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文檔簡介
1、<p><b> 目錄</b></p><p> 第一部分 設(shè)計概述3</p><p> 一 、設(shè)計題目:3</p><p> 二 、工藝條件:3</p><p><b> 三 、設(shè)計內(nèi)容3</b></p><p><b> 四、工藝流
2、程圖3</b></p><p> 第二部分 塔的工藝計算5</p><p> 一、查閱文獻,整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)5</p><p> 二、全塔物料衡算與操作方程9</p><p> 三、全塔效率的估算10</p><p> 四、實際塔板數(shù)11</p><p> 五
3、、精餾塔主題尺寸的計算12</p><p> 1 精餾段與提餾段的汽液體積流量12</p><p> 2 塔徑的計算14</p><p> 3 塔高的計算18</p><p> 4 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定18</p><p><b> 5弓形降液管19</b></p>
4、<p> 6開孔區(qū)面積計算20</p><p> 7 篩板的篩孔和開孔率21</p><p> 六、篩板的流體力學驗算22</p><p><b> 1塔板壓降22</b></p><p><b> 2液面落差22</b></p><p>
5、 七、塔板負荷性能圖24</p><p> 1精餾段塔板負荷性能圖24</p><p> 2提餾段塔板負荷性能圖27</p><p> 八、精餾塔的主要附屬設(shè)備30</p><p> 1.塔頂全凝器設(shè)計計算30</p><p> 2.料液泵設(shè)計計算31</p><p>
6、九、設(shè)計結(jié)果一覽表33</p><p><b> 十、符號說明34</b></p><p><b> 十一、參考文獻1</b></p><p><b> 十二、設(shè)計小結(jié)2</b></p><p><b> 第一部分 設(shè)計概述</b><
7、/p><p> 一 、設(shè)計題目: 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計</p><p><b> 二 、工藝條件:</b></p><p> 生產(chǎn)能力:30000噸/年(料液)</p><p><b> 年工作日:300天</b></p><p> 原料組成:25%丙酮
8、,75%水(質(zhì)量分率,下同)</p><p> 產(chǎn)品組成:餾出液 99%丙酮,釜液2%丙酮</p><p> 操作壓力:塔頂壓強為常壓</p><p><b> 進料溫度:泡點</b></p><p><b> 進料狀況:泡點</b></p><p> 加熱方式:直
9、接蒸汽加熱</p><p><b> 回流比: 自選</b></p><p><b> 三 、設(shè)計內(nèi)容</b></p><p> 1 、 確定精餾裝置流程,繪出流程示意圖。</p><p> 2 &
10、#160; 、 工藝參數(shù)的確定</p><p> 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算,工藝過程的物料衡算及熱量衡算,理論塔板數(shù),塔板效 率,實際塔板數(shù)等。</p><p> 3 、 主要設(shè)備的工藝尺寸計算</p><p> 板間
11、距,塔徑,塔高,溢流裝置,塔盤布置等。</p><p> 4 、 流體力學計算</p><p> 流體力學驗算,操作負荷性能圖及操作彈性。</p><p> 5 、 主要附屬設(shè)備設(shè)計計算及選型</p><p> 塔頂全凝器設(shè)計計算:熱負荷,載熱體用量,選
12、型及流體力學計算。</p><p> 料液泵設(shè)計計算:流程計算及選型。</p><p><b> 四、工藝流程圖</b></p><p> 丙酮—水溶液經(jīng)預熱至泡點后,用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后,部分回流,其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱,塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。</p>&
13、lt;p> 精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入,物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離,由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。</p><p> 丙酮—水混合液原料經(jīng)預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板,在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后,逐板溢流,最后流入塔底。在每層板上,回流液體與上升蒸汽互相接觸,進行熱和質(zhì)的傳遞過程。</p
