化工原理课程设计苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计大学论文.doc

化 工 原 理 课 程 设 计 设计题目：苯氯苯分离过程板式精馏塔设计设计者：学号：专业： 石油与化工学院班级：化工本141班指导教师：设计时间：2016年12月20日 目录一、概述41、精馏与塔设备简介42、筛板塔的特点53.体系介绍54、设计要求6二、设计说明书6（1） 设计单元操作方案简介6（2） 筛板塔设计须知6（3） 筛板塔的设计程序7（4）塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点7三设计计算书71.设计参数的确定71.1进料热状态71.2加热方式71.3回流比（R）的选择71.4 塔顶冷凝水的选择82.流程简介及流程图82.1流程简介82.2流程简介图93.理论塔板数的计算与实际板数的确定93.1理论板数的确定93.1.1物料恒算93.1.2 q线方程103.1.3 平衡线方程103.1.4 Rmin和R的确定123.1.5精馏段操作线方程123.1.6提镏段操作线方程123.1.7图解法求理论塔板数133.2实际塔板数确定134.精馏塔工艺条件计算144.2操作温度的计算144.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算154.4热量衡算204.5热量衡算214.6塔径的确定224.7塔有效高度244.8整体塔高255、塔板主要参数确定255.1溢流装置255.2塔板布置及筛孔数目与排列276.筛板的流体力学计算286.1塔板压降286.2雾沫夹带量 的计算306.3漏液的验算306.4液泛验算307、塔板负荷性能图317.1液沫夹带线317.2液泛线327.3液相负荷上限线337.4液相负荷下线348.辅助设备及零件设计378.1塔378.2塔的接管388.4塔的附属设计409. 参考文献及设计手册41四、设计感想41各级标题的层次不对 请参考课程设计课本165页标题的设置方法，另外每章的表和图要按照顺序进行命名。参考课本166页进行修改，如第二章第2个按照顺序出现的表格命名为表2-2 xxxxxxxx依此类推。所有公式方程式按照课本166页所示按章排序标注。课程设计书的页面设置按照课本164页进行排版。正文字体汉字一般采用小四宋体，汉字以外的数字字母符号用times new man。一、概述1、精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的乙醇-水体系，加热乙醇（沸点78）和水（沸点100）的混合物时,由于乙醇的沸点较水为低,即乙醇挥发度较水高,故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将乙醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，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，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。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，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即乙醇-水体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，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的的气液传质设备之一。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。2、筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，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、易结焦的物系)。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，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的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。 筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。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的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。3.体系介绍乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。本次设计就是针对乙醇与水体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。本次设计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器，泵的选型做了计算。通过本次对筛板精馏塔的设计，使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法。培养独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。 由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指正。4、设计要求进料量F= 1322 kmol/h；进料状态：q1，泡点进料； 操作条件：常压操作，单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用钦州水源，温度T25；塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用120水蒸气；分离要求：XD= 95%（质量分数，下同） ； XW=0.25% ； =22%回流比R/Rmin =1.7。二、设计说明书（1） 设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离乙醇-水混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。（2） 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常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）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。