化工原理課程設(shè)計(jì)--苯_甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)_第1頁(yè)
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1、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)-苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)專業(yè)班級(jí) :09級(jí)化學(xué)工程與工藝2班姓 名 : 吳凡平 學(xué) 號(hào) : 06109240 指導(dǎo)老師 : 姚剛 設(shè)計(jì)地點(diǎn) : 東南大學(xué)成賢學(xué)院 2011年9月目錄一 序 言- 4 -二 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書- 5 -三 設(shè)計(jì)計(jì)算- 6 -3.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集- 6 -3.2精餾塔的物料衡算- 9 -3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率- 9 -3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量- 9 -3.2.3物料衡算- 9 -3.3 塔板數(shù)的確定- 9 -3.3.1理論塔板數(shù)的確定- 9 -3.3.2全

2、塔效率的計(jì)算- 13 -3.3.3求實(shí)際板數(shù)- 14 -3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算- 14 -3.4.1操作壓力的計(jì)算- 14 -3.4.2操作溫度的計(jì)算- 15 -3.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算- 16 -3.4.4平均密度的計(jì)算- 17 -3.4.5液體平均表面張力的計(jì)算- 20 -3.4.6液體平均黏度的計(jì)算- 21 -3.4.7氣液負(fù)荷計(jì)算- 22 -3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算- 23 -3.5.1塔徑的計(jì)算- 23 -3.5.2有效塔高的計(jì)算- 25 -3.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算- 25 -3.6.1溢流裝置計(jì)算- 25 -3.6.2塔板布置- 28 -3.

3、7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算- 29 -3.7.1塔板阻力- 29 -3.7.2漏液點(diǎn)- 30 -3.7.3霧沫夾帶- 31 -3.7.4液面落差- 31 -3.7.5液泛的校核- 32 -3.8 塔板負(fù)荷性能圖- 33 -四 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表- 41 -五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備- 42 -5.1附件的計(jì)算- 42 -5.1.1配管- 42 -5.1.2冷凝器- 44 -5.1.3 再沸器- 45 -5.2 板式塔結(jié)構(gòu)- 46 -六 參考書目- 47 -七 設(shè)計(jì)心得體會(huì)- 47 -八 附錄:苯-甲苯連續(xù)精餾過(guò)程板式精餾塔示意圖- 49 -一 序 言 化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課

4、程(物理化學(xué),化工制圖等)所學(xué)知識(shí),完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué),是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁,在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過(guò)課程設(shè)計(jì),要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容,掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法,鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力,問(wèn)題分析能力,思考問(wèn)題能力,計(jì)算能力等。 精餾是分離液體混合物(含可液化的氣體混合物)最常用的一種單元操作,在化工,煉油,石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下(有時(shí)加質(zhì)量劑),使氣液兩相多次直接接觸和分離,利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同,使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移,難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移,實(shí)現(xiàn)原料混合液

5、中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求,精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的,有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì),即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯,采用連續(xù)操作方式,需設(shè)計(jì)一板式塔將其分離。二 板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)。二、設(shè)計(jì)任務(wù)(1)原料液中苯含量:質(zhì)量分率50(質(zhì)量),其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于95(質(zhì)量)。(3)殘液中苯含量不得高于5(質(zhì)量)。(4)生產(chǎn)能力:40000t/y苯產(chǎn)品,年開工300天。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強(qiáng):常壓 (2)進(jìn)料熱狀態(tài):泡點(diǎn)

6、進(jìn)料(3)回流比:自選 (4)單板壓降壓:0.7kPa 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求(1)設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明(2)塔的工藝計(jì)算(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定;塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算;塔板的負(fù)荷性能圖。(4)編制設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表(5)輔助設(shè)備選型與計(jì)算(6)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖:采用繪圖紙徒手繪制五、時(shí)間及地點(diǎn)安排(1)時(shí)間:2011.8.152011.9.9(第1周第4周)(2)地點(diǎn):東南大學(xué)成賢學(xué)院六、參考書目1夏清,陳常貴化工原理下冊(cè)天津:天津大學(xué)出版社,20052任曉光化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2009三 設(shè)計(jì)計(jì)算3.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)

7、數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求,可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離,應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料,將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系,最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的1.91388倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝,熱效率比較低,但塔頂冷凝器放出的熱量很多,但其能量品位較低,不能直接用于塔釜的熱源,在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生

8、低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一,充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾,篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔,孔徑一般為38mm,篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備,它的主要優(yōu)點(diǎn)有: () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單,易于加工,造價(jià)約為泡罩塔的60,為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大,比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高,比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低,每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是: () 塔板安裝的水平度要求較高,否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖:表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分

9、子式分子量M沸點(diǎn)()臨界溫度tC()臨界壓強(qiáng)PC(kPa)苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0,kPa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)(2:例11附表2)溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6

10、300.4560.262表4 純組分的表面張力(1:附錄圖7)溫度8090100110120苯,mN/m甲苯,Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1:附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度(1:)溫度()8090100110120苯(mP.s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mP.s)0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩

11、爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.