14、><p><b> 流程示意圖如下圖</b></p><p> 圖1:精餾裝置流程示意圖</p><p> 第二部分 塔的工藝計算</p><p> 一、查閱文獻,整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)</p><p> ?。?)水和丙酮的性質(zhì)</p><p> 表1.水和丙酮的粘度<
15、;/p><p> 表2.水和丙酮表面張力</p><p><b> 表3.水和丙酮密度</b></p><p> 表4.水和丙酮的物理性質(zhì)</p><p> 表5. 丙酮—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)</p><p> 由以上數(shù)據(jù)可作出t-y(x)圖如下</p><p>
16、由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖</p><p> ?。?)進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)</p><p> 酮的摩爾質(zhì)量 =58.08 Kg/kmol</p><p> 水的摩爾質(zhì)量 =18.02 Kg/kmol</p><p><b> 平均摩爾質(zhì)量</b></p><p&g
17、t; M=0.093758.08+(1-0.0937)18.02=21.774 kg/kmol</p><p> M= 0.96858.08+ (1-0.968) 18.02=56.798 kg/kmol</p><p> M=0.0062958.08+(1-0.00629)18.02=18.272 kg/kmol</p><p><b>
18、; kg/kmol</b></p><p><b> 最小回流比</b></p><p> 由題設(shè)可得泡點進料q=1則= ,又附圖可得=0.0937, =0.749。</p><p> = </p><p><b> 確定操作回流比: </
19、b></p><p><b> 令=0.6684</b></p><p> 二、全塔物料衡算與操作方程</p><p> (1)全塔物料衡算</p><p><b> Kmol/h</b></p><p><b> Kmol/h</b&
20、gt;</p><p><b> Kmol/h</b></p><p><b> (2) 操作方程</b></p><p><b> 精餾段 = </b></p><p><b> 提餾段 = </b></p><p>
21、(3)由圖可得當R=0.6684時,精餾段與平衡線相切,則即使無窮多塔板及組成也不能跨越切點,切點為(0.854,0.915),則:</p><p> 可解得:=0.8688</p><p><b> 設(shè)=1.7376</b></p><p><b> 精餾段操作線方程:</b></p><p&g
22、t;<b> =</b></p><p> 利用圖解法求理論班層數(shù),可得:</p><p> 總理論板層數(shù) 塊 , 進料板位置 </p><p><b> 三、全塔效率的估算</b></p><p> 用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算:</p>
23、<p> 根據(jù)丙酮—水系統(tǒng)t—x(y)圖可以查得:</p><p> (塔頂?shù)谝粔K板) </p><p> 設(shè)丙酮為A物質(zhì),水為B物質(zhì)</p><p> 所以第一塊板上: </p><p> 可得: </p><p&
24、gt; (加料板) </p><p> 假設(shè)物質(zhì)同上: </p><p> 可得: </p><p> (塔底) </p><p> 假設(shè)物質(zhì)同上: </p><p> 可得:
25、 </p><p> 所以全塔平均揮發(fā)度: </p><p> 精餾段平均溫度: </p><p> 查前面物性常數(shù)(粘度表):61.85 時, </p><p> 所以 </p><p> 查85時,丙酮-水的組成</p><p>
26、 所以 </p><p> 同理可得:提留段的平均溫度 </p><p> 查表可得在83.6時 </p><p><b> 四、實際塔板數(shù)</b></p><p><b> 實際塔板數(shù)</b></p><p
27、> (1)精餾段:,取整15塊,考慮安全系數(shù)加一塊為15塊。</p><p> ?。?)提餾段:,取整9塊,考慮安全系數(shù)加一塊,為9塊。</p><p> 故進料板為第16塊,實際總板數(shù)為25塊。</p><p><b> 全塔總效率: </b></p><p> 五、精餾塔主題尺寸的計算</p&
28、gt;<p> 1 精餾段與提餾段的汽液體積流量</p><p> 精餾段的汽液體積流量</p><p> 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁),由表中數(shù)據(jù)可知:</p><p> 液相平均摩爾質(zhì)量:M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol</p><p> 液相平均溫度:tm=(tf+td)
