化工原理过程设计
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、塔径、进料位置。 • 4.根据题意,设计一合理的工艺流程,并绘
制带有主要参数控制点的工艺流程图。
•
•5.计算所设计流程的冷热公用工程用量。并对 工艺流程中的任一台换热器进行计算,要求采用 列管式换热器,计算其主要参数,包括管长、管 子规格、壳程直径、管程数、壳程数、管子数目 等。画出换热的简图,表明接管尺寸。 •6.如果采用离心泵输送原料,试确定适用的离 心泵型号,并确定离心泵的安装高度。
•
•5.2列管式换热器的主要工艺参数的计 算
•
•
•
第六章 离心泵的确定
•
•
•工艺流程简图
•
•
所选设计筛板塔的主要结果汇总表
• 序号
项目
1
平均温度
2
平均压力
3
气相流量
4
液相流量
5
实际塔板数
•6
有效段高度
17
塔径
28
板间距
39
空塔气速
4 10
塔截面积
• 11
实际加料版
1 12 全塔回流比R
•
Np=NT/ET
•①塔板效率
•精馏段的塔板效率Et精=0.45×(2.46 ×0.291)-0.245=0.532 •提馏段的塔板效率Et提=0.45 ×(2.46 ×0.266)-0.245=0.544
•
•②实际塔板数的计算
• 精馏段实际塔板数的计算:
•
Np,精=NT精/Et精=5/0.532=10块
•
第二章 设计任务及要求方案
(一)设计任务
某工厂采用石脑油为原料生产对二苯(px)时产生了一股 物流,含有苯40%(质量分数,下同)、甲苯60%.设计一 座常压精馏塔对上述混合物进行分离,要求塔顶流出液中 苯的回收率为95%,釜残液中甲苯的回收率为97%,该工 艺物流的处理量为1.5万吨/年。产品均需要冷却到40℃, 塔釜采用外置再沸器,热公用工程为饱和水蒸汽,蒸汽压 力0.4Mpa(表压),冷公用工程为循环水(20℃-30 ℃) ,环境温度为20 ℃。
(2)溢流高度hw 选用平直堰
一般取E=1 取板上清液层高度hL=60mm
•
(3)降液管的宽度 和降液管的面积Af
由
,查图得
验算液体在降液管中停留时间
可以满足要求。
(4)降液管的底隙高度
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s,取液体通
过降液管底隙的流速,
则有:
•
所以降液管底隙高度设计合理
2.塔板布置 (1)边缘区宽度的确定
边缘区宽度 :塔径小于1.5m时,一般取30~50mm;
安定区宽度 :规定
(2)开孔区面积
m时,一般取60~75mm;
•
(4)筛孔计算及其排列
由于处理的物系无腐蚀性,可先用
碳钢板,取筛孔
直径
,筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为:
每层塔板的开孔数为:
每层塔板的开孔率为:
2. 液面落差和液沫夹带
对于筛板塔,液面落差很小,且本案例的塔径和液流量均不 大,故可忽略液面落差的影响
•
液沫夹带量由公式计算,即
=2.5×0.06=0.15
3.漏液
漏液点的气速u0min ,可由下式计算:
=0.003kg液/kg气
实际孔速 u0min=8.9m/s>u0,m 筛板的稳定性系数:
即不会产生过量液漏。
精馏段的气、液相体积流率为
提馏段的气、液相体积流率为
•
精馏段塔径的计算
由
公式计算,其中C20由化工原理课程设计教
材负荷系数图查取,图的横坐标为
取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL=0.06m,则HThL=0.40-0.06=0.34m 查负荷系数图得C20=0.075
•
按标准塔径圆整后为:D=0.7m 同法算得提留段塔径 D=0.7m 2.塔截面积为: AT=π/4×D2=0.5m2 3.实际空塔气速为:
•精馏段操作线方程为y=0.67x+0.32
•提馏段操作线方程为y=1.39x-0.015
•
•根据各操作线方程做X-Y图
•图4-1 图解法求理论塔板数示意图
•
•理论塔板数的计算
•由上图可知
• 总理论塔板数:NT=12块(包括再沸器) • 精馏段理论塔板数:Nt精=5块 • 提馏段理论塔板数:Nt提=7块(包括再沸器) •实际塔板数的计算
4.精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度:Z精=(N精-1)HT=10×0.3=3m 提馏段有效高度:Z提=(N提-1)HT=(13-1)×0.3=3.6m 全塔有效高度:Z=3.6+3=6.6m
•
4.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.溢流装置的设置
因塔径D=0.7m,可选用单溢流弓形降 (1)溢流堰长
0.5 • 27
