm
根据塔板上浮阀的实际分布(如下图2)数出实际浮阀个数N=117
提馏段浮阀塔板版面布置及浮阀分布图2

由实际浮阀数计算下列参数:
阀孔气速 动能因子在适宜的范围内
塔板开孔率
一般对常压塔, 则满足要求。

提馏段塔高

7. 塔高的确定
在精馏段与提馏段的结合处预留人孔, 此处板间距能够取为0.7m

取精馏段最上面一块塔板距塔顶的距离为1m

取提馏段最下面一块塔板距塔底的距离为0.8m

则, 全塔高度为: Z=Z1+Z2+0.7+1+0.8=12.5m

五、 浮阀塔流体力学校核
1.精馏段
( 1) 塔板阻力校核
干板阻力hd
临界阀孔气速>u0=8.502m/s
则, 液柱
液层阻力 液柱 其中β取值为0.5
塔板阻力液柱

( 2)液沫夹带校核
泛点率 或
其中: 取K=1
泛点负荷因子CF查图得CF=0.112 板上液流面积m2
计算所得泛点率均小于0.8, 故不会产生过量的液沫夹带。
( 3)溢流液泛校核
流体流过降液管底隙的阻力液柱
降液管清液层高度液柱
降液管中泡沫层高度液柱 ( 取泡沫层相对密度φ=0.6)
由于, 大于H’d ,故不会发生降液管液泛。
( 4) 负荷性能图及操作弹性
负荷性能图

①漏液线
动能因子F0<5时, 会发生严重漏液, 故取F0=5计算相应气相流量
其中:

②过量雾沫夹带线
因塔径D>0.9m,取F1=0.8, 由泛点率公式得: 整理得: ( V, L单位均为m3/s) 上式为一直线关系。

③液相负荷下限线
以平堰上液层高度h0W=0.006m作为液相负荷下限标准, 则
代入E=1, LW=0.794, 得L=0.0013m3/s

④液相负荷上限线
液体在降液管中最短停留时间以τ=3s计算, 则

⑤溢流液泛线
m
hW=0.079m

( , )

根据式得:

操作性能图

列表描点法作图( 单位m3/s)
①
L
0
0.0015
0.003
0.0045
0.006
0.0075
0.01
0.0115
0.013
0.015
V
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
②
L
0
0.0015
0.003
0.0045
0.006
0.0075
0.01
0.0115
0.013
0.015
V
2.388261
2.33176
2.27526
2.218759
2.162259
2.105759
2.011591
1.955091
1.89859
1.823257
③
L
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
0.001299
V
0.5
0.7
0.9
1.1
1.3
1.5
1.7
1.9
2.1
2.5
④
L
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
V
0.5
0.7
0.9
1.1
1.3
1.5
1.7
1.9
2.1
2.3
⑤
L
0
0.0015
0.003
0.0045
0.006
0.0075
0.01
0.0115
0.013
0.015
V
3.106996
3.013098
2.938365
2.854916
2.75795
2.64424
2.408338
2.23152
2.01946
1.657762
操作点
液相
0.001034
气相
1.218327

由上表中数据做出下图:
精馏段负荷性能图

精馏段的设计点位于图中心偏左, 且由图可知塔的操作负荷上限受雾沫夹带限制, 下限受液层控制。
则, 由图可知精馏段

2.提馏段
( 1) 塔板阻力校核
干板阻力hd
临界阀孔气速>u0=8.502m/s
则, 液柱
液层阻力 液柱 其中β取值为0.5
塔板阻力液柱
( 2)液沫夹带校核
泛点率 或
其中: 取K=1
泛点负荷因子CF查图得CF=0.08 板上液流面积m2
计算所得泛点率均小于0.8, 故不会产生过量的液沫夹带。
( 3)溢流液泛校核
流体流过降液管底隙的阻力液柱
降液管清液层高度液柱
降液管中泡沫层高度液柱 ( 取泡沫层相对密度φ=0.6)
由于, 大于H’d ,故不会发生降液管液泛。
( 4) 负荷性能图及操作弹性
负荷性能图

①漏液线
动能因子F0<5时, 会发生严重漏液, 故取F0=5计算相应气相流量
其中:

②过量雾沫夹带线
因塔径D>0.9m,取F1=0.8, 由泛点率公式得: 整理得: ( V, L单位均为m3/s) 上式为一直线关系。

③液相负荷下限线
以平堰上液层高度h0W=0.006m作为液相负荷下限标准, 则
代入E=1.024 LW=0.794, 得L=0.0013m3/s

④液相负荷上限线
液体在降液管中最短停留时间以τ=3s计算, 则

⑤溢流液泛线
m
hW=0.079m

( , )

根据式得:

操作性能图
列表描点法作图( 单位m3/s)

①
L
0
0.0015
0.003
0.0045
0.006
0.0075
0.009
0.0105
0.012
0.015
V
0.774628
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
0.660722
②
L
0
0.0015
0.003
0.0045
0.006
0.0075
0.009
0.0105
0.012
0.015
V
2.088246
2.018237
1.948228
1.878219
1.80821
1.738201
1.668192
1.598183
1.528174
1.388156
③
L
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
0.001253
V
0.5
0.7
0.9
1.1
1.3
1.5
1.7
1.9
2.8
4
④
L
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
0.009147
V
0.5
0.7
0.9
1.1
1.3
1.5
1.7
1.9
2.4
3
⑤
L
0
0.0015
0.003
0.0045
0.006
0.0075
0.009
0.0105
0.012
0.015
V
3.848912
3.730045
3.636034
3.531543
3.410509
3.268886
3.102606
2.906621
2.673808
2.043988
操作点
液相
0.00192

