课程设计精馏塔
《化工原理》课程设计说明书
题目:筛板式连续精馏塔
学 院__化学与环境工程学院 _ 专 业 应用化学 班 级 1307121 姓 名 陈锐经 学 号 25
化工原理课程设计任务书
专业:_ 应用化学 _ 班级: 1307121 _ 姓名:_ 陈锐经 学号: 25 ___
一、设计题目:筛板式连续精馏塔 二、原始数据:
1. 原料液组成:苯-甲苯 40%(质量百分数) 2. 产品中苯含量不得低于 97%(质量百分数) 3. 残液中苯含量不得高于 4% (质量百分数) 4. 生产能力为年产量 4.7 万吨_____ ____ 5. 操作条件: 进料状态:泡点 操作压力:常压
三、设计说明书内容:
1. 概述:
2. 流程的确定与说明: 3. 塔板数的计算: 4. 塔径的计算: 5. 塔板结构设计:
(1) 塔板结构尺寸的确定; (2) 流体力学验算; (3) 塔板负荷性能图。 6. 计算结果一览表: 7. 附录: 8. 结束语: 四、图纸要求:
1. 工艺流程图; 2. 精馏塔装置图。
目录
一、符号说明 .................................................................................... 1 (一)物料衡算部分 ........................................................................ 1 (二)塔及塔板工艺计算部分 ........................................................ 2 二、概述 ............................................................................................ 3 三、设计说明 .................................................................................... 3 (一)工艺方式的选择 .................................................................... 3 (二)进料方式的选择 .................................................................... 4 (三)再沸器、冷凝器的选择 ........................................................ 5 四、设计计算 .................................................................................... 5 (一)数据准备 ................................................................................ 5 (二)物料衡算 ................................................................................ 6 (三)塔板数的确定 ........................................................................ 7 (四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ...................... 10 (五)精馏段的塔体工艺尺寸计算 .............................................. 14 (六)塔板主要工艺尺寸的计算 .................................................. 17 五、筛板的液体力学验算 .............................................................. 19 六、塔板负荷性能图 ...................................................................... 23 七、塔的工艺设计 .......................................................................... 23 八、附录:计算结果汇总 .............................................................. 23 九、结束语 ...................................................................................... 29 十、参考书目 .................................................................................. 30 十一、附图 ...................................................................................... 31
一、符号说明
(一)物料衡算部分
(二)塔及塔板工艺计算部分
说明:符号右上角加“ˊ”的为提馏段符号;
无“ˊ”者为精馏段符号。
二、概述