筛孔气速/m/s
11 19 28 塔板压降/pa
2 • 29 液沫夹带kg液/kg气
单溢流 • 30
稳定系数
方形
• 31 负荷上限
•
4. 液泛
为防止降液管发生液泛,应使降液管中的清液层高度 般物系取φ=0.5,易发泡物系φ=0.3~0.4不发泡物系
φ=0.6~0.7
板上不设进口堰,
成立,故不会产生液泛。 4.7塔板负荷性能图
就是找出塔内液相流量与气相流量的关系。
1.漏液线
漏液点气速
<0.225m
•
μ0min=Vs,m/A0
对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷 标准。由公式得,并取E=1则:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)
4 .液相负荷上限线
以θ=4s作为液相在降液管中停留时间的下限,由公式得
所以:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(4)
• 5.液泛线
令
由
联立得:
2 13 溢流形式
3
降液官形式
数值 • 序号
项目
93.76
19 液体在降液管中
101.3
20
的停留时间/s
0.28
• 20
降液管底隙高度h0 /m
1.07×10^-3 • 21
安定区宽度/m
23
• 22 开孔 面积
10 • 23 开孔率/%
0.8 19 24 筛孔数目
0.4 • 25 筛孔直径/m
0.52 • 26 孔中心距/m
•
H=HD+HB+Z Z指全塔有效高度为6.6m (1)塔顶空间,是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距
离,通常取HD为(1.5~2.0)HT HD=2x0.4=0.8m (2) 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。
其因素有:塔底储液量的停留时间 再沸器的安装方式和安装高度 塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m的间距。
•
第五章 设计流程的冷热公用工程 的计算
5.1传热面积的计算
由于循环冷却水较易结垢,为便于水垢清洗,应使循环税走管 程,对于易挥发组分的苯和甲苯混合气走管程。选用 的碳钢管,管内流速取u=0.5m/s
•经查表知总传热系数K=430w/m·℃
•由Q=KA
得
•考虑15%的面积裕度:s=1.26×1.15=1.45 •因此
• 提馏段实际塔板数的计算:
• Np提=Nt提/Et提=7/0.544=13块 •总实际板数:Np=Np精+Np提=23块 •进料位置的确定
•通过上图4-1可知:自塔向下数,第六块板为加料板.
•
4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力
常压
2.操作温度
由苯-甲苯混合液的沸点组成图 得: 塔顶温度 tD =80.89℃
所以操作弹性为:
•
4.8附属设备的选型及计算
1.塔体总高度 :
式中 HD——塔顶空间,m; HB——塔底空间,m; HT——塔板间距,m; HT’——开有人孔的塔板间距,m; HF——进料段高度,m; Np——实际塔板数; S——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔
)。其中HT’=0,S=0因为塔径较小,所以没开人孔。
•冷夜进料
•q=1+Cp(Tb-Tf)/r=1.16
则经计算的
•①q线方程为y=7.25x-2.75
•②平衡线方程为y=2.45x/(1+1.45X)
•由① ②的交点坐标(Xe,Ye);Xe=0.474 Ye=0.690
•最小回流比Rmin=(Xd-Ye)/(Ye-Xe)=1.25
•按照经验值取R=1.6Rmin=1.6×1.25=2.0
•
6.液体平均黏度的计算 lgμLm=∑xilgμi
塔顶 μLD=0.305mPa·s 进料 μLF=0.276mPa·s 塔釜 μLw=0.255mPa·s 精馏段μL=0.29mPa·s 提留段μL=0.266mPa·s 全塔 μLm=0.279mPa·s
•
4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
忽略hσ,将how与hS,hd与LS,hC与VS的关系代入上式,并整理得
•
代入数据最后整理的:
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表7
液泛线数据
由上表数据即可作出液泛线(5)根据以上各线方程,可作出筛板塔的负 荷性能图,如下图所示
•
•
在负荷性能图上,作出操作点A(Ls,Vs),连接OA,即作出操作线 由图查得:
