急求化工原理课程设计（筛板式连续精馏塔及其附属设备的设计）间接加热的工艺流程图和设备图_百度作业帮
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设计（筛板式连续精馏塔及其附属设备的设计）间接加热的工艺流程图和设备图我明确分析结果的确求化工原理课程设计 题目：乙醇—水连续精馏塔(浮阀塔或筛板塔)的设计 会的留言_百度作业帮
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求化工原理课程设计 题目：乙醇—水连续精馏塔(浮阀塔或筛板塔)的设计 会的留言
求化工原理课程设计 题目：乙醇—水连续精馏塔(浮阀塔或筛板塔)的设计 会的留言
思路如下;目
录化工原理课程设计任务书... Ⅰ摘
要... Ⅱ第一章
前言.... 第二章
绪论.... §2.1
设计方案.. §2.2
选塔依据.. §2.3
设计思路.... 第三章
塔板的工艺设计.... §3.1 精馏塔全塔物料衡算.. §3.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系.. §3.3理论塔的计算.. §3.4 塔径的初步设计.. §3.5溢流装置.. §... 上传我的文档
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化工原理课程设计-苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计
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淘豆网网友近日为您收集整理了关于【精品】毕业设计（论文） 化工原理课程设计—甲醇和水筛板精馏塔分离的文档，希望对您的工作和学习有所帮助。以下是文档介绍：【精品】毕业设计（论文） 化工原理课程设计—甲醇和水筛板精馏塔分离 设计计算&一&设计方案的确定本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系,最小回流比,故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。&二&精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量 M 甲醇=32.04kg/ kmol 水的摩尔质量 M 水=18.02kg/kmolXF=0.432.04 =0..6+32.04 18.02XD=0. =0. 0. 18.02XW=0.. 0.995+32.04 18.022、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.273×32.04+(1—0.273)×18.(来源：淘豆网[/p-4205981.html])02=21.85kg/kmolMD=0..04+(1—0.9947)×18.02=31.96kg/kmolMW=0.5;32.04+(1—0.002818)×18.02=18.06kg/kmol3、物料衡算原料处理量:F=2 ..85 kmol/h总物料衡算:F=D+W 115.57=D+W甲醇物料衡算:FXF=DXD+WXW 115.57×0.273=D×0.9947+W×0.002818联立解得 D=31.48kmol/h w=84.09kmol/h&三&塔板数的确定1、理论板数的求取①由 y=1+( -1)xx及甲醇—水在不同温度下的汽—液平衡组成温度液相气相 a 温度液相气相 a92.9 0.4 7.05 81.6 0.3 6.490.3 0.1 8.03 80.2 0.231(来源：淘豆网[/p-4205981.html])9 0.8.9 0.3 7.55 78 0.5 5..1 6.5 77.8 0.1 5.5 0. 76.7 0.8 4..6 6.29 76.2 0.7 5..5 6.15 73.8 0.462 0.2.7 0.1 3.49 68 0.2 2..3 3.08 66.9 0.4 1.9 0.am=1919......3.2.1 aaaa =4.83得到相平衡方程 y=4.83=1+( -1)x 1+3.83x xx因为泡点进料,所以 q=1 且 Xq=XF=0.273且 q 点过相平(来源：淘豆网[/p-4205981.html])衡线则 yq=4.83=0.qqxx=0.645Rmin= D qq qx yy x=0.94 取操作回流比 m i n2 . 0 1 . 8 8R R 2、求精馏塔的气液相负荷 RDL 1.88×31.48=59.18kmol/h V=(R+1)D =2.88×31.48=90.66kmol/hL =L+F=59.18+115.57=174.75kmol/h V =V=90.66kmol/h3、求操作线方程精馏段操作线方程 1ny
=1RR +1DxR =0.6528Xn+0.3454提馏段操作线方程 1Wn nWxLy xVV
