化工原理課程設計---浮閥式連續(xù)精餾塔設計_第1頁
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文檔簡介

1、<p><b>  目 錄</b></p><p>  第一部分:設計任務書 ……………………………………………………………2</p><p>  第二部分:工藝流程圖 ……………………………………………………………3</p><p>  第三部分:設計方案的確定與說明 …………………………………………4</p>

2、;<p>  第四部分:設計計算與論證 ……………………………………………………4</p><p>  一、工藝計算 ………………………………………………………………………4</p><p>  二、流體力學驗算 ………………………………………………………………15</p><p>  三、主要管尺寸計算 ………………………

3、……………………22</p><p>  四、輔助設備定型 ………………………………………………23</p><p>  五、塔的總體結構 ………………………………………………26</p><p>  六、塔節(jié)說明 ……………………………………………………28</p><p>  七、泵的選擇 ………………………………

4、……………………29</p><p>  第五部分:設計計算結果 …………………………………………30</p><p>  第六部分:心得體會 ………………………………………………31</p><p>  第七部分:參考資料 ………………………………………………31</p><p>  第二部分:工藝流程圖(見附圖)</p>

5、<p>  流程的說明 </p><p>  首先,苯和甲苯的原料混合物進入原料罐,在里面停留一定的時間之后,通過泵進入原料預熱器,在原料預熱器中加熱到泡點溫度,然后,原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點,混合物中既有氣相混合物,又有液相混合物,這時候原料混合物就分開了,氣相混合物在精餾塔中上升,而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中,這些氣相混合物被

6、降溫到泡點,其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中,停留一定的時間然后進入苯的儲罐,而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中,這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中,一部分進入再沸器,在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復前面所說的過程,而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終,完成苯與甲苯的分離。</p><p>  說明:為了控制精餾產(chǎn)物的純度,本裝置采用間接控制指標,即用

7、溫度控制器來改變進入鼓泡管的蒸氣流量。但溫度亦不能太高,當溫度增加時,塔底壓強增加,容易引起液泛的發(fā)生。所以為溫度控制器設定一個預定值,當溫度超過該預定值時,閘閥自動關閉,從而達到溫度控制的目的。</p><p>  第三部分:設計方案的確定</p><p><b>  設計方案的確定:</b></p><p><b>  操作壓力:

8、</b></p><p>  對于酒精-水體系,在常壓下已經(jīng)是液態(tài),所以選用常壓精餾。因為高壓或者真空操作會引起操作上的其他問題以及設備費用的增加,尤其是真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用,而且由于真空下氣體體積增大,需要的塔徑增加,因此塔設備費用增加。綜上所述,我們選擇常壓操作。</p><p><b>  進料狀況:</b></p>

9、;<p>  進料狀態(tài)有五種,如果選擇泡點進料,即q=1時,操作比較容易控制,且不受季節(jié)氣溫的影響,此外,泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同,設計和制造時比較方便。</p><p><b>  加熱方式:</b></p><p><b>  采用間接蒸汽加熱</b></p><p><b>  回流

10、比:</b></p><p>  適宜的回流比應該通過經(jīng)濟合算來確定,即操作費用和設備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。我們確定回流比的方法為:先求出最小回流比R,根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.1-2.0倍,即:</p><p>  R=(1.1-2.0)R</p><p>  回流方式采用泡點回流,易于控制。</p>

11、<p><b>  選擇塔板類型:</b></p><p>  選用F1浮閥塔板(重閥)。F1浮閥的結構簡單,制造方便,節(jié)省材料,性能良好,且重閥采用厚度2mm的薄板沖制,每閥質(zhì)量約為33g。浮閥塔具有的優(yōu)點:生產(chǎn)能力大,操作彈性大,塔板效率高,氣體壓強以及液面落差較小,塔的造價比較低(浮閥塔的造價一般為泡罩塔的60-80%,而為篩板塔的120-130%)。</p>

12、<p>  第四部分:設計計算與論證</p><p><b>  一.工藝計算</b></p><p><b>  (一)物料衡算</b></p><p>  1.將質(zhì)量分數(shù)轉換成摩爾分數(shù)</p><p><b>  2.摩爾流量計算</b></p>&

13、lt;p><b>  3.平均分子量</b></p><p><b>  (二).最小回流比</b></p><p>  乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖:</p><p>  從對角線點a(Xd,Xd)向平衡線作切線得截距0.35</p><p><b>  取</b>&