•一个标准大气压下: •苯 比热容(KJ/kg℃):1.90 汽化热:394.66KJ/kg •甲苯 比热容(KJ/kg℃):1.90 汽化热:360.70KJ/kg
•
•Cp=1.90×78.11×0.44+1.90×92.13×0.56=163.3KJ/(kg℃)
•r=394.66×78.11×0.44+360.70×92.13×0.56=3217.36KJ/kg
进料板
塔釜
•
精馏段平均密度 提留段平均密度 全塔平均密度 (2)气相平均密度计算
精馏段
提留段
全塔的
•
5.液体平均表面张力的计算
塔顶σLD=21.11mN/m 进料板σLF=19.99mN/m 塔釜σLW=18.57mN/m 精馏段平均σL=20.55mN/m 提留段平均σL=19.82mN/m 全塔σLM=19.92mN/m
•
第三章 相关物性数据的计算
•
•
•
•
•第四章 设计内容的计算
•4.1精馏塔的物料衡算
•(一)原料液及塔顶馏出液,塔底塔釜液的组成
•由设计任务已知可得:
•
•
•4.2塔板数及进料位置的确定
•理论塔板数的求取(图解法) •①q值的计算 •由表7和t-x-y图得泡点温度为93℃ • 冷夜进料,且进料温度为60 ℃则其 •物性温度为t=(93 ℃ +60 ℃)/2=76.5 ℃
•
•(二)操作条件
•1.操作压力:常压。 •2.进料热状况:冷夜进料,进料温度为60 ℃。 •3.回流比:根据要求最小回流比自己选定。
•(三)塔板类型
•筛板
•(四)工作日
•每年300天,每天24小时连续运行
•
•(五)设计内容
• 1.计算流出液和釜残液的流量和组成。 • 2.采用图解法求理论板数并确定进料位置。 • 3.进行筛板式精馏塔的工艺设计,确定塔高
在操作范围内,任取几个值,依上式算出对应的值列于下表 :
•表5 漏液线数据
做出漏液线(1)
2 液沫夹带线 以
气为限,求Ls-Vs关系如下:
式中:
•
所以 将已知数据代入式
在操作范围内,任取几个值,依式算出对应的值列于下表: 依据表中数据作出雾沫夹带线(2)
•
表6 雾沫夹带线数据
•
3. 液相负荷下限线
•
每层塔板的开孔面积:
气体通过筛孔的孔速:
4.6 筛板的流体力学验算
1.塔板压降
(1)干板阻力hc的计算
干板阻力hc由公式计算,即
由d。
查图得C0=0.772 故:
(2)气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1由公式计算,即
•
查表得β=0.64.
(3)液体表面张力的阻力 计算:
气体通过每层塔板的液柱高度为: 气体通过每层塔板的压降为: 满足工艺要求化工原理过程设计 Nhomakorabea•
•第一章 概述
• 本设计通过已知数据,理论计算了馏出液及釜 残液的流量和组成,从而求出了q线,平衡线,精馏 段和提馏段操作线方程,进而通过这四个方程采用 图解法求出理论塔板数,并确定了进料位置;通过苯 和甲苯的物性数据分别求出精馏段、进料板、提馏 段的气液相平均摩尔质量、平均密度、平均表面张 力等工艺条件,进而确定适合的塔径、塔高以及实 际板数和进料位置,从而设计出最合理的工艺流程 。再通过反复验证,设计合理,便于实际开展。
进料板温度 =•9tD2.97℃
塔底温度
=108.2℃
精馏段平均温度=( 80.89+92.97)/2 = 86.93℃ 提馏段平均温度=(92.97+108.2)/2 =100.58℃ 全塔的平均温度=93.76℃
•
3.平均摩尔质量计算
(1)塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.96,代入相平衡方程得x1=0.91
(2)进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法,得 yF =0.635,xF =0.399
(3)塔底平均摩尔质量计算
•
由xw=0.039,由相平衡方程,得yw=0.016
(4)精馏段的平均摩尔质量
(5)提留段的平均摩尔质量 (6)全塔的平均摩尔质量
•
4. 液体的平均密度ρ (1)液相平均密度
塔顶
制带有主要参数控制点的工艺流程图。
•
•5.计算所设计流程的冷热公用工程用量。并对 工艺流程中的任一台换热器进行计算,要求采用 列管式换热器,计算其主要参数,包括管长、管 子规格、壳程直径、管程数、壳程数、管子数目 等。画出换热的简图,表明接管尺寸。 •6.如果采用离心泵输送原料,试确定适用的离 心泵型号,并确定离心泵的安装高度。
•
•5.2列管式换热器的主要工艺参数的计 算
•
•
•
第六章 离心泵的确定
•
•
•工艺流程简图
•
•
所选设计筛板塔的主要结果汇总表
• 序号
项目
1
平均温度
2
平均压力
3
气相流量
4
液相流量
5
实际塔板数
•6
有效段高度
17
塔径
28