化工、石油等生产过程中常常需要均相液体的混合物分离以达到提纯或回收利用有用组分的目的。分离均相液体的方法有很多种,如蒸馏,萃取等,其中蒸馏是最常用的方法.蒸馏在工业生产中的应用十分广泛,例如从合成物中分离出乙烯,丙烯等高纯度单体,从发酵液中提取白洒,工业酒精等。由此可见,蒸馏是分离组合物的重要单元操作之一。
此次设计的目的是设计一个可以年生产2.2万吨的苯-甲苯混合物(含苯40%)的筛板式连续精馏塔,以达到产品含量不低于90% ,残液中含苯不高5%的生产要求。
三、 设计说明
(一)工艺方式的选择
1.蒸馏过程按操作方法可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏,由于苯-甲苯的沸点相差较大,相对挥发度适中,属于较难分离的物系,且分离要求较高,采用精馏方法即可。采用简单蒸馏和平衡蒸馏达不到分离要求,特殊蒸馏用不上,故选择了精馏方式分离混合物。
2.由于苯-甲苯常压下呈液态,且由于沸点在室温150℃之间的混合物,通常在常压下进行精馏(苯-甲苯的沸点见数据准备),所以用常压蒸馏即可达到分离目的,不必采用加压或真空蒸馏。
3.由于间歇蒸馏用于小批量生产,而需求是大批量生产,所以必须采用连续蒸馏。
4.塔型的选择有以下几种理由:
(1).从塔径大小考虑:塔径大小涉及塔的放大性能,制造安装等问题。板式塔的塔径增大,塔的效率变化不大,一般说还可以提高,还填料塔的传质效率随塔径增大而下降。
(2).从塔高考虑:由于理论板数较多时,填料塔需要分层,层间需气液再分层器,结构复杂,而板式塔增加板数相对简单得多。
(3).从物料的沉积与清除角度看:板式塔优于填料塔。 (4).从塔内设置换热构件与气液的加入与引出的角度看:板式塔中,塔板上可以放置换热器,便于与塔内直接进行加热与泠却,也可将液体引出塔外,经换热器后再送入塔内,在板上加入或引出物料都很方便,但上述操作对填料塔来说则很困难。
(5).从操作弹性看:填料塔操作范围小,对于液体负荷变化更为敏感,负荷过大或过小都会引起不正常操作,而板式塔对液体的负荷的适应范围大。
(6).板型的选择:筛板由于结构简单,易于制造成本低,气体通过塔板的压力减小,板上的液面差小,生产能力较大等优点而被广泛应用。
综上所述,在此次设计中选择筛板式常压连续精馏塔。 (二)进料方式的选择 1.进料热状态的选择
进料热状态可用q值表征,进料可能有以下五种不同的热状态: (1).温度低于泡点的过冷液体 q>1 (2).泡点以下的饱和液体 q=1 (3).汽液混合物 0<q<1 (4).饱和蒸汽 q=0 (5).温度高于露点的过热蒸汽 q<0 由于泡点进料所带热量少,所以塔顶冷凝量小。这样可以减少塔釜供热量,且因苯—甲苯常温常压下呈液态,所以不必采用露点进料,否则会增加热量供应。
2.进料方式选择
在此次设计中,采用了高溢槽的加料方式因为这样可以起到缓冲的作用,又清除了用泵直接加热的不稳定性。
(三)再沸器、冷凝器的选择
连续精馏过程的装置由精馏塔、再沸器(蒸馏釜)和冷凝器组成。料液从加料板上加入,向下流动。在塔下部的再沸器中,通过加热使液体沸腾,让部分物料气化产生的上升蒸汽沿塔上升与下降的液体逆流接触并进行物质传递。塔顶设有冷凝器,将塔顶蒸汽全为液体,冷凝液的一部分由塔顶进入塔内,其余部分作为塔顶产品连续排出。
四、设计计算
(一)数据准备 1.物性数据
2.密度(kgm3)
3.表面张力(103PaS)
4.液体汽化潜热(kJkg)
5.汽液平衡数据
苯-甲苯在101.3kPa下的txy
(二)物料衡算 由原始数据得:
xF
0.78.11
0.440
0.478.110.92.13
78.11
0.974
0.9778.1192.13
xD
xW
0.0468
78.110.9692.13
MD0.97478.110.02692.1378.475
4.8104103
D84.953kmolh
3002478.475
FDWF196.135kmolh
FxDxWxW112.970kmolhDWF
塔顶馏出液中苯的回收率为:
DxFx100%83.1830.974
100%93.87% F196.1530.440塔底残液中甲苯的回收率为:
W1xWF1x100%112.97010.0468
196.15310.440100%98.03%
F(三)塔板数的确定 1.理论板数NT的求取
(1).参照汽液平衡数据绘制苯—甲苯的温度组成图(图2)
xD0.974
x tD80.51CW
0.0468查表得 tW108.57C (2).求最小回流及操作回流比 查得 2.477 因泡点进料,故q1 此时xqxF0.440
yxq
q
11x=0.661
q
RxDyq0.661
min
yqx
0.974q
0.6610.440
1.416
取操作回流比为:R=1.6Rmin=1.6×1.416=2.2656
(3).气、液相负荷
LRD2.265683.183188.459kmolh
VR1D2.2656183.183271.642kmolh
LLF188.459196.153384.162kmolh
VLW384.162112.970271.642kmolh (4).操作线方程
精馏段操作线方程为:
LD188.45983.183yn1xnxDxn0.9740.6938xn0.2983
VV271.642271.642
提馏段操作线方程为:
LW384.162112.970xW0.01946yn1xnxn0.04681.4142xn
VV271.642271.642 (5).图解法求理论板层数:NT
a.采用图解法求理论层数,如图3所示。求得: 总理论板层数 NT14(包括再沸器) 进料板位置 NF7
b.逐板计算法: y1xD0.974 x10.9380
