内容发布更新时间 : 2024/12/23 23:37:49星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。
=36.40%
计算出得返点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足 0.1kg液/kg汽 的要求。
7 塔板负荷性能图
7.1 雾沫夹带线
按泛点率为80%计算
得 0.0392 +1.545 =0.2261 即 =5.768-39.413
7.2 液泛线
由 确定液泛线，忽略 项，得到
化简为
7.3 液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s
/s
7.4 漏液线
对于F1型重阀，依 = 计算，又 =
,则
=1.131 /s （ ） =
7.5 液相负荷下限线
取
（ ）
=
取 E=1
（ ）
7
=0.000955 /s
6
1 5
1雾沫夹带线
液
相流4 量V/（）
3
2 3 2液泛线 3液相负荷上线线 4漏液线 5 （0.0068,3） 5液相负荷下限线 操作点 从而可以算得，以液相流量为基准的操作弹性为
操作弹性= .
符合设计要求。
8 辅助设备的计算及选型
精馏装置的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷凝器、塔底再沸器、原料预热器、直接蒸汽鼓泡塔、物料输送管及泵等。前四种设备本质上属换热器，并多采用列管式换热器，管线和泵属输送装置。
8.1 封头
封头的公称直径必须和筒体的公称直径相一致，中低压容器通常采用椭圆形封头。
m3/s 2
4 1
0
0
0.005
0.01
0.015
0.02
液相流量L/（m3/s）
图 2 负荷性能图
查表，选取曲面高度 直边高度 ，厚度 的封头。
8.2 接管直径
各接管直径有流体速度及其流量按连续性方程决定，即
8.2.1 塔顶蒸汽出口管径
塔顶蒸汽出口管允许气速 应不产生过大的压降， 查表，取 m/s 8.2.2 回流液管径
本设计采用泵回流，速度取2 m/s。 8.2.3 进料管径 流速取2 m/s。 8.2.4 塔顶排出管径
塔顶流出的速度取2 m/s。 8.2.5 饱和水蒸气管
由设计要求，饱和蒸汽的压力为400kPa，流速取50 m/s。 计算过程见表4、表5
流速u/（m/s）
20 2 2 2 50
表4 粗略计算管径 质量流量
密度ρ/体积流速
ωs /管径d/m 33
（kg/m） Vs/（m/s）
（kg/h）
3.07624342
14275 1.289 0.442537843
7
0.00414732
11168 748.005 0.051383569
8
0.00354291
11868 930.495 0.047492011
7
0.00116049
3125 748.005 0.027180759
4
1.79557199
6115 0.946 0.213831397
9
管道
塔顶蒸汽出口管 回流液管 进料管 塔顶排出管 饱和水蒸气管
表5 修正管径后计算流速
管道
选用规格
内径/mm
431 44 44 25.8 206
流速u/（m/s）
21.09 2.73 2.33 2.22 53.87
塔顶蒸汽出口管 回流液管 进料管 3 塔顶排出管 饱和水蒸气管
8.3 回流冷凝器
8.3.1 回流冷凝器的类型
本设计采用强制循环式。 8.3.2 冷凝器的设计
冷凝器的设计步骤和换热器设计步骤相同，但须注意，由于冷凝器常用于精馏过程，考虑到精馏塔操作常需要调整回流比，同时还可能兼有调节塔压的作用，应适当加大其面积裕度，按经验，其面积裕度应在30%左右。
9 设计结果汇总表
9.1物料衡算表
= = =(R+1) =4.574 = =74.273kmol/h
+
× + × = × 以上各式联立，得
表 6 物料衡算表
位置 进料 塔顶 塔底 加热蒸汽 精馏段 提馏段 摩尔流量/(kmol/h)
F=558.97 D=74.273 W=824.42 V=V0=339.724 L=265.44 L'=824.41 乙醇摩尔分数
0.1154 0.8598 0.00079 0 \\ \\
9.2设备操作条件及物性数据