板间距
39
空塔气速
4 10
塔截面积
• 11
实际加料版
1 12 全塔回流比R
•
Np=NT/ET
•①塔板效率
•精馏段的塔板效率Et精=0.45×(2.46 ×0.291)-0.245=0.532 •提馏段的塔板效率Et提=0.45 ×(2.46 ×0.266)-0.245=0.544
•
•②实际塔板数的计算
• 精馏段实际塔板数的计算:
•
Np,精=NT精/Et精=5/0.532=10块
•
第二章 设计任务及要求方案
(一)设计任务
某工厂采用石脑油为原料生产对二苯(px)时产生了一股 物流,含有苯40%(质量分数,下同)、甲苯60%.设计一 座常压精馏塔对上述混合物进行分离,要求塔顶流出液中 苯的回收率为95%,釜残液中甲苯的回收率为97%,该工 艺物流的处理量为1.5万吨/年。产品均需要冷却到40℃, 塔釜采用外置再沸器,热公用工程为饱和水蒸汽,蒸汽压 力0.4Mpa(表压),冷公用工程为循环水(20℃-30 ℃) ,环境温度为20 ℃。
(2)溢流高度hw 选用平直堰
一般取E=1 取板上清液层高度hL=60mm
•
(3)降液管的宽度 和降液管的面积Af
由
,查图得
验算液体在降液管中停留时间
可以满足要求。
(4)降液管的底隙高度
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s,取液体通
过降液管底隙的流速,
则有:
•
所以降液管底隙高度设计合理
2.塔板布置 (1)边缘区宽度的确定
边缘区宽度 :塔径小于1.5m时,一般取30~50mm;
安定区宽度 :规定
(2)开孔区面积
m时,一般取60~75mm;
•
(4)筛孔计算及其排列
由于处理的物系无腐蚀性,可先用
碳钢板,取筛孔
直径
,筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为:
每层塔板的开孔数为:
每层塔板的开孔率为:
2. 液面落差和液沫夹带
对于筛板塔,液面落差很小,且本案例的塔径和液流量均不 大,故可忽略液面落差的影响
•
液沫夹带量由公式计算,即
=2.5×0.06=0.15
3.漏液
漏液点的气速u0min ,可由下式计算:
=0.003kg液/kg气
实际孔速 u0min=8.9m/s>u0,m 筛板的稳定性系数:
即不会产生过量液漏。
精馏段的气、液相体积流率为
提馏段的气、液相体积流率为
•
精馏段塔径的计算
由
公式计算,其中C20由化工原理课程设计教
材负荷系数图查取,图的横坐标为
取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL=0.06m,则HThL=0.40-0.06=0.34m 查负荷系数图得C20=0.075
•
按标准塔径圆整后为:D=0.7m 同法算得提留段塔径 D=0.7m 2.塔截面积为: AT=π/4×D2=0.5m2 3.实际空塔气速为:
•精馏段操作线方程为y=0.67x+0.32
•提馏段操作线方程为y=1.39x-0.015
•
•根据各操作线方程做X-Y图
•图4-1 图解法求理论塔板数示意图
•
•理论塔板数的计算
•由上图可知
• 总理论塔板数:NT=12块(包括再沸器) • 精馏段理论塔板数:Nt精=5块 • 提馏段理论塔板数:Nt提=7块(包括再沸器) •实际塔板数的计算
4.精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度:Z精=(N精-1)HT=10×0.3=3m 提馏段有效高度:Z提=(N提-1)HT=(13-1)×0.3=3.6m 全塔有效高度:Z=3.6+3=6.6m
•
4.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.溢流装置的设置
因塔径D=0.7m,可选用单溢流弓形降 (1)溢流堰长
0.5 • 27
筛孔气速/m/s
11 19 28 塔板压降/pa
2 • 29 液沫夹带kg液/kg气
单溢流 • 30
稳定系数
方形
• 31 负荷上限
•
4. 液泛
为防止降液管发生液泛,应使降液管中的清液层高度 般物系取φ=0.5,易发泡物系φ=0.3~0.4不发泡物系
φ=0.6~0.7
板上不设进口堰,
成立,故不会产生液泛。 4.7塔板负荷性能图
就是找出塔内液相流量与气相流量的关系。
1.漏液线
漏液点气速
<0.225m
•
μ0min=Vs,m/A0
对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷 标准。由公式得,并取E=1则:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)
4 .液相负荷上限线
以θ=4s作为液相在降液管中停留时间的下限,由公式得