29、/2=(67.2+56.5)/2=61.85℃</p><p> 表6. 精餾段的已知數(shù)據(jù)</p><p><b> 在平均溫度下查得</b></p><p><b> 液相平均密度為:</b></p><p> 其中,α1 =0.1580 α2 =0.8420</p>&
30、lt;p> 所以,ρlm =852.35</p><p> 精餾段的液相負荷L=RD=1.7376×17.091=29.697kmol/h</p><p> Ln=LM/ρlm=29.697×39.29/852.35=1.369</p><p><b> 由 </b></p><p>
31、<b> 所以 </b></p><p><b> 精餾段塔頂壓強</b></p><p> 若取單板壓降為0.7, 則</p><p><b> 進料板壓強</b></p><p><b> 氣相平均壓強</b></p><
32、;p><b> 氣相平均摩爾質(zhì)量 </b></p><p><b> 氣相平均密度</b></p><p> 汽相負荷 V=(R+1)D=(1.736+1)×17.091= 46.761kmol/h</p><p> 精餾段的負荷列于表7。</p><p> 表7 精餾段的
33、汽液相負荷</p><p> 提餾段的汽液體積流量</p><p> 整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表8,采用與精餾段相同的計算方法可以得到提餾段的負荷,結(jié)果列于表9。</p><p> 表8提餾段的已知數(shù)據(jù)</p><p> 表9提餾段的汽液相負荷</p><p><b> 2 塔徑的計算</b&
34、gt;</p><p> 在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ?</p><p> 在進料板溫度下查表面張力表:=17.9mN/m =64.74mN/m</p><p> 在塔底溫度下查表面張力表: =14.3mN/m =58.4mN/m</p><p> 精餾段液相平均表面張力 </p><p>
35、 提餾段液相平均表面張力 </p><p> 全塔液相平均表面張力 </p><p> 在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?</p><p> 在進料板溫度下查粘度表:</p><p> 在塔底溫度下查粘度表: </p><p> 精餾段液相平均粘度 </p><p> 提餾段液相平均粘
36、度 </p><p> 全塔液相平均粘度 </p><p><b> 1. 塔徑的計算</b></p><p> 精餾段的體積流率計算:</p><p><b> 圖橫坐標:</b></p><p> 取板間距,板上液層高度</p><p&g
37、t; ?。翰楦綀D: </p><p><b> 表觀空塔氣速:</b></p><p><b> 估算塔徑:</b></p><p><b> 塔截面積:</b></p><p> 實際塔氣速: </p><p
38、> 精餾塔的有效高度的計算</p><p><b> 精餾段有效高度為:</b></p><p><b> 提留段有效高度為:</b></p><p> 在進料板上方開一小孔,其高度為0.8m,故精餾塔的有效高度為:</p><p><b> 3.溢流裝置的計算</b
39、></p><p><b> ⑴堰長</b></p><p> 可取=0.66D=0.66×0.8=0.528m</p><p><b> ?、埔缌餮吒叨?lt;/b></p><p> 由=,選用平直堰,堰上液層高度:</p><p><b>
40、取用E=1,則</b></p><p><b> 取液上清液層高度</b></p><p> ?、枪谓狄汗軐挾群徒孛娣e</p><p> 由,查圖5-7()附圖得</p><p><b> 用經(jīng)驗公式:</b></p><p><b> 故降液
41、管設(shè)計合理。</b></p><p> ⑷降液管底隙高度比低10mm,則:</p><p> =-0.01=0.0547-0.01=0.0447m</p><p> 故選用凹形受液盤,深度</p><p><b> 塔板布置</b></p><p><b> ?、潘?/p>
42、的分塊</b></p><p> 因為D≥800mm,故塔板采用分塊式,查表5-3得:塔板分3塊。</p><p><b> ⑵邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p><b> 取</b></p><p><b> ?、情_孔區(qū)面積</b></p>
43、<p><b> 其中,</b></p><p><b> ⑷篩孔計算及其排列</b></p><p> 選用δ=3mm碳鋼篩孔直徑板,取篩孔直徑=5mm</p><p> 篩孔按正三角形排列,取孔中心距t=3=5mm</p><p> 篩孔數(shù)目: <
44、/p><p> 開孔率: </p><p> 氣體通過閥孔的氣速為:</p><p><b> 3 塔高的計算</b></p><p> 塔的高度可以由下式計算:</p><p> --塔頂空間(不包括頭蓋部分)</p><p><b&g
45、t; --板間距</b></p><p><b> N---實際板數(shù)</b></p><p><b> S---人孔數(shù)</b></p><p><b> --進料板出板間距</b></p><p> --塔底空間(不包括底蓋部分)</p>&
