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文檔簡介
1、<p><b> 化工原理課程設計</b></p><p> –––––板式精餾塔的設計</p><p><b> 目錄</b></p><p> 一、化工原理課程設計任書 二、設計計算
2、 1.設計方案的確定 2.精餾塔的物料衡算 3.塔板數(shù)的確定
3、 4.精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 5.精餾塔的塔體工藝尺寸計算 6.塔板主要工藝尺寸的計算 7.篩板的流體力學驗算 </p><p&g
4、t;<b> 一 設計題目:</b></p><p> 設計分離苯―甲苯連續(xù)精餾篩板塔</p><p> 二、 設計任務及條件</p><p><b> 1、 設計任務:</b></p><p> 物料處理量: 4000kg/h </p><p>
5、 進料組成 : 0.6 0.44 苯,苯-甲苯常溫混合溶液 (質量分率,下同)</p><p><b> 分離要求:</b></p><p> 塔頂產品組成苯 0.975 0.99 </p><p> 塔底產品組成苯 0.0235 0.15 </p><p><b&g
6、t; 2、 設計條件</b></p><p> 塔頂表壓: 4 kPa </p><p> 單板壓降: ≤0.7 kPa </p><p> 全塔效率: 52%</p><p> 1.設計方案的選定 本設計任務為分離苯一甲苯混合物。對于二元混合物的分離,應采用連續(xù)精餾流程。
7、設計中采用泡點進料,將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝,冷凝液在泡點下一部分回流至塔內,其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。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2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱,塔底產品經冷卻后送至儲罐。2 精餾塔的物料衡算</p><p> (1) 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率 苯的摩爾質量 MA=78.11kg/kmo;甲苯的摩
8、爾質量 MB=92.13kg/kmol進料組成 XF==0.481</p><p> 餾出液組成 XD==0.979</p><p> 釜殘液組成 XW==0.028</p><p> (2)原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 MF=0.481×78.11+0.519×92.13=85.39kg/kmol&
9、lt;/p><p> MD=0.979×78.11+0.021×92.13=78.40kg/kmol</p><p> MW=0.028×78.11+0.972×92.13=91.74kg/kmol</p><p><b> ?。?)物料衡算 </b></p><p> 改,,,
10、原料處理量 F=4000/85.39=46.84kmol/h總物料衡算 46.84=D+W苯物料衡算 46.84×0.481=0.979D+0.028 W聯(lián)立解得 D=22.31kmol/h W=24.53kmol/h</p><p> 3 塔板數(shù)的確定 依操作壓力由泡點方程通過試差差值法計算溫度,其中笨,甲苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算,計算結果如下:
11、 塔頂 tD=80.6℃ Ps苯=102.9kpa Ps甲苯=39.6kpa 進料板 tF=93.0℃ Ps苯=148.2kpa Ps甲苯=59.7kpa 塔底 tW=109.4℃ Ps苯=230.3kpa Ps甲苯=97.8kpa
12、 精餾段平均溫度 tm=(80.6+93.0)/2=86.8℃ 提餾段平均溫度 tm=(93.0+109.4)/2=101.2℃ 揮發(fā)度的計算: 塔頂 αD=102.9/39.6=2.60 <
13、;/p><p><b> 全塔效率的計算</b></p><p> 查溫度組成圖得到,塔頂溫度TD=80.6℃,塔釜溫度TW=109.4℃,全塔平均溫度Tm =92.97℃。95</p><p> 分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度</p><p><b> ,</b></p>&
14、lt;p><b> 平均粘度由公式,得</b></p><p><b> 全塔效率ET</b></p><p> 相平衡方程 解得</p><p><b> 變形得 </b></p><p> 用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算</p
15、><p> = 0.992 , = 0.980 </p><p><b> , </b></p><p><b> , </b></p><p><b> , </b></p><p><b> , </b>
16、</p><p><b> , </b></p><p><b> , </b></p><p><b> , </b></p><p><b> , </b></p><p><b>
17、 , </b></p><p><b> 因為,</b></p><p> 故精餾段理論板 n=10,用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計算</p><p><b> ,</b></p><p><b> ,</b></p><
18、p><b> ,</b></p><p><b> ,</b></p><p><b> ,</b></p><p><b> , </b></p><p><b> , </b></p><
19、;p><b> 因為,</b></p><p> 所以提留段理論板 n=5(不包括塔釜)</p><p> 實際板層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) N精=6/0.52=11.5≈12 提餾段實際板層數(shù) N提=7/
20、0.52≈13 精餾塔的熱量衡算 精餾塔的氣、液相負荷 V=(R+1)D=(2.64+1)×22.31=81.21kmol/h
21、 V’=V+(q-1)F=V=81.21kmol/h 再沸器的熱負荷為 QB=</p><p> 因塔頂鎦出液幾乎為純苯,故其焓可近似按純苯進行計算</p>
22、<p> QC=VrA=81.21×389×78.11≈2.468×106 kJ/h</p><p><b> 冷卻水消耗量</b></p><p> WC===5.913×104 kg/h 4 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算
23、 (1)操作壓力計算 塔頂操作壓力= 101.3+4=105.3 kP 每層塔板壓降 △P=0.7 kPa 進料
24、板壓力=105.3+0.7×12=113.7kPa 精餾段平均壓力 P m =(105.3+113.7)/2=109.5kPa (2)操作溫度計算 </p><
25、p><b> (4) 漏液</b></p><p><b> 由式</b></p><p> 篩板的穩(wěn)定性系數(shù),故在本設計中無明顯漏液</p><p><b> (5) 液泛</b></p><p> 為防止降液管液泛的發(fā)生,應使降液管中清液層高度依式, 而
26、 H=0.073+0.037+0.001=0.11m</p><p><b> 取,則</b></p><p> 故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。</p><p> 根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算,可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。</p><p> 8 塔板負荷性能圖 </p><p
27、> 精餾段:(1) 漏液線 由 ,得 在操作范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于表3-19。 表3-19</p><p> 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。 (2) 霧沫夾帶線 以 ev=0.1kg液/kg氣為限,求 Vs-Ls關系如下: 由 </p><p> Us=hw=0.047聯(lián)立以上幾式,整理得Vs=1.29-10.07Ls2/3
28、 在操作范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于表3-20。 表3-20</p><p> 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。 (3) 液相負荷下限線 對于平直堰,取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準。由式3-21得 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液
29、相負荷下限線3。 (4) 液相負荷上限線 以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線4。 (5) 液泛線 令 由聯(lián)立得忽略hσ,將hOW與Ls,hd與Ls,hc與Vs的關系式代人上式,并整理得 式中:將有關的數(shù)據(jù)代入整理,得Vs2=1.37-3.176Ls2-13.16Ls2/3在操作范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于表3-22。 表3-2
30、2</p><p> 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。 根據(jù)以上各線方程,可作出篩板塔的負荷性能圖,如圖所示。 </p><p> 圖3-23 精餾段篩板負荷性能圖 </p><p> 在負荷性能圖上,作出操作點P,連接OP,即作出操作線。由圖可看出,該篩板的操作上限為液泛控制,下限為漏液控制。由上圖查得 Vs,max=1.075 m3/s Vs,min=0.
31、317 m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=3.391 </p><p> 所設計篩板的主要結果匯總于表</p><p><b> 設計結果一覽表</b></p><p> 三、參考書目 ⑴匡國柱,史啟才主編 《化工單元過程及設備課程教材》,化學工業(yè)出版社,2005.1 ⑵天津大學華工學院柴誠敬主編《化工原理》下冊
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