（3） 筛板塔的设计程序（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）塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点三设计计算书1.设计参数的确定1.1进料热状态泡点进料时，塔的操作易于控制，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的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q1。1.2加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇-水体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度120）间接水蒸汽加热。1.3回流比（R）的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，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，则要求塔径增大，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的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R1.7Rmin。1.4 塔顶冷凝水的选择 钦州钦江，温度t252.流程简介及流程图2.1流程简介含乙醇0.0994（摩尔分数）的乙醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含乙醇0.8814），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含乙醇0.00998）。2.2流程简介图3.理论塔板数的计算与实际板数的确定3.1理论板数的确定3.1.1物料恒算原料乙醇的摩尔组成：= ；塔顶产品乙醇的摩尔组成： ；塔底残液乙醇的摩尔组成：（均化为摩尔分数）；进料量：F=23万吨/年= 总物料恒算： 1322=D+W乙醇物料恒算： 0.0994×1322=0.8814D+0.00098W联立解得： D=147.78Kmol/h W=1174.22Kmol/h3.1.2 q线方程 XF0.0994 q1q线方程为：X0.0994;3.1.3 平衡线方程乙醇（A）水（B）二组分体系在下的气液平衡数据乙醇-水二元物系汽液平衡组成乙醇摩尔分数/%Xy温度/001000.0190.1795.50.07210.3891890.09660.437586.70.12380.470485.30.16610.5089841.0.23370.544582.70.26080.55882.30.32730.582681.50.39650.612280.70.50790.656479.80.51980.659979.70.57320.684179.30.67630.738578.740.74720.781578.410.89430.894378.15二元体系T-X-Y图如下：所以，平衡线如下图3.1.4 Rmin和R的确定读图得 3.1.5精馏段操作线方程 3.1.6提镏段操作线方程已知 D=147.78Kmol/h=0.04105kmol/s ； R=4.828精馏段：LRD4.828×147.78=713.48kmol/h=0.1982kmol/s V（R1）D（4.828+1）×147.78=861.26kmol/h=0.2392kmol/s提馏段：LLqF713.48+1322=2035.48 kmol/h VV（1q）F（R1）DV861.26kmol/h 3.1.7图解法求理论塔板数由图可知：全塔理论板数 块 （包括再沸器），加料板为第25块理论板精馏塔理论板数 块提馏塔理论板数 块3.2实际塔板数确定精馏段 已知 0.479mPa·s 提馏段 已知 mPa·s全塔所需实际塔板数 全塔效率 4.精馏塔工艺条件计算4.1操作压强的选择塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa 单板压降P0.7kPa进料板压力PF=105.3+0.5*58=134.3kPa塔底压力P底=125.3+0.5*68=139kPa<1.5atm,满足要求精馏段平均操作压力 =（105.3+134.3 ）/2=119.8 kPa提馏段平均操作压力 =（134.3+136.65）/2=135.25 kPa4.2操作温度的计算利用乙醇-水二元物系汽液平衡组成中的数据利用数值插值法确定进料温度 、塔顶温度 和塔底温度 。进料温度： 塔顶温度： 塔底温度： 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1密度的计算不同温度下乙醇和水的密度温度/80859095100735730724720716971.8968.6965.3961.85958.4、精馏段塔顶温度：=78.17汽相组成 进料温度：=86.56汽相组成： 塔底温度：=95.73汽相组成： 精馏段平均液相组成 ： 精馏段平均汽相组成 ： 精馏段液相平均分子量 ： 精馏段汽相平均分子量 ： 、提馏段提馏段平均液相组成 ： 提馏段平均汽相组成 ： 提馏段液相平均分子量 ： 提馏段汽相平均分子量 ： 利用表“不同温度下乙醇和水的密度”数据利用插值法计算：， （进料中乙醇的密度） （进料中水的密度） （料液的密度），（馏出液中乙醇的密度） （馏出液中水的密度）（馏出液的密度），（残液中乙醇的密度） （残液中水的密度）（残液的密度）所以： 利用公式 4.3.2液相表面张力的计算不同温度下乙醇和水的表面张力温度/乙醇表面张力/ 水表面张力/7080901001817.1516.215.264.362.660.758.8 利用上表的数据利用数值插值法确定进料温度、塔顶温度、塔底温度下的乙醇和水的表面张力（单位）乙醇的表面张力 水的表面张力 塔顶液表面张力 联立方程组 带入 同理：原料液表面张力 塔底液表面张力 精馏段的表面张力 提馏段的表面张力 4.3.3液体平均黏度计算利用乙醇水溶液黏度表数据利用内插法计算精、提馏段液体黏度精馏段平均液相粘度： 提馏段平均液相粘度：相对挥发度由 精馏段的平均相对挥发度： 提馏段的平均相对挥发度： 4.4热量衡算4.4.1加热介质的选择本设计选用101.325kPa（温度120）的饱和水蒸气做加热介质。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小。4.4.2冷却剂的选择本设计所用冷却剂为钦州地区水源，钦州最热月份平均气温为25。故选用25的冷凝水，选温升10，即冷却水的出口温度为35。