14、lt;/p><p> ?。?).精餾段方程:</p><p>  精餾段方程: </p><p><b>  (2).提餾段方程</b></p><p>  提餾段方程: </p><p><b> ?。ㄈ?理論塔板數(shù)</b></p><p

15、><b>  用cad作圖法</b></p><p>  由圖得;理論板數(shù)=20</p><p><b>  精餾段塔板數(shù)=18</b></p><p><b>  提餾段塔板數(shù)=2</b></p><p><b>  進料板為第18塊</b><

16、;/p><p> ?。ㄋ模?塔的工藝條件及物性資料計算</p><p>  1.塔頂?shù)谝粔K板: </p><p>  =0.8182 查表得 </p><p>  氣相0.8325×46+(1-0.8325)×18=41.31</p><p>  液相0.8182×46+(1-0.8182

17、)×18=40.91</p><p><b>  相對揮發(fā)度</b></p><p><b>  2.進料:</b></p><p>  0.11,查表得0.4541</p><p>  氣相0.4541×46+(1-0.4541)×18=30.72</p>

18、<p>  液相0.11×46+(1-0.11)×18=21.08</p><p><b>  相對揮發(fā)度</b></p><p><b>  3.塔釜最底板:</b></p><p>  0.008,查表得0.088</p><p>  氣相0.088×

19、46+(1-0.088)×18=20.464</p><p>  液相0.008×46+(1-0.008)×18=18.224g/mol</p><p><b>  相對揮發(fā)度</b></p><p><b>  流量表:</b></p><p>  計算相關參數(shù)列表如

20、下,</p><p>  注:以上需要查表的數(shù)據(jù)查《傳熱傳質(zhì)過程設備設計》P222—225的附錄得 </p><p>  (五)計算全塔效率和實際塔板數(shù)</p><p><b>  1.粘度</b></p><p>  塔頂=78.43查得</p><p><b>  進料查得</

21、b></p><p><b>  塔釜 查得</b></p><p><b>  平均粘度</b></p><p>  注:查《流體力學與傳熱》(華南理工大學出版社)P257—附錄5得。</p><p>  2.計算平均相對揮發(fā)度:</p><p><b>

22、  3.計算全塔效率:</b></p><p>  取實際塔總板數(shù) 塊板,精餾段板數(shù)42塊,進料板在第42塊</p><p><b> ?。┯嬎闼?lt;/b></p><p><b>  1.精餾段:</b></p><p>  設定板間距,板上液層高度,則</p>&l

23、t;p><b>  液氣動能參數(shù)</b></p><p> ?。ú椤秱鳠醾髻|(zhì)過程設備設計》P181的圖4—12得)</p><p><b>  =</b></p><p><b> ?。?lt;/b></p><p>  u=(0.6~0.8) 取u=0.8=0.8

24、5;1.4076=1.126m/s</p><p>  根據(jù)流量公式可以計算塔徑,即:</p><p>  將塔徑圓整得:=0.8m</p><p><b>  2、提餾段:</b></p><p>  設定板間距,板上液層高度,則</p><p><b>  液氣動能參數(shù)</b&

25、gt;</p><p> ?。ú椤秱鳠醾髻|(zhì)過程設備設計》P181的圖4—12得) </p><p>  u=(0.6~0.8) 取u=0.6=0.8×2.62=2.09m/s</p><p>  將塔徑圓整得:=0.7m</p><p><b>  3、塔徑:</b></p><p&g

26、t;  由于精餾段和提餾段的塔徑相等,即:=0.8m</p><p>  因為直徑在2.2m以下的浮閥塔,一般采用溢流堰,所以此處也應該采用溢流堰。</p><p><b>  塔截面積</b></p><p><b>  實際空塔氣速 </b></p><p> ?。ㄆ撸┮缌餮b置設計:</p

27、><p><b>  主要符號說明</b></p><p><b>  1、精餾段設計:</b></p><p>  選用單溢流弓形降液管,不設進口堰</p><p>  堰長=(0.6~0.8)D 取堰長 = 0.6D=0.48m </p><p>  出口堰高 取液流收縮

