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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流优秀毕业设计精品 甲醇-水筛板精馏塔设计.精品文档.化工原理设计任务书1、设计题目 ：甲醇-水筛板精馏塔设计2、设计条件 ： 加料量 F=100kmol/h 进料组成 =0.480.001（2620）=0.486 馏出液组成 =0.920.001（2620）=0.926 釜液组成 =0.020.001（2620）=0.026 塔顶压力 P=100kP 单板压降 0.7 kPa 3 、 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底直接蒸汽加热，泡点进料，泡点回流。 4、 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计
2、 （1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图目 录 化工原理设计任务书1摘 要1前 言2绪 论1第一章 基础数据21.1设计基础数据21.2设计方案31.3 设计思路4第二章 设计计算52.1.精馏流程的确定：52.2.塔的物料衡算：52.3理论板数的确定：62.4全塔效率Et62.5实际塔板数：8第三章塔的工艺条件及物性的数据计算83.1 操作压力的计算83.2 温度的计算83.3 塔内各段汽、液两相组分的平均分子量93.4提馏段的平均密度93.5 液体表面张力的计
3、算103.6 提馏段液相平均黏度11第四章 精馏塔主要工艺尺寸的计算1241精馏塔的塔体工艺尺寸的计算124.1.1 塔径D的计算124.2塔板主要工艺尺寸的计算134.2.1 溢流装置的计算134.2.2 塔板布置154.3. 筛板的流体力学验算164.3.1塔板压降164.3.2 液面落差174.3.3 雾沫夹带量eV的验算174.3.4 漏液的验算174.3.5 液泛的验算1844 塔板负荷性能图19441漏液线194.4.2液沫夹带线194.4.3 液相负荷下限线204.4.4 液相负荷上限线214.4.5 液泛线214.5筛板塔的工艺设计计算结果汇总表23第五章 热量衡算255.1进
4、入系统的热量255.1.1加热饱和蒸汽带入的热量255.1.2进料带入的热量255. 1.3回流带入的热量（塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算）255.2离开系统的热量265.2.1塔顶蒸汽带走的热量265.2.2残余带走的热量275.2.3散于周围的热275.3热量衡算28第六章 塔的附属设备的计算296.1塔顶冷凝器296.1.1确定设计方案296.1.2 传热面积计算296.1.3核算管程、壳程的流速及雷诺数326.1.4校核传热系数：336.1.5计算所需传热面积356.1.6计算阻力损失：356.2主要接管尺寸的选取366.2.1进料管的选择366.2.2回流管的选择366.2.3釜液出口管
5、路的选择376.2.4塔顶蒸汽管的选择376.2.5加热蒸汽管的选择（塔底进气管）386.2.6管线设计结果表386.3 泵的选型396.4塔总体高度的设计416.4.1筒体416.4.2封头416.4.3塔的顶部空间高度416.4.4除沫器426.4.5裙座426.4.6塔底空间436.4.7人孔436.5塔立体高度44结 束 语45感 谢45课 程 设 计 总 结46参考文献47主要符号说明48附 录511. 理论板数求取512.t-x-y 图523.塔盘结构图53摘 要本次化工原理课程设计进行的是甲醇和水二元物系的精馏分离。采用的精馏装置有筛板精馏塔，塔底饱和蒸汽直接加热，无再沸器等设备
6、。在设计精馏塔过程中，先计算出理论板数，精馏段为5块理论板，提馏段为3块理论板（包括塔釜）。塔顶液相组成为0.926，塔底液相组成为0.026，算得精馏段板效率为43.1，提馏段板效率为41.9%，求得精馏段实际板数为12块，提馏段实际板数为8块（包括塔釜），然后计算塔径按标准圆整为0.8m.取板间距为0.35m。再计算并校核塔的流体力学，画出负荷性能图。在设计再沸器过程，我们由热量衡算计算出塔顶冷凝器，选择列管式换热器。辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型，泵选用.关键词：筛板精馏塔，逐板计算，物料衡算.前 言在化工生产中，蒸馏分离液体混合物的应用是很广泛的，如从发酵的醪液