y20.9490
x20.8825
y30.9105 x30.8042 y40.8562 y50.7882
x40.7062 x50.6003
y60.7147 x60.502 8y70.6471 x70.4254xF
第七块板为加料板
以下为提馏段,应用提馏操作方程:
y80.5821 x80.361 9y90.5048 x90.291 6
y100.3929 x100.2072 y110.2736 x110.1320 y120.1672
x120.07498
y130.08658 x130.03686xW
求得:
总理论板层数NT13(包括再沸器) 进料板位置 NF7 2.实际板层数的求取
由xF和相平衡组成图(图2)得 tF93.87C 则精馏段平均操作温度:
tt80.5193.87tm=DF87.19C
22
提馏段平均操作温度:
tt109.5693.87=WFtm101.72C
22
查液体粘度共线,得苯-甲苯的液体粘度
tD80.51C时 A0.295mPas B0.318mPas
时 A0.259mPas B0.285mPas tF93.87C
LDm0.9740.2950.0260.3180.2956mPas LFm0.4400.2590.5600.2850.2736mPas
Lm
0.29560.2736
0.2846mPas
2
0.245
ET0.49L
0.492.4770.28461033600
0.245
0.3900
同理: 提馏段
tW108.57C时 A0.213mPas B0.259mPas
时 A0.259mPas B0.285mPas tF93.87C
LWm0.4680.2130.95320.2590.2568mPas
LFm0.4400.2590.5600.2850.2736mPas
Lm'
0.25680.2736
0.2652mPas
2
0.245
ET'0.49L
0.492.4770.26521033600
6
0.245
0.3968
13.99 14
1.10.390071
13.7514 提馏段实际板层数 N
1.10.3968
(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
精馏段实际板层数 N精
1.操作压力的计算 利用安托因方程lgPA塔顶温度tD80.51C
1206.350
2.0111PA102.5888
80.51220.2371343.943
lgPB6.078261.5968PB39.5184
80.51219.377
塔顶操作压力
lgPA6.02232
PDPAxDP102.58880.9741xDB
B
计算组分的饱和蒸汽压 t+C
39.5184
10.974kPa100
取每层塔板压降 P0.7kpa 进料板压力
PFPDnP100.9490140.7110.749kPa
精馏段平均压力
PPDPFm
2100.9490110.749
2
105.849kPa 塔底压力
PWPDNP100.9490280.7120.549kPa
提馏段平均压力
PPmFPW110.749120.54922
115.649kPa
2.操作温度的计算
塔顶温度 tD80.5C1 进料板温度 tF93.8
C7 精馏段平均温度 t.51
93m=
tt8022
.887
7.1C9
同理,提馏段平均温度 tm
101.2C2 3.平均摩尔质量计算
精馏段的平均操作温度为87.19℃,查平衡曲线, 得 x10.676 y10.84 9精馏段平均摩尔质量
MLm0.67678.1110.67692.1382.652kgkmolMVm0.84978.1110.84992.1380.227kgkmol
同理,提馏段平均摩尔质量
ML
m88.98kgkmolM
V
m86.40kgkmol4.平均密度计算
(1).气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算,即
PmMVm105.49980.227
Vm
8.31487.19273.152.8252kgm3RTm
(2).液相平均密度计算 1/Vmi/i 液相平均密度依下式的计算
由tD80.51,查手册得
1
814.65kg/m3
1
811.04kgm3
塔顶的密度为1LA
814.5412kg/m3
814.65
811.04
由tF93.87,查手册得
1
''799.38kg/m3
1
''796.28kgm3
1
LF
797.5171kgm3
799.38
796.28
由精馏段平均密度
Lm2
806.0292kg/m3
同理,提馏段平均密度计算
(1).提馏段气相平均密度 由理想气体状态方程计算,即
Pm'MVm'Vm
'
115.299986.40
8.314101.22273.153.2006kgm3RTm'(2).提馏段液相平均密度 由tW108.57,查手册得
'782.61kg/m31
31
'782.30kgm
塔底的密度为1LA'
782.6007kg/m3
782.61
782.30
Lm'
'2
790.059kg/m3
5.液体平均表面张力
液相平均表面张力依下式计算
Lmxii
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD81.89C,查手册得
A21.21mNm B21.3m2m
LDm
xDA1xDB21.213mNm
进料板液相平均表面张力的计算
由tF93.87C,查手册得
A19.59mNm B20.41mNmLFm
xFA1xFB20.049mNm 精馏段液相平均张力为
Lm
21.21320.049220.631mNm