=1.927Xn-2.614×10-35、逐板计算法求理论板数因为塔顶为全凝器 1 0 . 9 9 4 7Dy X 通过相平衡方程求 X1=11=0..83yy再通过精馏段操作线方程 y2=0..8 ,如此反复得y1=0.9.9749y2=(来源：淘豆网[/p-4205981.html])0..........当 X6&Xq 后,改用相平衡方程与提馏段操作方程 yn+1=1.927Xn-12.614×10-3 计算.如此反复得y7=0......025y10=0...0.45×10-3y12=7.88×10-3 x12=1.64×10-3&0.002818可得到进料板位置 NF=6总理论板数 NT=12 &包括再沸器&2、实际板层数的求取精馏段实际板层数:N 精=50.6=8.3≈9提馏段实际板层数:N 提=60.6≈10(不包括再沸器)&四&精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算1、操作(来源：淘豆网[/p-4205981.html])压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa每层塔板压力降 P=0.7KPa进料板压力 PF=105.3+0.7×9=111.6KPa塔底压力 Pw=PF+0.7×10=118.6KPa精馏段平均压力 Pm=105.3+111.6=108.452KPa提馏段平均压力 Pm′=111.6+120=115.12KPa2、操作温度计算(内插法得)根据甲醇-水的气-液平衡组成表,再通过内插法得:塔顶温度 tD=64.79℃进料板温度 tF=78.3℃塔釜温度 tw=99.6℃精馏段平均温度 tm=+ 64.79+78.3= =71.542 2D Ft t℃提馏段平均温度 tm′=+ 78.3+99.6= =88.952 2F Wt t℃3、平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由 XD=y1=0.9947 通过相平衡方程求得 X1=0.9749MVDM=y1M 甲+(1-y1)M 水=0..04+(1-0.9947) ×18.02=(来源：淘豆网[/p-4205981.html])31.97Kg/KmolMLOM=X1M 甲+(1-X1)M 水=0..04+(1-0.9749) ×18.02=31.69 Kg/Kmol进料板平均摩尔质量计算通过逐板计算得进料板 yF=0.5603,再通过相平衡方程得 XF=0.2087MVFM= yFM 甲+(1-yF)M 水=0..04+(1-0.5603)×18.02=25.87Kg/KmolMLFM=XFM 甲+(1-XF)M 水=0..04+(1-0..02)=20.95Kg/Kmol塔釜平均摩尔质量的计算由 Xw=0.002818 查平衡曲线得 yw=0.01346MVWM=ywM 甲+(1-yw)M 水=0.0.04+(1-0.01346)×18.02=18.21Kg/KmolMLWM=XWX 甲+(1-XW)M 水=0.5;32.04+(1-0.00281(来源：淘豆网[/p-4205981.html])8)×18.02=18.06Kg/Kmol精馏段平均摩尔质量MVM=VDM VFM(M +M ) 31.97+25.87= =28.92 /2 2Kg KmolMLM=LDM LFM(M +M ) 31.69+20.95= =26.32 /2 2Kg Kmol提馏段平均摩尔质量MVM′=VDM VFM(M +M ) 25.87+18.21= =22.04 /2 2Kg KmolMLM′=LFM LWM(M +M ) 20.95+18.06= =19.50 /2 2Kg Kmol4、平均密度计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算即精馏段 VM=m vmP M 108.45 28.92= =1..54+273.15)mRTKg/m提馏段 vm′=m vmP M 115.1 22.04= =0. (88.95+273.15)mRT
⑵液相平均密度计算液相平均密度按下式计算即i1 a=m iρL ρ塔顶液相平均密度的计算由 tD=64.79(来源：淘豆网[/p-4205981.html]) ℃查手册得 甲=747.168Kg/m
水=980.613Kg/mLPM=1 1= =747.70.997 0.003+ +746.168 980.613甲水D wωωρρKg/m进料板液相平均密度计算由 tF=78.3℃查手册得甲=735.53 Kg/m 水=972.82 Kg/m进料板液相的质量分率Fx 0.= = =0.3192x +(1-x )M 0.+0.FFMaAM 甲甲水LFM=1 1= =881.91- 0.8+ +735.53 972.82甲水A AααρρKg/m提馏段液相平均密度计算由 tw=99.6℃查手册得甲=716.36Kg/m 水=958.176 Kg/mLWM=1 1= =957.061- 0.005 0.995+ +716.36 958.676甲水w wωωρρKg/m精馏段液相平均密度为LM=747.7 881.LDM LFM
Kg/m提馏段液相平均(来源：淘豆网[/p-4205981.html])密度LM′=881.91+957.LFM LWM