4.4.3比热容及气化潜热的计算（1）塔顶温度 下的比热容 对于乙醇查液体比热容共线图=78.17下，查得 (2)进料温度 下的比热容下，查得 (2)塔底温度 下的比热容下，查得 （4）塔顶温度下的气化潜热 4.5热量衡算（1）0时塔顶上升的热量 塔顶以0为基准 （2）回流液的热量 据t-x-y图查此时组成下泡点=78此温度下， （3）塔顶馏出液的热量 因馏出口与回流口组成相同，所以 （4）进料的热量 （5）塔底残液的热量 （6）冷凝器消耗的热量 （7）再沸器提供热量 （全塔范围列衡算式） 塔釜热损失为10%，则 再沸器实际热负荷 计算得： =23129436.56kJ/h4.6塔径的确定 4.6.1精馏段液相质量流量 汽相质量流量 液相体积流量 汽相体积流量 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 =0.7=0.7*1.956=1.3692m塔径圆整得 塔截面积：空塔气速：4.6.2提镏段液相质量流量 汽相质量流量 液相体积流量 汽相体积流量 功能参数：取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：从史密斯关联图查得：， 由于 =0.7=0.7*2.533=1.7731m塔径圆整得 塔截面积：空塔气速：4.7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块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米,所以应多加高(0.7-0.45)×2=0.5mZ=+0.5=29.7m4.8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的距离为1m，中间再开一直径为0.6米的人孔1+1.629=2.629m(3)整体塔高H=Z+=29.7+2.629+1.32=33.65m5、塔板主要参数确定5.1溢流装置选用单溢流、弓形管降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。5.1.1堰长lw取堰长lw0.65D0.652.41.56m5.1.2出口堰高hwhwhLhow 其中近似取E1，lw1.56m（1）精馏段， 溢流堰高 （2）提馏段， 溢流堰高5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af查图知可得 ，验算液体在降液管内停留时间（1）精馏段（2）提馏段 停留时间>5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度（1）精馏段 取降液管底隙的流速， （2）提馏段 取降液管底隙的流速5.2塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1边缘区宽度确定取m5.2.2开孔区面积计算5.2.3筛孔计算及开孔率 取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，一般碳钢的板厚 =3mm，取 ，故：孔中心距t=3*5=15.0mm筛孔数目n为个开孔率为=0.907每层塔板上开孔面积 气体通过阀孔的气速:精馏段提馏段6.筛板的流体力学计算6.1塔板压降6.1.1干板阻力计算汽相通过筛板压降相当的液柱高度 1.干板压降相当的液柱高度 依 ，查图， =0.84（1）.精馏段 （1）.提馏段 6.1.2气体通过液层的阻力h计算， ；查下表得1=0.58， 查下表得2=0.62精馏段m（液柱）提馏段m（液柱）6.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度计算精馏段=液柱提馏段=液柱6.2雾沫夹带量 的计算1.精馏段 (kg液/kg气)精馏段：,提馏段： 本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求6.3漏液的验算筛板塔,漏液点气速=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=17.83/8.941=1.994,提馏段K =Uo/Uomim =16.16/10.325=1.565均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求6.4液泛验算为防止塔内发生液泛,降液管内液层高Hd()对于设计中的乙醇-水体系=0.5, Hd0.5=0.51m由于板上不设进口堰,m液柱精馏段提馏段所以不会发生液泛现象根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为塔径及各工艺尺寸是合适的。7、塔板负荷性能图7.1液沫夹带线以kg液/kg气为限求-关系：由， 精馏段,整理得提馏段解得在操作范围内任取两个 值，可算出 值 雾沫夹带线计算结果精馏段提馏段 0.0020.0040.0060.018.1167.7817.5227.0790.0020.0040.0060.019.9299.579.2698.754依表中数据在-图中做出雾沫夹带线，如图 A、B（1）所示7.2液泛线()= （1） 精馏段 （2） 提馏段 液泛线计算结果精馏段提馏段 0.0020.0040.0060.0110.87110.4369.9519.0210.0020.0040.0060.0116.18515.59614.94113.766依表中数据在-图中做出泛液线，如图 A、B（2）所示7.3液相负荷上限线以=2s作为液体在降液管中停留的下限故精馏段： 提镏段： 液相负荷上线（3）在-图坐标图上为气体流量无关的垂直线，如图A、B 7.3.1漏液线 由 ， 带入漏液点气速式：（1）精馏段 =0.331带入整理得 （2）提馏段 =0.331带入整理得此即汽相负荷下线关系式，在操作范围内任取n个Ls值，依式计算相应的Vsz值，列于下表，依表中数据做汽相负荷下线（4），如图 A、B 所示 漏液线计算结果精馏段提馏段 0.0020.0040.0060.012.3782.4652.5352.6510.0020.0040.0060.019.2409.5329.8014.2337.4液相负荷下线取平堰，堰上液层高度how=0.006作为液相负荷下线条件，依式 此值在-作线（5）即为液相负荷下限线，如图 A、B 所示 （2）（1）（5）（4）（3）将以上5条线标绘于图A（-）、B（-）中，即为塔负荷性能图。5条线包围区域为精、提馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线（1）的交点相应汽相负荷为，线与汽相负荷下限线（4）的交点相应汽相负荷为。可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。