46、lt;p> 已知實際塔板數(shù)為N=23塊,板間距HT=0.3由于料液較清潔,無需經(jīng)常清洗,可取每隔8塊板設(shè)一個人孔,因為板數(shù)較少,所以可以忽略人工開孔數(shù)。 </p><p> 取人孔兩板之間的間距,則塔頂空間HP=1m,塔底空間HW=1.5m,進料板空間高度,那么,全塔高度:</p><p> 4 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定</p><p>
47、 由于塔徑大于800mm,所以采用單溢流型分塊式塔板。</p><p> 取無效邊緣區(qū)寬度WC=35mm,破沫區(qū)寬度,</p><p><b> 查得 堰長</b></p><p><b> 弓形溢流管寬度</b></p><p><b> 弓形降液管面積</b>&l
48、t;/p><p> 降液管面積與塔截面積之比 </p><p><b> 堰長與塔徑之比</b></p><p> 降液管的體積與液相流量之比,即液體在降液管中停留時間一般應(yīng)大于5s</p><p> 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間</p><p><b> 符合要求</b&
49、gt;</p><p> 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間</p><p><b> 符合要求</b></p><p><b> 5弓形降液管</b></p><p><b> 采用平直堰,堰高</b></p><p> --板上液層深度,一般不
50、宜超過60--70mm</p><p><b> --堰上液流高度</b></p><p> 堰上的液流高度可根據(jù)Francis公式計算</p><p><b> =</b></p><p> E--液體的收縮系數(shù)</p><p><b> --液相的體積
51、流量</b></p><p><b> --堰長</b></p><p><b> 精餾段</b></p><p><b> =</b></p><p><b> 由 </b></p><p> 查手冊知
52、E=1 則</p><p> =0.00526×1=0.00526m</p><p> =0.06-0.00526=0.0546m</p><p> 降液管底部離塔板距離,考慮液封,取比小15mm</p><p> 即=0.0546-0.01=0.0446</p><p><b> 同
53、理,對提餾段</b></p><p><b> =</b></p><p><b> 由 </b></p><p> 查手冊得 E=1.</p><p> =0.00337×1=0.0337m</p><p> =0.06-0.0033
54、7=0.05663m</p><p> =0.05663-0.01=0.04663m</p><p><b> 6開孔區(qū)面積計算</b></p><p><b> 已知=0.12m</b></p><p> 進取無效邊緣區(qū)寬度 =0.035m 破沫區(qū)寬度 =0.07m</p>
55、<p> 閥孔總面積可由下式計算</p><p><b> x=</b></p><p><b> r=</b></p><p><b> 所以 </b></p><p> 7 篩板的篩孔和開孔率</p><p> 因乙醇-水組
56、分無腐蝕性,可選用碳鋼板,取篩空直徑d0=5mm</p><p> 篩空按正三角排列,孔中心距t=3d0=35=15mm </p><p><b> 篩孔數(shù)目 </b></p><p> 開孔率 (在5--15%范圍內(nèi))</p><p> 氣體通過篩孔的氣速為 </p><p><
57、;b> 則 精餾段 </b></p><p><b> 提餾段 </b></p><p> 六、篩板的流體力學驗算</p><p><b> 1塔板壓降</b></p><p><b> ?、鸥砂遄枇τ嬎?lt;/b></p><p&g
58、t;<b> 干板阻力</b></p><p><b> 由所選用篩板,查得</b></p><p><b> 液柱</b></p><p> ?、茪怏w通過液層的阻力的計算</p><p><b> 氣體通過液層的阻力</b></p>
59、<p><b> 查圖得:</b></p><p> ?、且后w表面張力的阻力計算</p><p> 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力</p><p><b> 液柱</b></p><p> 氣體通過每層塔板的高度可計算:</p><p> ?。?00Pa=設(shè)計允
60、許值)</p><p><b> 2液面落差</b></p><p> 對于篩板塔,液面落差很小,由于塔徑和液流量均不大,所以可忽略液面落差的影響。</p><p><b> 液沫夾帶</b></p><p> 液沫夾帶量,采用公式</p><p><b>
61、 由</b></p><p><b> 所以</b></p><p> 故設(shè)計中液沫夾帶量允許范圍內(nèi)</p><p><b> 漏液</b></p><p> 對于篩板塔,漏液點氣速:</p><p><b> =5.89m/s</b&