12、6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率物料衡算式:苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3.2.3物料衡算 原料處理量總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量3.3 塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的確定(1)相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算苯的沸點(diǎn):80.1 甲苯的沸點(diǎn):110.6由安托因方程 及網(wǎng)絡(luò)上關(guān)于苯和甲苯的安托因系數(shù)圖2:苯和甲苯的安托因系數(shù)(來(lái)自百度網(wǎng)絡(luò)) T=80.11時(shí)苯:甲苯:解得: T=110.6時(shí)苯

13、:甲苯:解得: 則80.1時(shí) 110.6時(shí) (2)最小回流比的求取由于泡點(diǎn)進(jìn)料即飽和液體進(jìn)料,所以取q=1,q線為一條垂直線通常操作回流比可取最小回流比的1.12倍,即,則取(3)求精餾塔的氣液相負(fù)荷 (泡點(diǎn)進(jìn)料q=1)(4)求操作線方程精餾段操作線方程:提餾段操作線方程:(5)逐板法求理論板數(shù)相平衡方程 即 變形得: 用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算: 故精餾段理論板數(shù)n=4用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算: 故提餾段理論板數(shù)n=6(不包括塔釜)理論板數(shù)一共10塊,進(jìn)料板為第5塊3.3.2全塔效率的計(jì)算由于塔頂壓強(qiáng)為常壓=101.3,單板壓降為0.7,理論板為10塊,故塔釜壓強(qiáng)=

14、。經(jīng)chemCAD擬合計(jì)算的塔頂溫度=81.126,塔釜溫度=110.179。所以全塔平均溫度=95.6525。查液體黏度共線圖圖3:液體粘度共線圖分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度,平均粘度由公式,得根據(jù)奧康奈爾(Oconnell)公式計(jì)算全塔效率3.3.3求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)全塔共有塔板19塊,進(jìn)料板在第9塊板。3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.4.1操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力P101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力101.3+0.78106.9 kPa塔底操作壓力=101.3+0.719114.6 kPa精餾段平均壓力(101.3+

15、106.9)2104.1 kPa提餾段平均壓力=(106.9+114.6)/2 =110.75 kPa3.4.2操作溫度的計(jì)算根據(jù)上式計(jì)算出的壓力,經(jīng)過(guò)chemCAD擬合計(jì)算得塔頂溫度圖4:chemCAD擬合計(jì)算得塔頂溫度進(jìn)料板溫度 圖5:chemCAD擬合計(jì)算得進(jìn)料板溫度塔底溫度圖6:chemCAD擬合計(jì)算得塔釜溫度精餾段平均溫度=( 81.126+93.665)/2 = 87.40提餾段平均溫度=(93.665+112.43)/2 =103.053.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.900進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的

16、算法,得0.745, 0.541塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 =0.034,由相平衡方程,得=0.081精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量3.4.4平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算,即 由溫度可以查有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖可以得到對(duì)應(yīng)的液體密度圖7:有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖a.塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD81.126,查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 b.進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tD93.665,查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw112.4

17、3,查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為3.4.5液體平均表面張力的計(jì)算由公式:及查有機(jī)液體的表面張力共線圖得液體張力可以計(jì)算液體表面張力圖8:有機(jī)液體的表面張力共線圖a.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD81.126,查共線圖得 b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF93.665,查共線圖得 c.塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由tw112.43,查共線圖得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為3.4.6液體平均黏度的計(jì)算由公式:及查液體黏度共線圖得液體黏度可以計(jì)算液體黏度圖9:液體黏度共線圖a. 塔頂液相平均黏度的計(jì)算由 tD8

18、1.126,查共線圖得 b. 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由tF93.665,查共線圖得 c. 塔底液相平均黏度的計(jì)算由tw112.43,查共線圖得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為3.4.7氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段:提餾段:3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.5.1塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要,它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性,以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)??蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表8 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT,m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT,mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段:初選板間

19、距,取板上液層高度,故;查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.074;依式圖10:史密斯關(guān)聯(lián)圖校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7,則(安全系數(shù)0.60.8),故 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.27m/s。對(duì)提餾段:初選板間距,取板上液層高度,故;查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.068;依式校正物系表面張力為時(shí)可取安全系數(shù)為0.7,則(安全系數(shù)0.60.8),故 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.26m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致,根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定,對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的,因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.2m。3.5.2有效塔高的計(jì)算精餾段有效塔