28、系數(shù)E=1</p><p>  先假設是平直堰, 計算堰上液層高度, </p><p><b>  因為故采用平直堰</b></p><p><b>  出口堰高</b></p><p><b>  降液管底隙高度&l

29、t;/b></p><p><b>  實際設計中,故取</b></p><p><b>  2、提餾段設計:</b></p><p>  選用單溢流弓形降液管,不設進口堰</p><p>  堰長=(0.6~0.8)D 取堰長= 0.48m <

30、;/p><p>  出口堰高 取液流收縮系數(shù)E=1</p><p>  先假設是平直堰,則查圖得: E=1,得 </p><p>  因為故采用平直堰, </p><p><b>  出口堰高</b></p><

31、p>  降液管底隙高度: 滿足不少于20~25mm</p><p> ?。ò耍┕谓狄汗艿膶挾群徒孛娣e</p><p>  由,查《化工原理》下冊P160圖3-13</p><p>  得:0.054 0.105</p><p>  液體在降液管停留時間:</p><p><b> ?。?)精餾段

32、:</b></p><p><b> ?。?)提餾段:</b></p><p><b>  因此結構合理。</b></p><p> ?。ň牛┧宀贾眉案¢y數(shù)目以及排列</p><p>  塔徑D=0.8m,選用整塊式塔板</p><p><b>  一

33、般對于小塔,</b></p><p><b>  溢流堰入口安定區(qū):</b></p><p>  根據(jù)小塔的可選30~50mm,大塔可選50~75mm</p><p>  邊緣區(qū)寬度(無效區(qū))</p><p>  降液管寬度:(精餾段和提餾段一樣)</p><p> ?。?)精餾段浮閥

34、的數(shù)目及孔間距:</p><p>  對于F1型浮閥(重閥),當板上浮閥剛剛全開時,動能因數(shù)F0在9—12之間,故在此范圍取 得合適的F0=11</p><p>  閥孔氣速 </p><p><b>  每層塔板浮閥N:</b></p><p><b>  取N=4

35、7</b></p><p>  因為浮閥塔在塔板鼓泡區(qū)用叉排時氣液接觸效果較好,故選用叉排,對整塊式塔板,采用正三角形叉排??仔木鄐為75~125mm。</p><p>  對于單溢流塔板,鼓泡區(qū)面積</p><p>  按照等邊三角形排列,閥孔中心距:</p><p><b>  取t=95mm</b>&l

36、t;/p><p>  實際排得N=49個(具體見附圖)</p><p>  精餾段塔板閥孔布置圖如下:</p><p><b>  由N值驗算:</b></p><p>  由于計算出的在9~12之間,所以塔板的布置是合理的。</p><p>  開孔率:因開孔率應在4%~15%之間故符合要求<

37、/p><p>  (2)提餾段浮閥的數(shù)目及孔間距:</p><p>  取浮閥孔動能因子F0’=9 ( 因F0在9—12之間)</p><p><b>  每層塔板浮閥數(shù):</b></p><p><b>  取N=44個</b></p><p>  浮閥排列方式采用正三角形

38、叉型排列</p><p><b>  所以</b></p><p>  取孔心距t=98mm </p><p>  實際排得N’=41個(具體見附圖):</p><p>  提餾段塔板閥孔布置圖如下:</p><p><

39、;b>  驗算:</b></p><p>  閥孔能動系數(shù)變化不大,仍在9—12之間</p><p>  開孔率: 因開孔率在10%~14%之間故符合要求</p><p>  二、塔板的流體力學驗算</p><p><b> ?。ㄒ唬┚s段</b></p><p>  1.氣相通

40、過浮閥塔板的壓強降 </p><p><b>  a) 干板阻力</b></p><p>  b) 板上充氣液層阻力 取</p><p>  c).液體表面張力所造成的阻力,一般很小,完全可以忽略。</p><p><b>  單板壓強降 </b></p>

41、;<p><b>  2.淹塔校核 </b></p><p>  需要控制的降液管液面高度 , </p><p><b>  且有</b></p><p>  液體通過塔板的壓降所相當?shù)囊褐舾叨萮p=0.0652m</p><p>  板上液層高度=0.05

42、m</p><p><b>  所以降液管液面高度</b></p><p>  因為乙醇—水的物系不易起泡,取</p><p> ?。?0.5×(0.35+0.04214)=0.196m</p><p>  因為 ,所以設計結果符合要求。</p><p><b>  3.霧沫夾