表 7设备操作条件及物性数据表 塔顶PD 操作压力/kPa 进料板PF 塔釜PW 塔顶tD 操作温度/℃ 精馏段平均摩尔质量/(kg/kmol) 精馏段平均密度ρ进料板tF 塔釜tW 液相MLm 气相MVm LDm101.325 128.625 133.525 80.07 102.97 107.95 30.428 33.985 839.25 21.523 /(kg/m) 3精馏段液相平均表面张力σ-3Lm/(10N/m) 9.3结构尺寸一览表
表 8结构尺寸一览表
塔径D /m 精馏塔有效高度Z /m 塔截面积AT/m2 堰长lw /m 塔板溢流装置 溢流堰高度how /m 弓形降液管宽度Wd /m 弓形降液管面积Af /m2 降液管低隙高度h0 /m 浮阀数/个 安定区宽度Ws /m 边缘区宽度Wc /m 塔板布置 鼓泡区面积Aa /m2 浮阀排列等腰三角形腰长t /mm 浮阀排列等腰三角形横排间距t'/mm 1.6 21.3 2.01 1.12 0.012 0.232 0.1787 0.0298 215 0.08 0.06 1.33 75 80 10 设计评述
经过十多天查找资料，计算，绘图，输机，现在终于差不多完稿。虽然设计结果并不如意，但我还是学到很多，概述如下：
首先，由于个人能力不足，我的这份设计方案中存在以下问题。其一，在计算精馏塔的有效高度时，我运用了 精 精 的公式，但并未弄明白式中的“4”是何意义。后来在老师的指导下才明白该数值和人孔数有关；其二，在计算理论浮阀数N=215后，以及t=75mm,t =80mm后，使用手绘线CAD绘图以得出实际的浮阀数，但我并没有完成这一步，而是直接取215为实际值代入后续的设计过程；其三，在附属设备的设计中，最初由于没能算出个体积流量，所以在输送管路的设计中，只是列出了计算式，没能算出最后结果。但是，在老师的多次要求和指导下，我通过查阅化工原理教材，认真核算，完成了这一步。其四，没有进行热量衡算；其五，装配图和流程图来源网络或同学的样板，虽然我对这些图形也进行了修改，但还存在很多纰漏。
其次，我也学习了很多理论知识和实践技巧。其一，对化工原理课程进行了再学习，对精馏过程的工艺和工程问题有了更深的了解，熟悉了工业生产中常用的设计过程（如假设法计算板效率和试差法计算精馏塔各处的操作温度）；其二，对某些软件的使用更加熟练。这当中使用得最多的是微软Office的word 和excel程序，在word中我主要学会了用公式编辑器编辑复杂的数学式子，而在excel中我更是深深地体会了自我探究的乐趣和对电脑辅助技术的钟爱。众所周知original是一款强大的制作图表的软件，但是在我做课程设计的过程中却发现excel却更显方便和强大，比如在使用图解法求算理论板数时，我试着用original，尝试了两个多小时最终失败告终，后来试着用excel，也摸索了几个小时，终于一张像坐标纸一样带有小方格且能将乙醇-水的相平衡线、精馏段操作线、提馏段操作线放置在同一张图上的图表就大功告成了。更让我叹服得是excel 的公式编辑和计算功能。在计算精馏塔各处的操作温度时，要用到试差法，计算
量非常大。因此，我自己尝试着摸索excel的计算功能，只用了五分钟就能实现十几次试差，得到很好的精确。除此之外，我还设想用C语言编写程序来实现试差，但考虑到这并不方便和灵活，便放弃了。所有这些都使我体会到计算机技术的发展给其它各个学科带来的便利。将来的化工人才必须是兼有专业知识和电脑技能的。
总而言之，本次课程设计让我收获颇多，但也暴露了我专业知识的不足。感谢掲老师对我的悉心指导，虽然由于面临考研复试、毕业论文其它事情，但在老师的指导下，静下心来通过自己的努力完成一份还算合格的课程设计，确实很值得。
11 参考文献
[1] 申迎华,郝晓刚.化工原理课程设计[M].北京：化学工业出版社,2009:71-83. [2] 夏清,陈常贵.化工原理（修订版）[M].天津：天津大学出版社,2010:2-71. [3] 唐林,孟阿兰,刘红天.物理化学实验[M].北京：化学工业出版社,2008:190-203. [4] 刘家祺.传质分离过程.北京：高等教育出版社,2005. [5] 王恒川,洪德晓.化工设备图册.北京: 化学工业部中心技术站,1988. [6] 黄璐,王保国.化工设计.北京：化学工业出版社,2001.
12 附录
见下页