所以:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(4)
• 5.液泛线
令
由
联立得:
2 13 溢流形式
3
降液官形式
数值 • 序号
项目
93.76
19 液体在降液管中
101.3
20
的停留时间/s
0.28
• 20
降液管底隙高度h0 /m
1.07×10^-3 • 21
安定区宽度/m
23
• 22 开孔 面积
10 • 23 开孔率/%
0.8 19 24 筛孔数目
0.4 • 25 筛孔直径/m
0.52 • 26 孔中心距/m
•
H=HD+HB+Z Z指全塔有效高度为6.6m (1)塔顶空间,是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距
离,通常取HD为(1.5~2.0)HT HD=2x0.4=0.8m (2) 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。
其因素有:塔底储液量的停留时间 再沸器的安装方式和安装高度 塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m的间距。
•
第五章 设计流程的冷热公用工程 的计算
5.1传热面积的计算
由于循环冷却水较易结垢,为便于水垢清洗,应使循环税走管 程,对于易挥发组分的苯和甲苯混合气走管程。选用 的碳钢管,管内流速取u=0.5m/s
•经查表知总传热系数K=430w/m·℃
•由Q=KA
得
•考虑15%的面积裕度:s=1.26×1.15=1.45 •因此
• 提馏段实际塔板数的计算:
• Np提=Nt提/Et提=7/0.544=13块 •总实际板数:Np=Np精+Np提=23块 •进料位置的确定
•通过上图4-1可知:自塔向下数,第六块板为加料板.
•
4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力
常压
2.操作温度
由苯-甲苯混合液的沸点组成图 得: 塔顶温度 tD =80.89℃
所以操作弹性为:
•
4.8附属设备的选型及计算
1.塔体总高度 :
式中 HD——塔顶空间,m; HB——塔底空间,m; HT——塔板间距,m; HT’——开有人孔的塔板间距,m; HF——进料段高度,m; Np——实际塔板数; S——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔
)。其中HT’=0,S=0因为塔径较小,所以没开人孔。
•冷夜进料
•q=1+Cp(Tb-Tf)/r=1.16
则经计算的
•①q线方程为y=7.25x-2.75
•②平衡线方程为y=2.45x/(1+1.45X)
•由① ②的交点坐标(Xe,Ye);Xe=0.474 Ye=0.690
•最小回流比Rmin=(Xd-Ye)/(Ye-Xe)=1.25
•按照经验值取R=1.6Rmin=1.6×1.25=2.0
•
6.液体平均黏度的计算 lgμLm=∑xilgμi
塔顶 μLD=0.305mPa·s 进料 μLF=0.276mPa·s 塔釜 μLw=0.255mPa·s 精馏段μL=0.29mPa·s 提留段μL=0.266mPa·s 全塔 μLm=0.279mPa·s
•
4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
忽略hσ,将how与hS,hd与LS,hC与VS的关系代入上式,并整理得
•
代入数据最后整理的:
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表7
液泛线数据
由上表数据即可作出液泛线(5)根据以上各线方程,可作出筛板塔的负 荷性能图,如下图所示
•
•
在负荷性能图上,作出操作点A(Ls,Vs),连接OA,即作出操作线 由图查得:
•一个标准大气压下: •苯 比热容(KJ/kg℃):1.90 汽化热:394.66KJ/kg •甲苯 比热容(KJ/kg℃):1.90 汽化热:360.70KJ/kg
•
•Cp=1.90×78.11×0.44+1.90×92.13×0.56=163.3KJ/(kg℃)
•r=394.66×78.11×0.44+360.70×92.13×0.56=3217.36KJ/kg
进料板
塔釜
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精馏段平均密度 提留段平均密度 全塔平均密度 (2)气相平均密度计算
精馏段
提留段
全塔的
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5.液体平均表面张力的计算