43、帶</b></p><p>  由 =0.35m, =1.438kg/, </p><p>  查《傳熱傳質(zhì)過程設備設計》P199圖4--25得:CF=0.096 </p><p>  因為酒精—水系統(tǒng)為無泡沫系統(tǒng),K=1</p><p><b

44、>  板上液體流經(jīng)長度:</b></p><p><b>  鼓泡面積:</b></p><p>  對于直徑小于0.9m的塔,為了避免霧沫夾帶,應控制泛點率不超過70%。以上計算泛點率在70%以下,故霧沫夾帶量滿足 的要求。</p><p>  4. 塔板負荷性能圖</p><p><b>

45、;  a)極限霧沫夾帶線</b></p><p>  按泛點率= 對于一定的物系及一定的塔板結構,式中均為已知值。 </p><p>  相應于的泛點率上限值亦可確定,將各已知數(shù)據(jù)代入上式,使得出 V—L的關系式,根據(jù)此可做出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。</p><p>  按泛點率=70%,計算如下:</p><p>&l

46、t;b>  =70% </b></p><p>  將各數(shù)據(jù)代入得霧沫夾帶線: …………………1</p><p><b>  b)液泛線</b></p><p>  將各數(shù)代入整理得:……………………2</p><p>  上式即為精餾段液泛線方程,在操作范圍內(nèi)取若干L值計算</p&g

47、t;<p>  相應的V值,列表如下:</p><p><b>  c).液相負荷上限</b></p><p>  最大流量應保證降液管中液體停留時間不少于3-5秒 </p><p><b>  ,這里取,則</b></p><p>  ………………………………

48、…… 3</p><p><b>  d)氣相負荷下限</b></p><p>  對于F1型重閥,取計算,則</p><p>  ……………………………4</p><p><b>  e)液相負荷下限</b></p><p>  取堰上液層高度作為液相負荷的下限,</

49、p><p>  精餾段采用平直堰,利用</p><p><b>  所以 </b></p><p>  …………………………… 5</p><p><b>  精餾段的操作彈性:</b></p><p><b> ?。ǘ?、提餾段</b></p>

50、;<p>  1、氣相通過浮閥塔板的壓強降 </p><p><b>  a) 干板阻力</b></p><p>  b) 板上充氣液層阻力 取</p><p>  c).液體表面張力所造成的阻力,一般很小,完全可以忽略。</p><p>  單板壓強降 =0.063×926.57

51、×9.81=586.51Pa</p><p><b>  2 .淹塔校核 </b></p><p>  需要控制的降液管液面高度 , </p><p><b>  且有</b></p><p>  液體通過塔板的壓降所相當?shù)囊褐舾叨?lt;/p>&l

52、t;p>  板上液層高度h=0.06m</p><p>  所以降液管液面高度H=0.0692+0.06+0.00153=0.1457m</p><p>  因為乙醇—水的物系不易起泡,取</p><p>  因為,所以設計結果符合要求。</p><p>  3.霧沫夾帶 </p><p><b

53、>  由 </b></p><p>  查《傳熱傳質(zhì)過程設備設計》P199圖4--25得:</p><p>  C’F=0.085,因為酒精——水系統(tǒng)為無泡沫系統(tǒng),K=1</p><p><b>  板上液體流經(jīng)長度:</b></p><p><b>  鼓泡面積:</b>&

54、lt;/p><p>  對于直徑小于0.9m的塔,為了避免霧沫夾帶,應控制泛點率不超過70%。以上計算泛點率在70%以下,故霧沫夾帶量滿足 的要求。</p><p>  4. 塔板負荷性能圖</p><p><b>  a)極限霧沫夾帶線</b></p><p>  按泛點率= 對于一定的物系及一定的塔板結構,式中均為已

55、知值。 </p><p>  相應于的泛點率上限值亦可確定,將各已知數(shù)據(jù)代入上式,使得出 V—L的關系式,根據(jù)此可做出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。</p><p>  按泛點率=70%,計算如下:</p><p><b>  =70% </b></p><p>  將各數(shù)據(jù)代入得霧沫夾帶線: ………………

56、…… 1</p><p><b>  b)液泛線</b></p><p>  將各數(shù)代入整理得: ……………………………2</p><p>  上式即為精餾段液泛線方程,在操作范圍內(nèi)取若干L值計算</p><p>  相應的V值,列表如下:</p><p><b>  c).液相負荷上