同理,塔底液相平均表面张力的计算 由tW108.57C,查手册得
A17.83mNm B18.0m3m
LWm
xWA1xWB18.021mNm提馏段液相平均张力为
Lm
'21.21318.021219.617mNm
6.液体平均粘度计算
精馏段液相平均粘度为 Lm0.2846mPas 同理,提馏段液相平均粘度为'Lm0.2652mPas
(五)精馏段的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
(1).精馏段的气、液相体积流率为
VS
VMVm3600Vm
LMLm3600Lm
2.1427m3s
LS
0.005368m3s
由
Umax L
20
0.2,其中C20由史密斯关联图查取,图的横坐
式中 CC20(标为
LVhV
L0.005638806.0292=VsV2.14272.8252
2
0.04444
取板间距HT0.45m,板上液层高度hL0.06m则
HThL0.450.060.39m 查图得C200.089
CC20L
20
umax0.2
20.631
0.089=
0.0896
20
0.2
1.5108ms u0.7umax0.71.51081.0576ms
Vs2.14272.0260m2u1.0576
因为降液管占去一部分截面积Ad(通常Ad0.1A) 所以An
所以0.9AAn得
A2.2511mD
1.6930m
(2).提馏段的气、液相体积流率为
VS
mVMVm3600VmLMLm3600L
2.0369m3s
LS
0.01202m3s
由
U'max
式中 CC20(
0.2,其中C20由史密斯关联图查取,图的横坐标为:
20
LhVL
0.0919
hV
取板间距HT0.45m,板上液层高度hL0.06m则
HThL0.450.060.39m 查史密斯关联图,得C200.081
0.2
0.2
CC
2020
0.08119.617
20
=
0.0807
Umax
1.2653msu0.7umax0.71.26530.8857ms
所以AVsn2.03690.8755
2.2998m2u因为降液管占去一部分截面积Ad(通常Ad0.1A)
所以0.9AAn得
A2.5553mD'
1.8037m
按标准塔径圆整以后为:
DD'1.8m
塔的截面积为:
A
r4D24
1.822.5447m2
实际空塔气速为:u
VsAr'2.1427
2.25447
0.8404ms 2.精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为:
Z精N精1HT1410.455.85m 提馏段有效高度为:
Z提N提1HT1410.455.85m 故精馏塔的有效高度为:
ZZ精Z提=5.855.8511.7m (六)塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置计算
因塔径D1.8m,可选用单溢流方形降液管,采用凹形受液盘。 各项计算如下:
(1).堰长lw,弓形降液管宽度W
WdLw
由Ad/A0.10.15,0.74
DD
所以Wd0.15D0.151.80.270m Lw0.74D0.741.81.332m
(2).溢流堰高度hw
hwhLhow
选用平直堰,堰上液层高度how,即:
how
2.84LhE() 1000lw
近似取E1,则:
2.8419.3248how1
10001.258
0.01755m
h'ow
2.8410001(43.2721.258
)2/3
0.03004m 取板上层清液层高度hL60mm 故hw0.060.017550.04245m
同理 hw
0.029m9 6(2).降液管底隙高度h0
hL0
3600l 取u00.07s
wu0
则:精馏段h0
19.3482
36001.2580.07
0.06096m
提馏段h0
43.272
36001.2580.07
0.1365m (3).清液区及破沫区宽度Ws,可选取Ws=0.06m
(4).边缘区宽度Wc.因为D
因D800mm,故塔板采用分块式。查得,塔板分为4块。(2).边缘区宽度确定 取WsWs'0.06m,Wc0.05m
(3).开孔区面积计算 开孔区面积Ap2(xr2
x2
r2
180sin1xr
) 其中x
D2(WdWs)1.8
2(0.2700.06)0.57m rD1.82Wc20.050.85m
故
Ap2(0.5700.852
180
sin
1
0.57
1.7809m2
0.85
(4).筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性。可选用3mm碳钢板,取筛孔直径
d06mm,筛孔按正三角排列,取孔中心距t为:t3d03618mm
筛板数目n为:n1158103Ap1158103t21.7809
18
2
6365个 开孔率为:'
AoA100%0.1527100%8.57% p1.7809
其中A0=0.06A=0.062.5447=0.1527m2 气体通过阀孔的气速为:uVs0
A2.1427
0.1527
14.032s 0 uVs'2.0369
0'A0.1527
13.339m/s
五、筛板的液体力学验算
(一)、塔板压降 1.塔板阻力he计算
干板阻力hc由前面的式子计算。即:hc
1u2V
2g(C)
0L
由d0/0.06/0..032,查图得:c00.8
2
故h115.83692.8345
c29.810.80806.0292
0.0502m液柱
h'c
129.81(14.98830.80)2(3.2650
789.4948