临界点的操作弹性= 项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强 KPa119.8135.25各段平均温度 82.36591.145平均流量汽相 5.9075.353液相 0.0076140.01185实际塔板数N块5810板间距 m0.450.45塔底有效高度Zm25.654.05塔径Dm2.42.4空塔气速u1.2031.090塔板液流型式单流型 溢流装置溢流管型式弓形堰长 m0.05080.0442堰高 m1.56溢流堰宽度 m0.312管底与受液盘距离 m0.040.06板上清液层高度 m0.07孔径 mm5.0孔间距tmm15孔数n个16764开孔面积 0.331筛孔气速 17.8316.16塔板压降 KPa1.00970.6014液体在降液管中停留时间 s降液管内清液层高度 m0.12540.10442雾沫夹带 Kg/液/汽kg0.03040.0136液相负荷上限 0.007110.00711液相负荷下限 0.0013310.001331汽相最大负荷 9.01汽相最小负荷 1.83操作弹性4.923序号项目计算数据备注精馏段提馏段D（m）H T(m)u（m/s）l W (m)h W (m)hL/mh O(m)Nu0/(m/s)F0U0c1/(m/s)t/mt/m Pp1/PaHd/m塔径/m板间距/m塔板类型空塔气速/（m/s）堰长/m堰高/m板上层高度/m降液管底隙高度/m浮阀个数/个阀孔气速/（m/s）浮阀动能因子干板阻力（m/s）孔心距/m排间距/m单板压降/Pa降液管内清液层高度/m泛点率%汽相负荷上线/（m³/s）汽相负荷下线/（m³/s）操作弹性2.5 2.50.45 0.45单溢流弓形降液管1.203 1.091.56 1.560.0508 0.04420.07 0.070.04 0.06316 29016.43 17.120 228.47 9.590.075 0.0750.145 0.166680.3 776.770.157 0.157267.46 54.869.011.834.9238.辅助设备及零件设计8.1塔8.1.1塔顶空间设计中取塔顶间距 ，考虑到需要安装除沫器，所以选塔顶空间为1.2m。8.1.2塔底空间塔底空间高度 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜残液停留时间为5min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则 8.1.3人孔对D1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68塔板设一人孔，本塔中共有68块塔板，需设置8个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距HP=600mm。8.1.4进料板处板间距考虑在进口处安装防冲措施，取进料板板间距 =800mm。8.1.5裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径： 基础环外径：圆整后： 考虑到再沸器，取裙座高H2=3.5m塔体总高度 8.2塔的接管8.2.1进料管本设计采用直管进料。管径计算如下：取 ， 进料体积流量 查标准系列选取 规格的热轧无缝钢管。8.2.2回流液管采用直管回流，取 回流液体积流量m=60mm查标准系列选取= 76×4规格的热轧无缝钢管。8.3塔底出料管采用直管回流，取 回流液体积流量m=70mm查标准系列选取= 76×4规格的热轧无缝钢管。8.3.1塔顶蒸汽出料管采用直管回流，取 回流液体积流量m=498mm查标准系列选取= 530×9规格的热轧无缝钢管8.3.2塔底蒸汽出料管采用直管回流，取 回流液体积流量m=472mm查标准系列选取= 530×9规格的热轧无缝钢管8.4塔的附属设计8.4.1冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为5001500kcal/（m³.h.）(1kcal=4.18J)本设计取K=700 kcal/（m³.h.）=2926kJ/（m³.h.）出料液温度78.17（饱和气）78.17（饱和液）冷却水2035逆流操作 ，则 传热面积 取安全系数1.04，则所需要传热面积 选择BES600-1.6-108-6/19 4浮头式换热器。8.4.2再沸器的选择选用120饱和水蒸气，总传热系数取K=2926 kJ/（m³.h.）料液温度 95.73100水蒸气温度 120120逆流操作 ，则 传热面积 取安全系数1.04，则所需要传热面积 选择BES1000-1.6-311-6/19 6浮头式换热器。9. 参考文献及设计手册（参考文献的标号要在正文引用的地方相应标出，参考文献作为一级标题，前面不用加标题号，及设计手册删掉）正文排版还有很多问题，自己检查修改）1.管国锋.赵汝溥.化工原理（第三版），北京:化学工业出版社，2008. 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，2002， 5.王国胜。化工原理课程设计，大连:大连理工大学出版社，20066.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，20037.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，2006.8.陈英南，刘玉兰. 常用化工单元设备的设计.上海:华东理工大学出版社,20059.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:2006.10.刘雪暖 汤景凝等 化工原理课程设计 山东：石油大学出版社，2001四、设计感想进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下：1. 1.在做课程设计的过程中，自学了许多软件，例如word，excel，origin，CAD等等，如果不使用这些辅助软件，我想课程设计将会是一个甬长且更加繁琐的过程。忽然发现一个好工程师应该知识渊博，因为很多学科对他都是很有帮助的。我现在还处在一个学习知识的阶段一个接受新事物的黄金阶段，以前认为的计算机过了级拿到证书就了事的想法真的很幼稚，那些知识在今天还都能够用上，为了今后不再有今天这样的遗憾，我决定今后更加扎实的学习，拓宽自己的知识面。后来还是用excel添加公式然后循环拖放将所有板上的气液组成算出来了。2. 设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。由于自身的性格，做事不怎么仔细，所以在做课程设计的过程中，经常会算错，接连下面全错了，前前后后修改了很多次，设计教会了我要仔细，不能图快，要仔仔细细的完成每一步，克服掉粗心的毛病。3. 设计教会了我新的思考方法，讨论方法，比如在算塔板数上，大家算的都差得挺大，大家就聚在一起讨论了很久，讨论出方法，做完设计。42