20、高提餾段有效塔高在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個(gè),高度為600mm,故有效塔高3.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算3.6.1溢流裝置計(jì)算 精餾段因塔徑D1.2m,可選用單溢流弓形降液管,采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下: a)溢流堰長(zhǎng):?jiǎn)我缌鲄^(qū)lW=(0.60.8)D,取堰長(zhǎng)為0.60D=0.601.20=0.72mb)出口堰高:, 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。圖11:液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得E=1.039,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積:由查弓形降液管的寬度與面積圖可得圖12:弓形降液管的寬度與面積,故 , 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即(大于5s,符合要求

21、)d)降液管底隙高度:取液體通過(guò)降液管底隙的流速(0.07-0.25m/s)依式:滿足條件,故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤 采用平行形受液盤,不設(shè)進(jìn)堰口,深度為60mm提餾段因塔徑D1.2m,可選用單溢流弓形降液管,采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下: a)溢流堰長(zhǎng):?jiǎn)我缌鲄^(qū)lW=(0.60.8)D,取堰長(zhǎng)為0.60D=0.601.20=0.72mb)出口堰高:, 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。查得E=1.058,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積:由查弓形降液管的寬度與面積圖可得,故 , 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即(大于5s,符合要求)d)降液管

22、底隙高度:取液體通過(guò)降液管底隙的流速(0.07-0.25m/s)依式:滿足條件,故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤 采用平行形受液盤,不設(shè)進(jìn)堰口,深度為60mm3.6.2塔板布置 塔板的分塊 因D1200mm,故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對(duì)精餾段:a) 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取安定區(qū)寬度 由于D=1.2m1.5m故取b)開孔區(qū)面積用計(jì)算開空區(qū)面積,解得, b) 篩孔數(shù)與開孔率:本例所處理是物系無(wú)腐蝕性,可選用碳鋼板,取篩板直徑,篩孔按正三角形排列取孔中心距t為篩孔數(shù)開孔率 則每層板上的開孔面積為 3.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板的流體力學(xué)計(jì)算,目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持

23、塔的正常操作,以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整,最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。3.7.1塔板阻力塔板阻力依下式計(jì)算:式中: (1) 精餾段 查干板孔的流量系數(shù)圖得圖13:干板孔的流量系數(shù)圖 所以 單板壓降(2) 提餾段 查干板孔的流量系數(shù)圖得 所以 單板壓降3.7.2漏液點(diǎn)當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí),大量液體從篩孔漏液,這將嚴(yán)重影響塔板效率,因此,漏液點(diǎn)氣速為下限氣速,篩孔的漏液點(diǎn)氣速按下式計(jì)算:其中(1) 精餾段 穩(wěn)定系數(shù),故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。(2) 提餾段穩(wěn)定系數(shù),故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。3.7.3霧沫夾帶 其中精餾段故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量的霧沫夾帶提餾段故在設(shè)計(jì)負(fù)荷

24、下不會(huì)發(fā)生過(guò)量的霧沫夾帶3.7.4液面落差對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響。 3.7.5液泛的校核為了避免液泛,降液管中液面高()不得超過(guò)即 其中液體在降液管出口阻力:精餾段取則則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛提餾段取則則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算,可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。3.8 塔板負(fù)荷性能圖 1精餾段(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中取,前面求得,代入,整理得: 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于表9。 表90.0020.0030.0040.0050.0061.611.541.481

25、.421.37由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1。 (2) 液泛線 由E=1.039,=0.72得:已算出,代入,整理得:在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于表10。 表100.0020.0030.0040.0050.0061.8371.7451.6741.5971.512由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限, 從而做出液相負(fù)荷上限線3(4) 漏液線由和,代入得:整理得:在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于表11。 表110.0020.0030.0040.0050.0060.5530.5660.5780.5

26、880.598由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰,取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.039據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。根據(jù)以上各線方程,可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示。操作點(diǎn)P圖14:精餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出:任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P(設(shè)計(jì)點(diǎn)),處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制,操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比,由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下限,所以操作彈性2.提餾段(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中取,前面求得,代入,整理得: 在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式

27、計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于表12。 表120.0010.0020.0030.0040.0051.8761.7921.7211.6571.599由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1。 (2) 液泛線 由E=1.058,=0.72得:已算出,代入,整理得:在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于表13。 表130.0010.0020.0030.0040.0051.8581.7981.7461.6961.647由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負(fù)荷上限線 以5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限, 從而做出液相負(fù)荷上限線3(4) 漏液線由和,代入得:整理得:在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式