57、限</b></p><p>  最大流量應保證降液管中液體停留時間不少于3-5秒 </p><p><b>  ,這里取,則</b></p><p>  …………………………………3</p><p><b>  d)氣相負荷下限②</b></p>&

58、lt;p>  對于F1型重閥,取計算,則</p><p>  ………………………4</p><p><b>  e)液相負荷下限</b></p><p>  取堰上液層高度作為液相負荷的下限,</p><p>  精餾段采用平直堰,利用</p><p><b>  所以 <

59、/b></p><p>  ……………………………5</p><p><b>  提餾段的操作彈性:</b></p><p>  提餾段的負荷性能圖見附圖</p><p>  三 、主要接管尺寸計算</p><p><b>  1.進料管</b></p>

60、<p><b>  由前面物料衡算得:</b></p><p>  F=186.1kmol/h=1.0897kg/s</p><p>  進料平均溫度86.3℃,=894.43Kg/</p><p>  進料由泵輸入塔中,適宜流速為1.5-2.5m/s,</p><p><b>  取進料流速,則:&

61、lt;/b></p><p><b>  進料管內(nèi)徑</b></p><p>  根據(jù)計算結果可選取鋼管: </p><p>  效核實際流速,設備適用。</p><p><b>  2.回流管</b></p><p><b&

62、gt;  由前面物料衡算得:</b></p><p>  采取泵回流,適宜速度為1.5--2m/s,取回流流速,則:</p><p><b>  回流管直徑 </b></p><p><b>  選取鋼管:</b></p><p>  驗算得實際流速,設備適用</p>

63、<p><b>  3.釜液出口管</b></p><p><b>  由前面物料衡算得:</b></p><p>  適宜速度為0.5-1.0m/s,取出口流速,則</p><p>  管直徑 </p><p><b>  選取</b></p&g

64、t;<p>  校核實際流速,設備適用。</p><p><b>  4.塔頂蒸汽管</b></p><p><b>  由前面物料衡算得:</b></p><p>  常壓下適宜的蒸汽流速為:15~20m/s,取蒸汽流速u=18m/s,</p><p><b>  管直徑&

65、lt;/b></p><p><b>  選取 </b></p><p>  驗算得實際流速 ,設備適用</p><p><b>  四、輔助設備定型</b></p><p>  本設計方案使用的輔助設備主要有:</p><p>  預熱器一個,用于預熱進料,同時冷卻釜

66、液</p><p>  全凝器一個,將塔頂蒸汽冷卻,提供產(chǎn)品和一定量的回流</p><p>  冷卻器一個,將產(chǎn)品冷卻到要求溫度后排出</p><p>  再沸器一個,將釜液加熱成蒸氣</p><p><b>  1.冷卻器</b></p><p>  取水進口溫度為25℃,水的出口溫度為35℃;

67、=(25+35)/2=30℃</p><p>  塔頂全凝器出來的有機液(質(zhì)量分率92%的乙醇溶液)</p><p>  D=0.2663Kg/s;</p><p>  溫度為78.43℃,降至30℃(設計任務書規(guī)定)。</p><p>  按產(chǎn)品冷卻前后的平均溫度,℃,查算比熱:</p><p>  =2.91

68、15;0.2663×(78.43-30)=37.53kJ/s</p><p><b>  所用水量:</b></p><p><b>  單位產(chǎn)品冷卻水用量</b></p><p>  根據(jù)經(jīng)驗值,K=290~698J/( .℃)</p><p>  取總傳熱系數(shù)K=0.4KJ/(.℃)&

69、lt;/p><p>  取安全系數(shù)為1.1,則換熱面積為:</p><p>  選取固定管板式換熱器: 型號: 管子(炭鋼)尺寸;</p><p><b>  單位熱交換面積</b></p><p><b>  2.全凝器</b></p><p>  取水進口溫度為2

70、5℃,水的出口溫度為45℃,V =0.7383Kg/s;</p><p>  塔頂出口氣體的溫度為78.43℃,在此溫度下</p><p>  查得乙醇汽化熱為846 KJ/kg, 水為2311.47 KJ/kg </p><p>  =0.92×846+(1-0.92)×2311.47=963.24kJ/kg<