Kg/m5、液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即 LM=Xii塔顶液相平均表面张力的计算由 tD=64.79℃查手册得甲=18.31mN/m 水=65.29Mn/mLOM=XD甲+(1-XD)水=0..31+0..29=18.56mN/m进料板液相平均表面张力的计算由 tF=78.3℃查手册得甲=17.0647mN/m 水=62.889mN/mLFM=XF甲+(1-XF)水=0..3×62.889=53.32mN/m塔釜液相平均表面张力的计算由 tw=99.6℃查手册得甲=14.93mN/m 水=58.9mN/mLWM=Xw甲+(1-Xw)水=0.5;14.93+(1-0.2087)×62.889=53.32mN/m精馏段液相平均表面张力为LM=18.56 53.3235.9(来源：淘豆网[/p-4205981.html])42 2L LFM
mN/m提馏段液相平均表面张力为LM′=53.32 58.LFM LW
mN/m6、液体平均粘度计算液相平均粘度以下式计算,即lg LM=Xilg i塔顶液相平均粘度计算由 tD=64.79℃查手册得甲=0.3289mpa.s 水=0.4479mpa.slg LDM=XD lg 甲+(1-XD)lg 水=0.9)+(1-0.9947)lg(0.4479)= —0.4825LDM=0.3292mpa.s进料板液相平均粘度计算由 tF=78.3℃查手册得甲=0.28193mpa.s 水=0.37084mpa.slg LFM=XF lg 甲+(1-XF) lg 水=0.2087lg (0.28193)+(1-0.2087)lg (0.37084)=—0.4557LFM=0.35mpa.s由 tw=99.6℃查手册得甲=0.226mpa.s 水=0.289mpa.slg LWM=Xwlg 甲+(1-Xw)lg 水=0.002818lg(0.226)+(1-0.002818)lg (0.289)=-0.5394LWM=0.2888mpa.s精馏段液相平均黏度为LM=+ 0..33972 2LDM LFM
mpa.s提馏段液相平均黏度为LM′=0..31942 2LFM LW
mpa.s&五&精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算精馏段的气液相体积流率为Vs=90.66 28.92= =0.0 1.094vmvmVM ρm/sLs=59.18 26.32= =0. lmlmLM ρm/s提馏段的气液相体积流率为Vs′=90.66 22.04= =0.0 0.8427vmvmVM
ρm/sLs′=174.75 19.50= =1.0 919.48lmlmLM
ρ×10-3精馏段 umax=-L VVc 式中 C 由 C20 求取,C20 可通过查图(P129 页)筛板塔的泛点关联图的横坐标功能参数 0..8= =0.7 1.094s Ls VLV取板间距 HT=0.35m(通过筛板塔的的泛点关联图)(书 P129 图 10-42)得到 C20=0.068C=C20(20dL)0.2=0.068×(35.=0.07646最大空塔气速 umax=- 814.8-1.094=0. /1.094L VVc m s 取安全系数为 0.8,则空塔气速 u=0.8umax=0.8×2.085=1.668m/sD=4 4 0.6657= =0..668sVmu按标准塔径圆整后 D=0.8m(据书 P129 表 10-1)塔截面积为 AT=3.14 0.8= =0.50244 4D
m实际空塔气速 u=0.6657= =1.325 /0.5024sTVm sAmax1.325= =0.632.085uu实(安全系数在允许范围内,符合设计要求)提馏段同理查阅得 C20s Ls VLV
=1.029 10 30.0.61查表得 HT=0.35m C20′=0.07C′=C20′(20L )0.2=0.07(56.=0.08602Umax′=C′L VV
=0. 0.=2.84m/s同上取安全系数 0.8 u′=0.8 Umax′=0.8×2.84=2.272m/sD′=4 sVu =4 0..272=0.6076m圆整取 D′=0.8m 同上 AT′=0.5024 ㎡实际空塔气速 u′=T0.A 0.5024sV
max1.313= =0.462.84uU(符合安全系数范围,设计合理)2、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z 精=(N 精-1)HT=(9-1)×0.35=2.8m提馏段有效高度为 Z 提=(N 提-1)HT=(10-1)×0.35=3.15m在加料板上设一人孔,其高度为 0.7m故精馏塔的有效高度为 Z=Z 精+Z 提+0.7=2.8+3.15+0.7=6.65m&六&塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置计算因塔径 D=0.8,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘⑴堰长 lw 取 lw=0.6D=0.48m⑵溢流堰高度 hw 由 hw=hL—how选用平直堰,堰上液层高度 how=2.84( ) /31000hwLEl取 E=1.03 how=2.84 0.01.03 ( ) /3=7..48
mmhow′=2.84 0.01.03 ( ) /3=11..48