28、計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于表14。 表140.0010.0020.0030.0040.0050.4810.4980.5120.5230.534由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰,取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.058據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。根據(jù)以上各線方程,可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示。操作點(diǎn)P圖15:提餾段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出:任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P(設(shè)計(jì)點(diǎn)),處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制,操作下限有漏液控制。按照固定的氣液比,由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限,氣相負(fù)荷下

29、限,所以操作彈性四 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位設(shè)計(jì)得數(shù)據(jù)精餾段提餾段主要結(jié)構(gòu)參數(shù)塔徑1.21.2塔的有效高度2.84實(shí)際塔板數(shù)塊811板間距0.400.40塔板液流形式單流型單流型塔板形式弓形弓形堰長(zhǎng)0.720.72堰高0.04630.0368溢流堰寬度0.1320.132降液管的面積0.06330.0633管底與受液盤距離0.02780.0597板厚3.03.0孔徑5.05.0孔間距17.517.5孔數(shù)個(gè)31203120開孔率10.1%10.1%邊緣區(qū)寬度0.040.04安定去寬度0.060.06開孔區(qū)面積0.8250.825主要性能參數(shù)各段平均壓強(qiáng)104.1110.75各段平均溫度87.4

30、0103.05氣相平均流量0.850.83液相平均流量0.00200.0043板上清液層高0.030.03空塔氣速0.270.26篩孔氣速10.2410塔板壓降0.0560.058液體在降液管中停留時(shí)間12.665.88降液管內(nèi)清液層高度0.11750.1195霧沫夾帶量0.0120.012負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相負(fù)荷上限1.3451.588氣相負(fù)荷下限0.5550.47操作彈性2.423.38五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備5.1附件的計(jì)算5.1.1配管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多,有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。已知進(jìn)料流率為,

31、平均分子質(zhì)量,密度為所以取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(2)回流管采用直管回流管,回流的體積流率:取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(3)釜液出口管體積流率:取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(4)塔頂蒸汽管取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑(5)加熱蒸汽管取管內(nèi)流速則進(jìn)料管直徑5.1.2冷凝器塔頂溫度tD=81.126 冷凝水t1=20 t2=30 則 由tD=81.126 查液體比汽化熱共線圖圖16:液體比汽化熱共線圖得:又氣體流量塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù) 則傳熱面積冷凝水流量5.1.3 再沸器塔底溫度tw=112.43 用t0=135的蒸汽,釜液出口溫度t1=112則 由tW=112.43 查液體比汽化熱共線圖得:又氣體

32、流量塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù) 則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量?jī)?chǔ)槽、加料泵、高位槽、產(chǎn)品冷卻器設(shè)計(jì)從略。5.2 板式塔結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔(手孔)、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外,其他處根據(jù)需要決定其間距。(1) 塔頂空間 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降,此段遠(yuǎn)高于板間距(甚至高出一倍以上),本塔塔頂空間取(2) 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個(gè)因素決定。 塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長(zhǎng)時(shí)間(易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間)而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間

33、距,大塔可大于此值。本塔?。?) 人孔 一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm,人孔直徑一般為450500mm,其伸出塔體得筒體長(zhǎng)為200250mm,人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。本塔設(shè)計(jì)每7塊板設(shè)一個(gè)人孔,共兩個(gè),即(4) 塔高 故全塔高為10.5m,另外由于使用的是虹吸式再沸器,可以在較低位置安置,所以裙座取了較小的1.5m。六 參考書目 1夏清,陳常貴化工原理下冊(cè)天津:天津大學(xué)出版社,20052任曉光化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)北京:化學(xué)工業(yè)出版社,20093陳均志,李雷化工原理實(shí)驗(yàn)及課程設(shè)計(jì)北京:化學(xué)工業(yè)出版社,20084賈紹義,柴敬誠(chéng)化工原理課程設(shè)計(jì)天津:天津大學(xué)出版社,2002七 設(shè)計(jì)心得體會(huì) 本次課程設(shè)計(jì)通過(guò)給定的生產(chǎn)操作工藝條件自行設(shè)計(jì)一套苯甲苯物系的分離的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。通過(guò)近四周的努力,反經(jīng)過(guò)復(fù)雜的計(jì)算和優(yōu)化,我終于設(shè)計(jì)出一套較為完善的塔板式連續(xù)精餾塔設(shè)備。其各項(xiàng)操作性能指標(biāo)均能符合工藝生產(chǎn)技術(shù)要求,而且操作彈性大,生產(chǎn)能力強(qiáng),達(dá)到了預(yù)期的目的。 通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)我經(jīng)歷并學(xué)到了很多知識(shí),熟悉了大量課程內(nèi)容,懂得了許多做事方法,可謂

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