7、中提炼饮料酒已有久远的历史又如在石油的炼制中，将原油分为汽油，柴油，润滑油，等一系列产品;在分离均相液体混合物中，这种方法是最常用的，同时这种分离方法通常也是大规模生产中最经济的.塔设备是炼油 ，化工，石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备，工业上应用较多的是有降液管的塔板，如泡罩，浮阀，筛板等。泡罩塔是上一世纪初随着工业蒸馏的建立而发展起来的，属于一种古老的结构，但结构教复杂，造价教高。筛板塔的出现，仅迟于泡罩塔20年左右，长期被认为操作不易稳定，但如今对其性能的研究不断深入，已能做出较有把握的设计，使筛板塔成为应用最为广泛的一种类型。 本设计采用筛板精馏塔，进行甲醇水二元物系的分离，精馏塔
8、，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备.绪 论 化工原理课程设计是化工原理的一个重要的、综合的实践教学环节,是培养学生综合运用所学知识分析和解决化工实际问题的一个重要过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较
9、袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3。本次课程设计是一次对我们所学知识的检验，是一次自己运用所学知识，解决实际问题的能力的一次非常好的机会。培养了我们勤奋思考、努力钻研、艰苦奋斗、持之以恒等许多优秀的品质，从而为我们毕业后将来参加工作打下了坚实的基础。为了将来工作得心应手、独挡一面，我们应该认真对待这次课程设计。第一章 基础数据1.1设计基础数据表1.1.1水和甲醇物性表（表中数据摘自）项 目分子式分子量沸 点临界温度临界压强KPa水BH2O18.01100374.222088.85甲醇ACH3OH32.0464.7239.438100.00表1.1.2 常压下水和甲醇的气液平衡
10、数据表(101.325kPa)温度t液相中甲醇的摩尔分率%气相中甲醇的摩尔分率%96.40.020.13493.50.040.23091.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.79078.00.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.87067.50.800.91566.00.900.95865.00.950.979水和甲醇各种物性数据见表1-3到表1-6。表1.1.3 水和甲醇液相密度温度t,6080100120140A,kg/m3761.1
11、737.4712.0684.7654.9B,kg/m3983.24971.83970.38943.4926.4表1-.1.4水和甲醇液体的表面张力温度t,6080100120140A,mN/m17.3315.0412.0810.638.534B,mN/m66.0762.6958.9154.9650.79表1.1.5 水和甲醇液体的粘度L温度t,6080100120140LA mPa0.3440.2770.2280.1960.163LB mPa0.46580.35650.28380.23000.1950表1.1.6 水和甲醇液体气化热温度t,6080100120140A,kJ/kg35.6533
12、.9832.1530.1427.91B,kJ/kg42.41641.52940.59939.60738.5481.2设计方案甲醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（150的饱和蒸汽）直接加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程参见下图（图1.2.1）： 全凝器甲醇水溶液 回流 塔顶出料饱和蒸汽塔釜出料 图1.2.1 1.3 设计思路全塔物料衡算求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校核画出负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算 图1.3.1第二章
13、设计计算2.1.精馏流程的确定：甲醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料， 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)2.2.塔的物料衡算：2.2.1最小回流比的确定： 由于精馏为泡点进料，q=1，采用作图法求最小回流比，e（0.486，0.486），自e做垂线ef即为进料q线，该线与平衡线交于点（），=0.773，=0.486故最小回流比，得2.2.2适宜回流比的确定：由于该物系为易分离物系，最小回流比小，取操作回流比为最小回流比的两倍，2.2.3物料衡算：总物料衡算：
14、 易挥发组分物料衡算：其中，解得：2.2.4精馏塔的气液相负荷2.2.5操作线方程的确定： 操作线方程由精馏段操作线方程与提馏段操作线方程组成 精馏段操作线方程提馏段操作线方程2.3理论板数的确定：由图解法求理论板数又平衡线，精馏段操作线方程，提馏段操作线方程，q线，作图，得总理论板数 进料板位置 2.4全塔效率Et由法得 ，（）为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度；为塔顶及塔底平均温度下的进料平均粘度。两者可用插值法求出。2.4.1平均黏度查t-x-y图，得进料温度tF=73.6,塔顶温度为tD=66.5，塔釜温度tW=93.6精馏段平均温度，提馏段平均温度时， 时， 精馏段平均黏度其中提馏段