气相
1.695565

由上表中数据做出下图:

提馏段负荷性能图

提馏段的设计点位于图中心偏左, 且由图可知塔的操作负荷上限受雾沫夹带限制, 下限受液层控制。
则, 由图可知提馏段

七、 塔顶冷凝器的选用
1.物料衡算
用水进行冷却, 设水进口温度, 出口温度
塔顶冷凝液温度取塔顶产品组分下的泡点温度
甲醇质量分数
由《化工原理( 上册) 》附录13查得:
时 甲醇的气化潜热为
水的气化潜热为
平均汽化潜热
冷凝量:

冷却剂水的平均温度, 查附录5得
水的比定压热容
密度
粘度
导热系数
则水用量为
冷却水走管程, 甲醇-水走壳程, 选择普通无缝钢管。

对数平均温度
由列管式换热器总传热系数K的经验数据表查得甲醇-水体系的总传热系数, 取总传热系数。
则换热面积
2.换热器选用
由于是蒸汽冷凝, 故没有并流、 逆流之分, 温度修正系数, 不考虑热补偿, 现选用两台台单壳程的浮头式换热器, 于《化工原理( 上册) 》附录25 II中初
选, 其具体参数如下所示:

外壳直径/mm
500
公称压力/MPa
4.0
公称面积/㎡
65
管子排列方式
正方形◊
管长/m
6
管子外径/mm
25
管子总数
124
管程数
2
壳程数
1
管程流通截面积/㎡
0.01948
折流板间距/mm
200
壳程流通截面积/㎡
0.0358
折流板切去的弓形缺口高度/mm
113.5

换热器实际换热面积
若采用此传热面积, 则要求的总传热系数为

八、 塔接管设计
1. 塔顶蒸汽管管径
蒸汽体积流量, 取蒸汽流速为。

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管
2. 塔顶回流管管径
回流液的体积流率, 取管内流速

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管
3. 塔底釜液出口管管径
塔底釜液体积流率
取管内液体流速

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管
4.塔底加热蒸汽管管径
蒸汽体积流率
取管内蒸汽流速

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管

5.塔顶产品出口管径
出口液体摩尔流率
则, 出口液体体积流率
取管内流速

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管

6.加料管管径
进料液摩尔流率
则, 进料液体积流率为
取管内流速

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管
7.塔底残液出口管径
残液摩尔流率
则, 残液体积流率为
取管内流速

由GB8163-87, 选用热轧无缝钢管

九、 设计总结

这学期学院为我们08级过程装备与控制工程专业开设了《化工原理》这门课程, 学习了流体流动、 流体输送、 传热、 吸收、 蒸馏和干燥等内容, 同时在期末的时候又安排了这次课程设计, 使用学到的知识来完成一项任务, 既考验了同学们对《化工原理》课程的掌握情况, 又实际动手设计了一番。相对于其它同样学习《化工原理》的专业而言, 她们就没有课程设计这一说, 可见学院对我们专业的要求更严、 更高。
这次化工原理课程设计, 以小组的形式进行, 每个老师带着大约一二十个学生, 且每个老师所做的课题不一样, 有喷雾干燥设计, 有精馏塔设计等。在设计过程中, 需要查阅相关的资料、 文件, 部分与设计相关内容需要自学, 这样不但使学到的知识更多, 也提高了学生的动手和动脑能力。
我有幸被分在夏素兰老师这组, 跟着她一起做浮阀精馏塔的设计, 从分过组后, 老师就立即开始跟我们讲设计的相关内容, 以及怎样进行设计, 讲得很多, 也讲了很久, 可是可能是当时同学们都没有开始复习, 因此对有些知识还是不很清晰。记得很清楚, 当时老师一直讲到十二点多了, 同学们早已没有了听课的兴趣, 而老师还是精神饱满, 最后老师交待了一番才结束。其后, 老师又通知了一次设计答疑, 讲了一些设计中应该注意的问题及某些数据的取值。
从分过组后, 自己就开始着手弄课程设计, 那时已经没有课了, 可是还有《化工原理》没有考呢, 自己天天就是一半时间用来复习, 一半时间提着电脑去自习室弄设计。直到考完试, 才一心用在设计上。在设计的过程中, 自己学到了很多, 也学会了用excel、 word、 CAD等来进行计算、 画图。在处理数据上, 需要进行多次调整, 以达到要求, 一次次的改数据、 验算。其中也遇到了一些问题, 并请教了老师, 也与同组成员进行讨论。
在这次设计中, 自己花了很多时间, 可是却很值得, 在别人去耍的时间里, 自己能够安心弄设计, 也充分利用了这段时间。自己学到很多, 不但是知识的深化, 更是处理问题的态度和严谨的科研精神。面对大量的数据, 要有足够的耐心, 遇到问题, 要及时解决, 严谨、 细致、 科学, 这才是一个设计者所应具有的。
课程设计让我看到了以后就业的景象, 更坚定了自己成为一名高级工程师的信念。

十、 参考文献
【1】《化工原理( 上册) 》和《化工原理( 下册) 》 叶世超 夏素兰 易美桂等编 科学出版社
【2】《化工原理——传质与分离技术分册》 张洪流主编 国防工业出版社
【3】《化学工程手册》 时钧 汪家鼎 陈敏恒等编 化学工业出版社
【4】《化工原理课程设计指导》 任晓光 宋永吉 李翠清等编 化学工业出版社