71、/p><p>  熱負荷Q=V×=0.7383×963.24=711.16 KJ/s</p><p><b>  平均溫度35℃下,</b></p><p><b>  所用水量:</b></p><p><b>  單位產(chǎn)品冷凝水用量</b></p>

72、;<p>  根據(jù)經(jīng)驗值,K=582~1163J/( .℃),取總傳熱系數(shù)K=700w/℃=0.7KJ/</p><p><b>  ℃</b></p><p>  取安全系數(shù)1.1,則換熱面積為:</p><p><b>  A=1.1</b></p><p>  選取浮頭式換熱器:

73、 型號: 管子(炭鋼)尺寸;</p><p><b>  單位熱交換面積</b></p><p><b>  3、預熱器</b></p><p>  設計流程要求泡點進料,進料濃度下的泡點溫度為86.3℃,而進料溫度為25℃,利用蒸汽間接加熱。</p><p><b>  查得

74、蒸汽的參數(shù):</b></p><p>  料液的平均溫度: 查得 </p><p><b>  蒸氣用量</b></p><p><b>  單位產(chǎn)品蒸氣用量</b></p><p>  選取浮頭式換熱器: 型號: 管子(炭鋼)尺寸;</p><p>

75、;<b>  單位熱交換面積</b></p><p><b>  4、再沸器</b></p><p>  飽和水蒸氣壓強為2.5kgf/cm2,在此條件下:</p><p>  釜液的溫度為98.1℃,組成基本為水,查得此溫度下水汽化熱為</p><p><b>  傳熱溫差為 </

76、b></p><p>  根據(jù)經(jīng)驗值,K=1420~4250 W/(m2 K),取K=2000W/(m2 K) V=0.3657kg/s</p><p><b>  蒸氣的用量</b></p><p><b>  單位產(chǎn)品蒸氣用量</b></p><p>  取安全系數(shù)1.1,則換

77、熱面積為:</p><p>  選取浮頭式換熱器: 型號: 管子(炭鋼)尺寸;</p><p><b>  單位熱交換面積</b></p><p><b>  五、塔總體結構</b></p><p><b>  1.塔壁厚</b></p><p&

78、gt;  材料Q235-A 查得 操作壓力P=1atm 溫度 </p><p>  由于用以上公式計算出的壁厚很小,不符合實際的要求,故根據(jù)經(jīng)驗取壁厚</p><p><b>  2塔封頭的確定</b></p><p>  由D=800mm選橢圓型封頭DN800,封頭高度hl=200mm</p><p>  直邊高度

79、h2=25mm,取壁厚 </p><p><b>  3.法蘭的選擇</b></p><p>  D=800mm,工作壓力為0.1Mpa。選擇 甲型法蘭JB4701-92,公稱壓力為0.25Mpa,</p><p><b>  材料為Q235-A</b></p><p><b>  4.

80、塔高</b></p><p>  因為塔底空間具有中間儲槽的作用,塔釜料液最好在塔底停留 10~15min,這里取600s,則有</p><p>  V釜液=0.0012×600=0.72 </p><p>  所以塔釜液面高:H釜=</p><p>  塔釜高度=1.433+0.2=1.7m</p>&l

81、t;p>  進料板層增加的高度=0.2m</p><p>  封頭高度=2*(0.2+0.025)=0.45m</p><p><b>  塔頂層高度=1m</b></p><p>  塔層高度=44×0.35=15.4m</p><p><b>  裙座高度=2.5m</b><

82、;/p><p>  開人孔增加的高度=6*0.35=2.1m</p><p>  總塔高度約為24m。</p><p><b>  4.裙座的設計</b></p><p>  (1)裙座高度:2.5m ,厚度:8mm , 直徑:800mm</p><p>  (2)開人孔:直徑480mm</p&

83、gt;<p><b>  (3)基礎環(huán):</b></p><p> ?。?)基礎環(huán)上固定螺栓的確定:</p><p>  條件:當?shù)刈畲箫L力12級,查得風速32.6m/s,風壓P=2254 Pa</p><p><b>  塔高:24m</b></p><p><b>  計

84、算: </b></p><p><b>  塔體承受的風力:</b></p><p><b>  力矩:</b></p><p><b>  基礎環(huán)的強度:</b></p><p><b>  應力:</b></p><p