mm取板上清液高度为 hL=60mmhw=60-7,35=0.05265mhw′=60-11.31=0.04869m⑶弓形降液管宽度 wd 和截面积 Af由=0.6lwD查图(P127 页弓形降液管的宽度与面积图)得=0.052fTAA=0.1dwD所以 Af=0.052AT=0.052×0.12 ㎡Wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m所以依式计算液体在降液管中的停留时间精馏段:=.= =17. 3600f ThAHsL & 3~5s(故设计合理)提馏段:′=.= =8. 3600f ThA HsL
&3~5s(故设计合理)⑷降液管低隙高度 h。h。.=3600hwLl u 。u。=0.08m/s精馏:h。=531=0.0m 0.08m 提馏:h。′=029=0.0m 0.08m 故降液管设计合理,选用凹形受液盘 hw=52.65mm hw′=48.69mm2、塔板布置⑴塔板的分块因 D≥800mm,故塔板采用分块式,塔板查表可知分为 3 块⑵边缘区宽度确定取 Ws=Ws′=0.04m wc=0.03m⑶开孔区面积计算A=2( - ?180R xx R xR sinˉ)x=2D—(wd+ws)=0.8-0.08-0.04=0.282mR=2D—wc=0.8-0.03=0.372m故 A=2(0.283.14 0.37 0.280.37 -0.28 + sin180 0.37
)=0.3703 ㎡⑷筛孔计算及其排列选用=3mm 碳钢板,取筛孔直径 d。=4.5mm筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t 为 t=3.1d。=3,1×4.5=13.95mm筛孔数目 n 为 n=1.155 1.155 0.3703= = 10 )At 个 开孔率=0.907(dt。)2=0.907×(13.1)2=9.44%气体通过阀孔的气速精馏段 u。=0.6657= =19.04 /0.3sVm s 提馏段 u。′=0.6586= =18.84 /0.3Vsm s (七)塔板的流体力学验算1、塔板压降⑴干板阻力 hc 计算:(由4.5= =1.53d。查资料附表图 3-14 干筛孔的流量系数有 C。=0.82)①hc=19.04 1.( ) =0.051 ( ) =0..8VLumc 。。ρρ液柱②hc′=18.84 0.( ) =0.051 ( ) =0..48VLumc
。。ρρ液柱⑵气体通过液层的阻力 hl 及 hl′①ua=0.6657= =1.4-0.02612sT fVm sA AF。= ua vρ=1. =1.4619 Kg / ( . )s m 查资料附表图 3-15 充气系数关联图,由 F。=1.4619 得=0.59hc=hL=(hw+how)=0.59×(0.35)=0.0354m 液柱②ua =0.6527= =1.371 /0.12sT fVm sA AF。= ua vρ=1.371 0. Kg / ( . )s m 查资料附表图 3-15 充气系数关联图,由 F0 =1.258 得′=0.62hc′= hL = (hw′+how′)=0.62 (0.31)=0.0372m 液柱⑶液体表面张力的阻力 h及 h 计算h=4 4 35.94 10= =3.99 10 =0. 9.81 0.0045LLm mgd
液柱。h =4 4 56.05 10= =5.51 10 =0. 9.81 0.0045LLm mgd
液柱。''气体通过每层塔板的液柱高度 hp 及 hp′计算hp= + + =0.4+0.29mc lh h h 液柱σhp′= + + =0.2+0.9mc lh h h 液柱ˊˊσˊ气体通过每层塔板的压降Pp 及Pp′计算Pp = =0. 9.81=609 &0.7p ch g Pa KPa ρ(设计允许值)Pp′= =0. 9.81=603.44 &0.7p ch g Pa KPa
ρ(设计允许值)2、液面落差对于筛板塔,液面落差很小,且本方案的塔径和液流量均不大,故可忽略页面落差影响。3、液沫夹带液沫夹带量 ev 及 ev′计算按经验,一般 hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15mev=5.76 10( )aL T fuH hˉσ6 3.2=5.76 10 1.3977( )35.94 10 0.35-0.15ˉˉ6 3.2=0.07986Kg 液/Kg 气&0.1 Kg 液/Kg 气ev′=5.76 10( )aL T fuH hˉσ6 3.2=5.76 10 1.371( )56.05 10 0.35-0.15ˉˉ6 3.2=0.0489 Kg 液/Kg 气&0.1 Kg 液/Kg 气故在本设计中液沫夹带量 ev 及 ev′在允许范围内4、漏液对筛板塔,漏液气速 minu。, ( minu 。, )由下式计算①L Lmin(0.h -h ) (0. 0.06-0.0u =4.4 =4.4 0.81 =9.435 /01.094vC m s
。, 。σρρ实际孔速 u。=19.04m/s& minu。,播放器加载中，请稍候...
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