62、gt;</p><p><b> 實際空速:</b></p><p><b> 穩(wěn)定系數(shù):</b></p><p> 故在本實驗中無明顯漏液。</p><p><b> 液泛</b></p><p> 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從式
63、子</p><p><b> 取</b></p><p> 而,板上不設(shè)進口堰,則有</p><p><b> 液柱</b></p><p> 可知,本設(shè)計不會發(fā)生液泛</p><p><b> 七、塔板負荷性能圖</b></p>
64、<p> 1精餾段塔板負荷性能圖</p><p><b> 1.1漏液線</b></p><p><b> 查圖知</b></p><p><b> =</b></p><p> 在操作范圍內(nèi),任取幾個值,已上式計算</p><p>
65、;<b> 1.2液沫夾帶線</b></p><p> 以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:</p><p> 解得VS=0.5901-9.2282LS2/3 </p><p><b> 可作出液沫夾帶線2</b></p><p> 1.3液相負荷下限線</p&
66、gt;<p> 液相負荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布,將導致塔板效率下降,對于平直堰,取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負荷標準。</p><p><b> =E</b></p><p><b> E=1,則 </b></p><p> 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限3
67、.</p><p> 1.4液相負荷上限線</p><p> 以3s 作為液體在降液管中停留時間的下限</p><p><b> 故</b></p><p> 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上線4。</p><p><b> 1.5液泛線</b></p
68、><p> 為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi),須維持的液層高度</p><p><b> 令 ,,</b></p><p><b> , 聯(lián)立得</b></p><p><b> 整理得:</b></p><p> 0.0215
69、=0.39-355.3-1.74</p><p><b> 列表計算如下</b></p><p> 由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。</p><p> 根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔的負荷性能圖如下:</p><p><b> 精餾A)</b></p><p> 在負荷
70、性能圖A上,作出操作點A,連接OA,即可作出操作線。由圖可以看出,該篩板的操作上線為液泛控制,下線為漏液控制。由圖查得</p><p> Vs,max= 1.46m3/s Vs,min= 0.5m3/s</p><p> 故操作彈性為Vs,max/Vs,min=2.92</p><p> 2提餾段塔板負荷性能圖</p><p&
71、gt;<b> 2.1漏液線</b></p><p><b> 查圖知</b></p><p><b> =</b></p><p> 在操作范圍內(nèi),任取幾個值,已上式計算</p><p><b> 2.2液沫夾帶線</b></p>
72、<p> 以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:</p><p> hf=2.5hL=2.5(hw+how),hw=0.0366 how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3</p><p> 則hf=0.0915+2.395 LS2/3 HT-hf=0.4-0.0915-2.3
73、95LS2/3=0.309-2.395 LS2/3</p><p> 解得VS=0.6455-10.398LS2/3 </p><p><b> 可作出液沫夾帶線2</b></p><p> 2.3液相負荷下限線</p><p><b> =</b></p><p>
74、;<b> E=1</b></p><p> 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下線3。</p><p> 2.4液相負荷上限線</p><p> 以5s 作為液體在降液管中停留時間的下限</p><p> 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上線4。</p><p><b&
75、gt; 2.5液泛線</b></p><p> 0.195=0.0821-252.4-1.736</p><p><b> 列表計算如下</b></p><p> 由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。</p><p> 根據(jù)以上各線方程,可做出篩板塔的負荷性能圖如下:</p><p>