85、><b>  基礎環(huán)的有效面積:</b></p><p>  A3鋼螺栓的許用應力為,取用螺栓n=28個</p><p><b>  螺栓徑</b></p><p>  查表得,基礎環(huán)取規(guī)格為M42的螺栓,28個。</p><p>  六、塔節(jié)說明(結構圖見附圖)</p><

86、;p>  因為塔徑等于800mm,所以采用整塊式塔板。本設計定距離管式塔板結構。因共需44塊塔板,所以可以設計一個塔層中安裝5層塔板,全塔共需要9個塔節(jié)。因為板間距為350mm,故塔節(jié)高度為350×5=1750 mm。小于2500mm,滿足要求;含進料層的塔節(jié)較其他塔節(jié)高,為1950mm,裝有人孔的塔節(jié)也較其他塔節(jié)略高,為2100mm,也滿足要求。6個塔板用拉桿和定距管緊固在塔節(jié)內(nèi)。定距管起著支撐塔板和保持塔間距的作用。

87、塔板與塔壁的間隙,一軟填料密封后,用壓板和壓圈壓緊。塔節(jié)兩端均有法蘭,兩個塔節(jié)間用螺栓螺母連接。</p><p><b>  七、泵的選擇</b></p><p><b>  1.進料泵</b></p><p><b>  進料高度=</b></p><p>  流量F=392

88、2.92kg/h=4.392m3/h</p><p>  在原料液罐液面與進料口面之間列伯努利方程得:</p><p>  其中Z2-Z1=5.825m,P1=1atm,P2=1atm,u1=0m/s,u2=1.615m/s,大約估算</p><p>  則泵的壓頭為H=7m</p><p>  參考《化工原理》上冊附表23,選用2B19B水

89、泵,揚程為10.3 m。</p><p><b>  2.冷卻水泵</b></p><p>  冷卻器水用量=0.899kg/s</p><p>  全凝器用水量=8.51kg/s</p><p>  總耗水量=9.409kg/s=33.8724m3/h </p><p>  在以地面為基準面與塔

90、頂?shù)拿嬷g列伯努利方程得:</p><p>  其中Z1-Z2=24m,P1=0,P2=0kPa,u1=0m/s,u2=2m/s,大約估算</p><p>  則泵的壓頭為H=27.2m</p><p>  參考《化工原理》上冊附表23,選用 2B31水泵,揚程為30.8 m。</p><p><b>  3.回流泵</b&g

91、t;</p><p>  回流液流量L=1673.64kg/h=2.21m3/h</p><p>  以地面為基準面與塔頂?shù)拿嬷g列伯努利方程得:</p><p>  其中Z2-Z1=24m,P1=1atm,P2=1atm,,,大約估算</p><p>  則泵的壓頭為H=27.1m</p><p>  參考《化工原理

92、》上冊附表23,選用 2B31水泵,揚程為30.8 m。</p><p>  第五部分:設計計算結果</p><p><b>  第六部分:心得體會</b></p><p>  化工原理課程設計是化工原理課程的一個總結性和綜合性教學環(huán)節(jié)。在這個課程設計過程當中,我們綜合地運用了我們所學習過的流體力學,傳熱,傳質(zhì),分離等方面的化工基礎知識通過這段

93、時間的課程設計,我們進一步加深了對化工原理這門課程知識的理解和掌握。</p><p>  首先扎實的基礎理論知識是設計的重要基石,好像最小回流比,理論塔板數(shù),全塔效率等的計算,在設計過程中起到了關鍵的基礎性作用。其次,綜合運用了工程制圖,計算機工程制圖,機械設計基礎等課程的知識,全面上提高了我們綜合運用個學科知識,和交叉學科之間的相互滲透的能力。</p><p>  其次,在計算過程當中我

94、大部分計算公式編輯器編寫的公式來完成;AutoCAD繪畫最小回流比,理論塔板數(shù),在圖上獲取計算中所需要的數(shù)據(jù),此次設計進一步強化了我們對Word、Auto cad 、origin等軟件的掌握和運用。通過這個課程設計培養(yǎng)了我查閱資料、選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力,樹立了實事求是,保證設備可靠性,客觀設計思想。</p><p>  在整個設計過程中,讓我體會到辛苦后的成功喜悅。每個成功的設計都是設計者整個綜合能力的體現(xiàn),

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