)0.0540m液柱
2.气体通过液层的阻力h1 由前面的式子计算。即:
h1hL
uVsAVs
=2.1929
1.2503m/s a0.76Aa0.762.3078
同理,u
'
1.0368m/s
F0u1.25032.1050kg2
sm2
同理,F2
0u1.8734kg2sm
查图得: =0.57 '0.58
故:hlhLhwhow0.570.060.0342m液柱 所以,h'l0.0348m液柱
3.液柱表面张力h,即:
4420.631103
hgd=0.001739m液柱,L0806.02929.810.006h'
0.001682m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度
hphchlh
hp0.05020.03420.0017390.08614m液柱
hp0.09048m液柱
'
气体通过每层塔板的压降为:
PhpLg0.08614806.02929.81681.12Pa0.7kPa
p'690.92Pa
精馏段,提馏段符合要求
(二)、液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响。
(三)、液沫夹带。 液沫夹带量由式ev
0.0057uLHThf
计算
3.2
即:hf2.5hL2.50.060.15m
0.00571.2503
故:ev
20.6310.450.15
3.2
0.02661kgkg气0.1kg液kg气
eV'0.01543kg液kg气0.1kg液kg气 故在本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内。 (四)、漏液
u0,min4.4C0(0.00560.13hlh)
lm
vm
4.40. =5.4100
92
739)
=5.0292 同理,u0,min
稳定系数为:K
u0u0,min
15.8369
2.92731.5
5.4100
K
u14.98832.98021.5 u0,min5.0292
故在本设计中无明显的漏液。 (五)、液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd应服从上式的关系,即:
Hd(HTHW)
苯—甲苯物系属一般物系,取0.5,则:
HThW0.50.450.042110.2460m
((HTh'W)0.2398 而 HdhphLhd
当板上不设进口堰时,hd可由前面的式子计算。即:
hd0.153(
Ls20.00552492)0.153(0.0007497m液柱 Lwh01.2580.06274Ls2
)0.0007495m Lwh0'
0.153(hd
Hd0.086140.03420.00074970.1211m液柱 Hd0.090480.03480.00074950.1260m
Hd(HThW)
Hd (HThW)
当板上设进口堰时,hd为:hd0.2(
Ls2
)0.0009800m 液柱 LWh0
0.2(hd
Ls2
)0.0009797m h0LW
Hd0.086140.03420.00098000.1213m液柱 0.090480.03480.00097970.1262m Hd
Hd(HThW) Hd (HThW)
故无论有无进口堰在本设计中不会发生液泛现象。
(六)、液泛在降液管中的停留时间
HA由得
Ls
0.12130.12.3078
5.2757s 3
0.00204000.12620.12.6339
3.0592s 3 '
0.0122650
综合以上几项核算可以认为该精馏塔的塔径及各项工艺尺寸是合适的,符合要求
六、塔板负荷性能图
(一)、漏液线
由:u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)
lm
vm
u0,min
Vs,min
A0
hLhwhow
how
2.84Lh2E() 1000lw
取E=1,得:
Vs,min4.4c0A00.00560.13[hw
2.84Lh2/3
E(]h}lm
1000lwvm
整理得:Vs,
min
Vs,min'在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表中
由上表数据即可做出漏液线1。 (二)、液沫夹带线
以ev0.1kg液kg气为限,求VsLs关系如下: 由:
5.710uev
LHThf
6
3.2
由
u
VV==0.5052Vs
ATAf2.26980.2905
2
2.843600LS2()30.57Ls310001.258
hf2.5hL2.5(hWhOW),hw0.04211m,hOW
hf0.1051.L4s, 5 HThf0.3451.425Ls
2
323
e
0.00570.5052Vs3.2
()0.12/3
20.6310.3451.4257Ls
.
所以整理得:Vs4.304817.78LS2/3
2/3
同理:Vs4.561217.32LS
在操作的范围内,任取几个Ls的值,依上式计算出Vs的值,计算结果列于表中。
由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (三)、液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度:
h0w
2.843600LsE()0.006 1000lw
0.00610003/21.258
0.001073m3/s
2.843600
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3.