76、; B:在負荷性能圖B上,作出操作點A,連接OA,即可作出操作線。由圖可以看出,該篩板的操作上線為液泛控制,下線為漏液控制。由圖查得</p><p> Vs,max= 1.45m3/s Vs,min= 0.427m3/s</p><p> 故操作彈性為Vs,max/Vs,min= 3.40</p><p> 八、精餾塔的主要附屬設(shè)備</p
77、><p> 1.塔頂全凝器設(shè)計計算</p><p> ?。?)冷凝器的選擇:強制循環(huán)式冷凝器</p><p> 冷凝器置于塔下部適當位置,用泵向塔頂送回流冷凝水,在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐,這樣可以減少臺架,且便于維修、安裝,造價不高。</p><p> (2)冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量</p><p> 塔
78、頂全凝器的熱負荷:</p><p> 塔頂溫度:tD=56.5O C 進料板溫度:tF=67.2O C 塔釜溫度 :tW=100O C </p><p> 塔頂:用內(nèi)插法求溫度</p><p> tLD=56.757O C tVD=56.837O C </p><p><b> 冷凝器的熱
79、負荷: </b></p><p> IVD—塔頂上升氣體的焓</p><p> ILD—塔頂鎦出液的焓</p><p> —丙酮的蒸發(fā)潛熱 </p><p><b> —水的蒸發(fā)潛熱 </b></p><p> 蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系:</p><p&g
80、t;<b> Tr—對比溫度</b></p><p> 在 tVD=56.837O C </p><p> 丙酮:Tr,1=0.65 Tr,2=0.649</p><p> =522.4KJ/Kg</p><p><b> 同理可得:</b></p><
81、;p> 在tLD=56.757O C </p><p> 水:Tr,1=0.51 Tr,2=0.576</p><p> =2384.6KJ/Kg</p><p> 因為 R=1.7376 D=17.091Koml/h MD=56.798Kg/Koml</p><p> D1= D *
82、MD =970.73Kg/h</p><p><b> QC=</b></p><p> 因為四川地區(qū)夏季平均溫度為35O C,所以選用35O C的冷卻水,升溫10O C.</p><p><b> 在于是冷凝水用量:</b></p><p><b> qm2 </b>
83、</p><p> CPC在溫度為平均溫度40O C下查取為4.174KJ/(Kg*O C)</p><p><b> WC=</b></p><p> 取冷凝器傳熱系數(shù):K=</p><p><b> A=</b></p><p> ==16.29O C</
84、p><p><b> 因為QC=</b></p><p><b> 2.料液泵設(shè)計計算</b></p><p> 由于是泵加料,取 ,</p><p><b> 進料管管徑</b></p><p> 設(shè)料液至加料孔的高度 z=4.78 ,
85、取90 彎頭</p><p> 料液 , </p><p><b> Re= </b></p><p> 在料液面與進料孔面之間列伯努利方程</p><p><b> m</b></p><p><b> m</b></
86、p><p> 則流量為、,查泵性能圖,可得選型如下:</p><p><b> 九、設(shè)計結(jié)果一覽表</b></p><p><b> 十、符號說明</b></p><p><b> 英文字母</b></p><p> Aα-閥孔的鼓泡面積m2<
87、;/p><p> Af -降液管面積 m2</p><p> AT -塔截面積 m2</p><p><b> b -操作線截距</b></p><p> c -負荷系數(shù)(無因次)</p><p> c0 -流量系數(shù)(無因次)</p><p> D -塔頂流出液量
88、kmol/h</p><p><b> D -塔徑 m</b></p><p> d0 -閥孔直徑 m</p><p> ET -全塔效率(無因次)</p><p> E -液體收縮系數(shù)(無因次)</p><p> ?。锬瓓A帶線 kg液/kg氣</p><p>
89、 F -進料流量 kmol/h</p><p> F0 -閥孔動能因子 m/s</p><p> g -重力加速度 m/s2</p><p><b> HT -板間距 m</b></p><p><b> H -塔高 m</b></p><p> Hd -清液高度
90、m</p><p> hc -與平板壓強相當?shù)囊褐叨?m</p><p> hd -與液體流徑降液管的壓降相當液柱高度 m</p><p> hr -與氣體穿過板間上液層壓降相當?shù)囊褐叨?m</p><p> hf -板上鼓泡高度 m</p><p> hL -板上液層高度 m</p>&l
91、t;p> h0 -降液管底隙高度 m</p><p> h02v-堰上液層高度 m</p><p> hp -與板上壓強相當?shù)囊簩痈叨?m</p><p> hσ-與克服液體表面張力的壓降所相當?shù)囊褐叨?m</p><p> h2v-溢液堰高度 m</p><p> K -物性系數(shù)(無因次)<