15、平均黏度其中2.4.2相对挥发度查平衡曲线，得精馏段平均相对挥发度（）提馏段平均相对挥发度解得：精馏段平均板效率 提馏段平均板效率2.5实际塔板数：由N实=N理/Et可得： 精馏段实际板数：层 提馏段实际板数：层（包括塔釜）第三章塔的工艺条件及物性的数据计算 3.1 操作压力的计算由设计任务书可知塔顶压力取每层板压降为 进料板压强：塔底压强：则提馏段的平均压强: 3.2 温度的计算由附表可知：则有：提馏段的平均温度:3.3 塔内各段汽、液两相组分的平均分子量由计算表格，由公式，则根据公式有： 塔釜：，同理可得：进料：，可知提馏段的平均分子量:3.4提馏段的平均密度1、 液相密度由公式：（为质量
16、分率）得：塔底，查手册用曲线拟合得，得进料板，查手册用曲线拟合得，得提馏段液相密度：2、气相密度：由理想气体状态方程，得提馏段气相密度：3.5 液体表面张力的计算平均表面张力 ： 则塔釜 查手册由曲线拟合得：进料 查手册，由曲线拟合得：提馏段液相平均表面张力： 3.6 提馏段液相平均黏度液体平均黏度塔釜，查手册用曲线拟合得，得进料，提馏段液相平均黏度第四章 精馏塔主要工艺尺寸的计算41精馏塔的塔体工艺尺寸的计算4.1.1 塔径D的计算a、提馏段的气、液相体积的流率为由 ，式中的C由上式计算，其中的由图查取，图的横坐标为b、初选板间距,取塔板上清液层高度 ，查图（），得 ，取安全系数为0.70,
17、则空塔气速为按标准,塔径圆整为0.8m塔截面积： ，实际空塔气速 4.1.2、精馏塔有效高度的计算 精馏段， 提馏段， 进料板上设置一人孔，高0.8m， 精馏塔有效高度Z=7.45m4.2塔板主要工艺尺寸的计算4.2.1 溢流装置的计算因塔径，可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）、溢流堰长取堰长为, 即: w=0.70.8=0.56m （2）、出口堰高 由 选用平直堰，堰上液层高度 取板上清液层高度 （3）、降液管的宽度与降液管的面积由查图（）得： 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 所以降液管设计合理，符合要求。（4）、降液管底隙高度ho取液体通过降液管底
18、隙的流速为0.15由故降液管设计合理，符合要求。选用凹形受液盘，深度。4.2.2 塔板布置 1塔板的分块因，故塔板采用分块式。查表得，塔板共分为3块。2. 边缘区宽度的确定取 ，3.计算开孔区面积：4 筛孔数 n 计算、排列及 开孔率 本例所处理的物系无腐蚀性，选用碳钢板，取筛孔的孔径,筛孔按正三角形排列,故:孔中心距计算塔板上的筛孔数n,即开孔率,即气体通过筛孔的气速:4.3. 筛板的流体力学验算4.3.1塔板压降 （一）塔板压降1、干板阻力计算 干板阻力由由孔径与板厚之比 液柱2、 气流通过液层的阻力查图，得液柱3、 液体表面张力的阻力液柱气体通过每层塔板的液柱 液柱气体通过每层塔板的压降
19、：（设计允许值）。4.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次设计塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。4.3.3 雾沫夹带量eV的验算液沫夹带量由式 计算kg/kg0.1kg/kg故在设计中，液沫夹带量在允许范围内，此负荷下不会发生过量的雾沫夹带。4.3.4 漏液的验算漏液点气速：实际孔速 筛板的稳定性系数故此次设计中无明显漏液。4.3.5 液泛的验算为防止塔内液泛，降液管内液层高度应满足甲醇水为一般物系，取则而板上不设进口堰，可由下式求出液柱液柱故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算,可认为精馏段、提馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。44 塔板负荷性能图441
20、漏液线整理得： 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表4.4.a表4.4.a 漏液线图 LS, m3/s0.00061. 3. 0.0030 4 0.0045 VS1,m3/s 0.291 0.305 0.324 0.3384.4.2液沫夹带线以kg液/kg气为限，故 整理得，表4.4.b液沫夹带线图LS, m3/s0.00150.00300 0.0045VS1,m3/s1.1681.0941.0000.920 4.4.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限线条件，取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限（3）4.4.4