取E1,则:Ls,min(
(四)、液相负荷上限线
以4s作为液体在降液管中停留时间的下限
由前面的式子得:
HA0.450.062.3078
0.01558 m3/s 故:Ls.maxT0
44
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (五)、液泛线。 令 Hd(HThw)
由:HdhphLhd;hphch1h,h1hL;hLhwh0w 联立得:
忽略h,将h0w与Lshc与Vs的关系式代入上式,并整理得:
'2''2'23
aVsbcLsdLs
式中:
a
0.051V
A0C0L0.153
0.0512.8345=0.0146806.02920.062.30780.800.153
bHT1hw0.50.45+(0.50.571)0.4211=0.1799c
lwh0
1.2580.06274
24.5607
3600
2.841010.57
1.258
3
23
3600
d2.84103E1
lw
故:
0.8987
Vs211.23331682.24LS261.5548LS2/3Vs11.9219289.84LS52.6178LS
'
'2
'2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs的会师,计算结果于表中
根据上表数据即可作出液泛线5.
根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图。
如附图所示。在负荷性能图上,作出操作点A
连接OA即作出操作线。由图可以看出,该筛板的操作上限为液泛控制,
由图查得:
33
Vs,max4.25m/s,Vs,min0.78m/s
故精馏段操作弹性为:
Vs,maxVs,min
4.25
5.45 0.78
同理,提馏段操作弹性为:
Vs,maxVs,min
5.01
6.42 0.76
七、塔的工艺设计
(一)、主要接管的选择 1.塔顶蒸汽流速为
12-20m/s 取 u=16m
s 则:D
0.413m 取无缝钢管:Dg450,Pg16。选择钢管为:45010 mm
2.回流管
依靠动回流 – 速度范围 0.25 ~ 0.5 m/s。取 u0.3 s
D
0.150m 取无缝钢管:Dg180,Pg16。选择钢管为:1803.5 mm
3.加料管
选取 u0.7 ms
VS
185.9185.9584
0.005507m3s
3600
806.0292
,
D
0.0100 m
取无缝钢管:Dg50,Pg16。选取钢管为:505 mm
4.残液流出
残液由低位槽流出 u
1 ms
D
0.0149 m
取无缝钢管:Dg32,Pg16。选取钢管为:325 mm (二)、塔的内部工艺设计 1.塔顶空间:
取最高层塔板距塔顶距离为:3HT30.451.35m
2.塔底空间:
按高位槽能保证 15min的缓冲时间 塔底产品停留时间为 6 min 则塔底空间求得为3.72m
3.进料板与人孔之间距离为 600 mm,每隔5块板设一个人孔,塔顶塔底各开一个人孔,共5个人孔。
4.人孔 :Dg500mm 5.实际塔高:
裙座高度取为3米,采用椭圆封头,
则:H=27×0.45+2×0.6+1+1.35+1+3.73+3=23.420m
八、附录:计算结果汇总
九、结束语
经过十几天的时间,首先是收集、借用有关资料,并确实明确了此次设计的目的和具体要求后,有条理的开始设计。先进行有关的计算,形成草稿,然后画图,最后终于完成了说明书。通过此次设计对设计这个概念有了更深刻的认识,对化工方面的设计步骤及方法有了更全面的认识。
通过此次设计,使自己在理论联系实际的能力上有了一个提高。而且巩固所学过的相关知识,为以后的毕业设计打下了良好的基础。
在此感谢指导老师邵晶的热心指导及同学门的热心帮助。 由于是初次设计,学识有限,加上时间仓促,设计中难免有缺漏与错误,请老师给于更正。
十、参考书目
1.《化工原理》 谭天恩 2.《化工原理》
姚玉英
3.《化工原理课程设计》 贾绍义 柴诚敬 主编 4.《化工设备机械基础》 贾绍义 柴诚敬 主编 5.《化工工艺设计手册》 董大勤 主编
十一、附图
1. 精馏塔 器
图1.连续精馏操作工艺流程
2. 塔板
3. 进料预热器(塔底产品冷却器) 4. 再沸器6.塔顶产品冷却器 7. 贮槽
8.全凝
5. 回流液泵
图2. 苯-甲苯相平衡图
图3.图解法求塔板数
图4.精馏段塔板负荷性能图
图5.提馏段塔板负荷性