92、/p><p> Ls -塔內(nèi)下降液體的流量 m3/s</p><p> Lw -溢流堰長度 m</p><p> M -分子量 kg/kmol</p><p><b> N -塔板數(shù)</b></p><p><b> Np -實際塔板數(shù)</b></p>&
93、lt;p><b> NT -理論塔板數(shù)</b></p><p> P -操作壓強 Pa</p><p><b> ΔP-壓強降 Pa</b></p><p><b> q -進料狀態(tài)參數(shù)</b></p><p><b> R -回流比</b>
94、;</p><p> Rmin-最小回流比</p><p> u -空塔氣速 m/s</p><p> w -釜殘液流量 kmol/h</p><p> wc -邊緣區(qū)寬度 m</p><p> wd -弓形降液管的寬度 m</p><p> ws -脫氣區(qū)寬度 m</p>
95、;<p> x -液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率</p><p> y -氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率</p><p><b> z -塔高</b></p><p><b> 希臘字母</b></p><p><b> α-相對揮發(fā)度</b></p>
96、;<p><b> μ-粘度 Cp</b></p><p> ρ-密度 kg/m3</p><p><b> σ-表面張力</b></p><p><b> 下標</b></p><p><b> r -氣相</b></p&g
97、t;<p><b> L -液相</b></p><p><b> l -精餾段</b></p><p> q -q線與平衡線交點</p><p><b> min-最小</b></p><p><b> max-最大</b><
98、;/p><p><b> A -易揮發(fā)組分</b></p><p><b> B -難揮發(fā)組分</b></p><p><b> 十一、參考文獻</b></p><p> [1]王志魁.化工原理(第三版) [M].北京:化學工業(yè)出版社,2005、1</p>&
99、lt;p> [2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計[M].山東:石油大學出版社,2001、5</p><p> [3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設(shè)計[M].天津:天津大學出版社,2002、8</p><p> [4]夏清、陳常貴.化工原理(下冊)[M].天津:天津大學出版社,2005、1</p><p> [5]《化學工程手冊》編輯委員會.化學工程手
100、冊—氣液傳質(zhì)設(shè)備[M]。北京:化學工業(yè)出版社,1989、7</p><p> [6] 陳敏恒 化工原理(下)[M]. 北京:化學工業(yè)出版社,1989 </p><p> [7] 姚玉英. 化工原理(下)[M]. 天津:天津科技出版社,1999 </p><p> [8] 譚天恩 化工原理(下)[M]. 北京:化學工業(yè)出版社,1994</p>
101、<p><b> 十二、設(shè)計小結(jié)</b></p><p> 精溜塔的設(shè)計,在化工行業(yè)有較廣的應(yīng)用,通過短短一周的設(shè)計,使我認識到精溜在應(yīng)用是十分廣泛的,但是,要把此塔設(shè)計好,是有一定難度的,它不僅要求我們擁有較高的理論基礎(chǔ),還要求我們掌握一定的實踐基礎(chǔ)。</p><p> 本次課程設(shè)計比上次難難度大,主要是計算復雜,計算量大考慮的細節(jié)較多,對同一個設(shè)備
102、分成兩部分進行考慮,既相互獨立又須彼此照應(yīng),始終要考慮計算是為一個設(shè)備進行。通過這次設(shè)計,使我認識到作為過控專業(yè)的學生,不僅要學好《化工原理》等專業(yè)課,還要對設(shè)備等相關(guān)內(nèi)容都要學好用好,只有這樣才能為以后的工作打下堅實的基礎(chǔ)。在整個設(shè)計中要考慮很多問題,尤其是一些不容易引起重視細節(jié)問題,否則“小毛病出大問題”,這就要我考慮問題要全面詳細。學以致用,要多學各方面的知識并充分利用,用融合的,相互聯(lián)系的知識能更好地解決問題。</p>
103、;<p> 由于是工程上的問題,我們設(shè)計的不能像理論上那樣準確,存在誤差是在所難免的,計算過程中數(shù)字的一步步地四舍五入逐漸積累了較大的計算誤差,但是只要我們在計算中保持高的精確度,這種誤差可以大大地減小。在計算中,精餾段和提留段有一定的差別,這就要綜合所學知識,將二者合二為一,使其統(tǒng)一。</p><p> 總之,在本次設(shè)計中我學到了很多知識,同時使我認識到理論于實踐的結(jié)合有多重要,也使我在潛意識
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