塔顶σLD=21.11mN/m 进料板σLF=19.99mN/m 塔釜σLW=18.57mN/m 精馏段平均σL=20.55mN/m 提留段平均σL=19.82mN/m 全塔σLM=19.92mN/m
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第三章 相关物性数据的计算
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•第四章 设计内容的计算
•4.1精馏塔的物料衡算
•(一)原料液及塔顶馏出液,塔底塔釜液的组成
•由设计任务已知可得:
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•4.2塔板数及进料位置的确定
•理论塔板数的求取(图解法) •①q值的计算 •由表7和t-x-y图得泡点温度为93℃ • 冷夜进料,且进料温度为60 ℃则其 •物性温度为t=(93 ℃ +60 ℃)/2=76.5 ℃
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•(二)操作条件
•1.操作压力:常压。 •2.进料热状况:冷夜进料,进料温度为60 ℃。 •3.回流比:根据要求最小回流比自己选定。
•(三)塔板类型
•筛板
•(四)工作日
•每年300天,每天24小时连续运行
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•(五)设计内容
• 1.计算流出液和釜残液的流量和组成。 • 2.采用图解法求理论板数并确定进料位置。 • 3.进行筛板式精馏塔的工艺设计,确定塔高
在操作范围内,任取几个值,依上式算出对应的值列于下表 :
•表5 漏液线数据
做出漏液线(1)
2 液沫夹带线 以
气为限,求Ls-Vs关系如下:
式中:
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所以 将已知数据代入式
在操作范围内,任取几个值,依式算出对应的值列于下表: 依据表中数据作出雾沫夹带线(2)
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表6 雾沫夹带线数据
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3. 液相负荷下限线
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每层塔板的开孔面积:
气体通过筛孔的孔速:
4.6 筛板的流体力学验算
1.塔板压降
(1)干板阻力hc的计算
干板阻力hc由公式计算,即
由d。
查图得C0=0.772 故:
(2)气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1由公式计算,即
•
查表得β=0.64.
(3)液体表面张力的阻力 计算:
气体通过每层塔板的液柱高度为: 气体通过每层塔板的压降为: 满足工艺要求化工原理过程设计 Nhomakorabea•
•第一章 概述
• 本设计通过已知数据,理论计算了馏出液及釜 残液的流量和组成,从而求出了q线,平衡线,精馏 段和提馏段操作线方程,进而通过这四个方程采用 图解法求出理论塔板数,并确定了进料位置;通过苯 和甲苯的物性数据分别求出精馏段、进料板、提馏 段的气液相平均摩尔质量、平均密度、平均表面张 力等工艺条件,进而确定适合的塔径、塔高以及实 际板数和进料位置,从而设计出最合理的工艺流程 。再通过反复验证,设计合理,便于实际开展。
进料板温度 =•9tD2.97℃
塔底温度
=108.2℃
精馏段平均温度=( 80.89+92.97)/2 = 86.93℃ 提馏段平均温度=(92.97+108.2)/2 =100.58℃ 全塔的平均温度=93.76℃
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3.平均摩尔质量计算
(1)塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.96,代入相平衡方程得x1=0.91
(2)进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法,得 yF =0.635,xF =0.399
(3)塔底平均摩尔质量计算
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由xw=0.039,由相平衡方程,得yw=0.016
(4)精馏段的平均摩尔质量
(5)提留段的平均摩尔质量 (6)全塔的平均摩尔质量
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4. 液体的平均密度ρ (1)液相平均密度
塔顶