21、 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得故 2.提馏段：取液体在降液管中停留时间为4秒据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限（4）4.4.5 液泛线令由；忽略，将与，与，与的关系代入上式，整理得式中将有关数据代入，得 故 即 LS, m3/s0.00061. 0.00153. 0.0030 4 0.0045 VS1,m3/s 1.192 1.111 0.908 0.506将以上5条线绘于VSLS图中，即为塔板负荷性能图（图见附录）。5条线包围区域为塔板操作区，A为操作点，OA为操作线。OA线与线（5）的交点相应气相负荷为VS，max, OA线与气相负荷下线（1）的交点相
22、应气相负荷为VS，m n。可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限有漏液控制。临界点的操作弹性：提馏段:VS,max/VS,min=1.1/0.33=3.334.5筛板塔的工艺设计计算结果汇总表项目符号单位计算数据提馏段各段平均压力各段平均温度平均流量气相液相实际塔板数块板间距塔有效高度塔径空塔气速溢流形式单溢流型溢流装置溢流管形式弓形堰高堰上清夜层高度安定区宽度边缘宽度降液管底隙高度板上清夜层高度筛孔直径孔中心距开孔数目个开孔面积 空塔气速筛孔气速稳定系数塔板压降液体在降液管中停留的时间降液管内底隙高度雾沫夹带液/气负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷气相最小负荷操作弹性第五章 热
23、量衡算5.1进入系统的热量5.1.1加热饱和蒸汽带入的热量加热蒸汽带入的热量 （以饱和蒸汽计）5.1.2进料带入的热量此时有：其中： 故：5. 1.3回流带入的热量（塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算） 同上，有： 其中： 故： 由，知：5.2离开系统的热量5.2.1塔顶蒸汽带走的热量 由 其中： 可知：5.2.2残余带走的热量 已知： 有：5.2.3散于周围的热 可取5.3热量衡算 由假设易知热量恒定，既：，则有： 代入数据，有： 可解得： 由查表，可知： （140饱和蒸汽） 设塔顶为全凝器，用水做冷却剂，水采自松花江，考虑到温度过高，容易产生污垢，不容易清洗，故采用较低温度。设入口温度为，则冷却水
24、用量为被冷却的部分热量为第六章 塔的附属设备的计算6.1塔顶冷凝器6.1.1确定设计方案a 选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体为甲醇水蒸汽温度为，冷凝至回流温度，冷流体为水，进口温度，出口温度，因此选用列管式换热器，逆流操作，液膜减少，传热系数增大，节省传热面积，减少材料费用。b流动空间确定冷却水来自松花江，易结垢，而回流蒸汽黏度较小，故使冷却水走管程，甲醇和水蒸汽走壳程，便于清洗，排出冷却液，选碳钢管，取6.1.2 传热面积计算(2) 计算传热热负荷Q在泡点温度, 水与甲醇混合物发生相变而转化成气体，再此状态下混合物的汽化潜热来计算所需的热量：冷却水用量取温度为150的饱和水蒸汽进行
25、液化传热，水蒸汽及水的物性数据如下：总传热系数管程传热系数：壳程传热系数 设污垢热阻管壁导热系数计算传热面积： ，考虑到的裕度，取换热器工艺尺寸的计算1.管径和管内流速选用碳钢传热管，取管内流速2.管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根 按单程管计，所需换热管长按按单程管计，传热管长度片厂，取传热管长管程数总管数根3.传热管排列和分程 采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两册采用正方形排列，取中心管距，则横过管束中心线的管数4.壳体内径 采用多管程结构，取管板效率，则壳体内径为 ，圆整后，取折流挡板间距为，则有：壳程内水蒸汽流速： 当量直径： 由以上核算看出，采用F
26、B5006516-4 型号的再沸器的管程、壳程的流速和雷诺准数都是合适的。初选k 值。确定传热器面积取 k=800则传热温差为：初设计换热器型号：设计为型换热器，物性参数如下： 外壳直径 D500管子尺寸公称压力 M1.6管长6公称面积65管数120管程数4管中心距0.032管子排列方式正三角形排列6.1.3核算管程、壳程的流速及雷诺数(1) 管程流量面积：管内水流速：则雷诺数：(2) 管程内水蒸汽流速：流通面积：其中： （取）取折流挡板间距为，则有：壳程内水蒸汽流速： 当量直径： 由以上核算看出，采用FB5006516-4 型号的再沸器的管程、壳程的流速和雷诺准数都是合适的。6.1.4校核传
27、热系数：已选定的换热器是否适合，还要核算K植及传热面积。(1) 管程的对流传热系数 因为管程内是液体沸腾传热，故用公式： 其中 导温系数 (2) 壳程的对流传热系数因为壁温比较接近水蒸汽温度，所以取蒸汽与壁温之间的温差t=25,(3) 确定污垢热阻RS取 ，(4) 计算总传热系数K 以外表面为基准计算总传热系数K,由下式可得6.1.5计算所需传热面积 所选换热器的实际传热面积核算结果表明，换热器的传热面积有7.66裕度，故可用6.1.6计算阻力损失：(1) 管程阻力损失 对于的管，（2） 壳程阻力损失:管程为有机蒸汽在近似等温、等压下冷凝，压降可以忽略，只需要计算管程压降。流经管程压力降均未超
28、过以上核算结果表明，选用型换热器能符合工艺要求。6.2主要接管尺寸的选取对于甲醇易燃流体，安全流速小于管有许多中，如直管、T形管，本次设计，各种管均采用直管。6.2.1进料管的选择已知料液质量流率： 料液密度为： 则料液体积流率：取管内流速： ，设置两个进料管同时进料，每个进料管进料量为 （同时再各备一相同进料管，以防出现故障）则进料管直径：取进料管尺寸为，此时实际流速为：6.2.2回流管的选择由已知回流液流率回流液密度：则回流液体积流率：取管内流速：则回流管直径：故取回流管尺寸为，此时实际流速为： 6.2.3釜液出口管路的选择釜液流率为：体积流率：取管内釜液流速：釜液出口管直径： 取釜液出口
29、管尺寸为，此时实际流速为：6.2.4塔顶蒸汽管的选择近似认为精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率，取管内蒸汽流率，由前计算知。取塔顶蒸汽管尺寸为，实际流速为：6.2.5加热蒸汽管的选择（塔底进气管）由已知，加热蒸汽流率为取加热蒸汽密度为（按150饱和蒸汽计）则加热蒸汽体积流率：取，加热蒸汽管程：取加热蒸汽尺寸为，实际流速6.2.6管线设计结果表现将各管线设计计算结果列于下表4-2-1：表4-2-1 管线设计结果表序 号管线用途流速/（m/s）管规格1进料管085323.52回流液管线0.474533釜液输送管1.91323.54塔顶蒸汽管线11335125加热蒸汽管14.592456.56.3 泵
30、的选型以进料泵为例，1 .进料泵的流速 动压头2 . 扬程的计算及选型设料液面至加料孔，标准弯头两个，回弯头一个，球心阀（全开）1个，进料口突然收缩，查得1 1 2 2 局部阻力进料时水力光滑管，摩擦系数进料表压，在11，22 间列柏努利方程， ，其中得 扬程： 结果查型泵性能表， 所以泵型号为 : IS50-32-125型号IS50-32-125流量m3/h12.5扬程m20功率Kw电机功率2.2功率轴1.13转速2900效率56%必需汽蚀余量m2.0质量（泵/底座）/kg32/46结构单级单吸同时，选用备用泵为查型泵性能表， 所以泵型号为 : IS50-32-160型号IS50-32-16
31、0流量m3/h15扬程m29.6功率Kw电机功率3功率轴2.16转速2900效率60%必需汽蚀余量m2.5质量（泵/底座）/kg46/50结构单级单吸6.4塔总体高度的设计6.4.1筒体壁厚选，所用材质为A36.4.2封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径，可查得曲面高,直边高度，这样封头高为。6.4.3塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。6.4.4除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带
32、损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 除沫器直径选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni19Ti）;丝网尺寸：圆丝0.23。6.4.5裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取。基础环内径：基础环外径：经圆整后裙座取。6.4.6塔底空间取料液在塔底停留，装料系统取0.5，塔底高：塔径塔底料液量塔底体积 因为 所以 6.4.7人孔人孔是安装或检修人员进出
33、塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔1020块板才设一个孔，本塔由于实际板数较少，故只需要在进料板（第12块板）处（从下往上数）设一个人孔，由于饱和蒸汽直接加热，饱和蒸汽黏度较大，在裙座处设置两个人孔即可。在设置人孔处，每个人孔直径为，板间距为,人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。6.5塔立体高度H=H有效+H顶+H底+H封+H裙=8.9+1.2+0.72+0.49+1.8=13.11m结 束 语通过近六周的化工原理的课程设计，我锻炼了自己实际设计同理论相结合相协调的能力，增长了不少
34、实际的知识，开阔了相关的思维方式，更在大脑中确立了一个关于化工生产的大致轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大的拓宽了我们的知识面。 各种资料的综合知识的学习与总结，为我的知识面的拓宽打下了机器牢固的基础，为我以后走向工作岗位或是读硕士研究生打下了坚实的基础。本次化工原理的课程设计使我对化工行业有了一个更深层次的认识，我相信这为我在以后的设计工作打下了坚实的基础，知道如何去灵活地运用课本上的公式解决实际问题，当然在这次设计中的收获还不止这些。更主要的是它武装了我的头脑，教我如何面对自己在实际中在
35、生活中遇到的问题：要协调、要合理、要适度、要认真，课程设计还教会了我要有团结合作的精神，团队意识。因为化工工业任重而道远，仅靠一个人的力量是远远不够的。我们必须学会与人交流协作。在理论板数和负荷性能图的制作当中，我更看到了深思熟虑，考虑全面的重要性。我们做任何事情，不能只看眼前，更应当把事情的前后串联起来，一起考虑，才能取得成功。在此次的设计过程中，我的收获很大,感触也很深，它使我们认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别. 我国的化工事业还不是很发达，而且相对外国来说还很落后，因此对我们每一位将来从事化工行业的大学生来说，我们感到我们脚下的路任重而道远。课 程 设 计 总 结此次课程设
36、计，由于开始没看清楚设计任务，按饱和蒸汽间接加热计算，后进行的改正。由于设计题目为甲醇水筛板精馏，甲醇水物理性质相差较大，在初始计算过程中，一些参数设计较为困难，而且在最初进行物料恒算时，由于应用计算，采用由饱和蒸汽量来计算提馏段气体量，而实际上是由有提馏段气量来推得饱和蒸汽直接加热量，这样回使计算结果存在一定的误差，我们在计算过程中，应当采取热量恒算的方法来计算饱和蒸汽量，由此来计算上升蒸汽量以及下降液体量，气、液相负荷。由课程设计的经验、教训中，我的心得体会是无论做什么，我们都应当认真、细心，看清楚任务，要求再进行操作。参考文献1. 夏清，陈常贵编.化工原理(上，下).天津大学出版社，20
37、06.3 2. 贾绍义，柴诚敬遍. 化工原理课程设计. 天津大学出版社2006.123. 天津大学化工原理教研室编化工原理（上、下册），天津大学出版社4. 陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编.化工原理（上、下）化学工业出版社2006.95. 谭天恩，麦本熙，丁惠华编.化工原理（下）化学工业出版社 19846. 卢焕章等编.石油化工基础数据手册.化学工业出版社 19827. 王国胜编. 化工原理课程设计.大连理工大学出版社 2006.88. 谭天恩，麦本熙，丁惠华编.化工原理（上）第二版 化学工业出版社 19989. 张淑荣，王守发编.化工制图 延边大学出版社 197910. 化工制图.华东化工学
38、院.人民教育出版社 198011. 化工工艺设计手册（下）第一版修订.国家医药管理局上海医药设计院199912. 化学工程手册编辑委员会.化工工程手册.北京：化学工业出版社，2002 夏清，陈常贵编.化工原理(上).天津大学出版社，2006.3 贾绍义，柴诚敬遍. 化工原理课程设计. 天津大学出版社2006.12 化工工艺设计手册（下）第一版修订.国家医药管理局上海医药设计院1999 本设计中所用公式，除出自 外，均出自 ，主要符号说明符号意义SIA组分的量KmolB组分的量KmolC组分的量KmolD塔顶产品流率Kmol/s总板效率X液相组分中摩尔分率y气相组分中摩尔分率相对挥发度粘度Pas
39、F原料进量或流率Kmol/sK相平衡常数L下降液体流率Kmol/sN理论塔板数P系统的总压Paq进料中液相所占分率r汽化潜热KJ/Kmolt温度KV上升蒸气流率Kmol/sW蒸馏釜的液体量Kmolhc与干板压强降相当的液柱高度mhd液体流出降液管的压头损失mhL板上液层高度mWc边缘区高度mWd弓形降压管宽度mWs破沫区宽度mZ塔的有效段高度m0板上液层无孔系数液体在降液管内停留时间sL液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3液体表面张力mN/m符号意义SIWd降液管宽度m密度Kg/m3Aa基板鼓泡区面积m2Af总降压管截面积m2AT基截面积m2C气相负荷参数Cf20液体表面张力为dny.cm-1 时的气相负荷参数Cf泛点负荷系数d0筛板直径m塔径meV霧沫夹带量Kg液/Kg气F0筛孔动能因数g重力加速度h0降液管底隙高度mhp与单板压降相当的液层高度mhW出口堰高mh与克服表面张力压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mHT板间距mLW堰长mLh塔内液体流量