苯-甲苯篩板精餾塔分離課程設(shè)計(jì)(文件)
【正文】 凝器傳熱面積m2,33預(yù)熱器傳熱面積, m234再沸器傳熱面積，m235塔頂蒸汽粗口管，mm8636進(jìn)料管直徑，mm3437回流管直徑，mm3038塔頂出料管徑，mm2139塔釜出料管直徑，mm3140筒體壁厚，mm841塔頂空間，m42人孔數(shù),個(gè)343裙座高度，m344塔總體高度，m設(shè)計(jì)小結(jié)與體會(huì)化工原理課程設(shè)計(jì)是《化工機(jī)械基礎(chǔ)設(shè)備》與《化工原理》設(shè)計(jì)中的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)選修課程的基本知識(shí)去完成一個(gè)單元操作設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練。當(dāng)然在整個(gè)過程中，也離不開我們親愛的老師的悉心指導(dǎo)和其他同學(xué)的熱心幫助。課程設(shè)計(jì)雖然辛苦，但是總的來說，痛并快樂著。符號(hào)說明Aa——塔板開孔（鼓泡）面積，m2；Af ——降液管面積，m2；A0 ——篩孔面積，m2；AT——塔截面積，m2；C——計(jì)算Umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無因次；C0 ——流量系數(shù)，無因次；D——計(jì)算Umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無因次；D——塔徑，m；d0 ——篩孔直徑，mm；E ——液流收縮系數(shù)，無因次；ET ——液流收縮系數(shù)，無因次；ev ——液流收縮系數(shù)，無因次；F——進(jìn)料流量，kmol/h；Fa ——進(jìn)料流量，kmol/h；g——重力加速度，m2/s；H——板間距，m或mm；塔高，m或mm；hc ——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；hd——與液體流經(jīng)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺；ht——與液體流經(jīng)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺；hl ——進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m；hL——板上液層高度，m；ho ——降液管底隙高度，m；how——堰上液層高度，m；hp ——與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?，m；hσ——與克服液體表面張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；hw——溢流堰高度，m；K——篩板的穩(wěn)定系數(shù)，無因次；L——塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/h；Ls ——塔內(nèi)下降液體的流量，m3/s；Lw ——溢流堰長度，m；N——塔板數(shù)；理論板數(shù)；Np ——實(shí)際塔板數(shù)；NT ——理論塔板數(shù)；n——篩孔數(shù)；P——操作壓強(qiáng)，Pa或kPa；ΔP——壓強(qiáng)降，Pa或kPa；q ——進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)；R ——回流比；開孔區(qū)半徑，m；S ——直接蒸汽量，kmol/h；t——篩孔中心距，mm；u——空塔氣速，m/s；ua ——按開孔區(qū)流通面積計(jì)算的氣速，m/s；u0——按開孔區(qū)流通面積計(jì)算的氣速，m/s；u180。雖然在這個(gè)學(xué)習(xí)的過程當(dāng)中，我們有發(fā)生過計(jì)算上的失誤而重頭開始計(jì)算，設(shè)備選型錯(cuò)誤等問題，但這不但沒有讓我們知難而退，反而讓我們更加深刻地認(rèn)識(shí)到科學(xué)設(shè)計(jì)中應(yīng)該持有的嚴(yán)謹(jǐn)嚴(yán)務(wù)的態(tài)度的重要性。這方面的知識(shí)我們在以前的學(xué)習(xí)當(dāng)中進(jìn)行了理論性的學(xué)習(xí)，但是了解和掌握的東西很有限，在這次課程設(shè)計(jì)中，通過物料衡算，熱量衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)等一系列工作，我們基本上完成了設(shè)計(jì)任務(wù)，也讓我們明白了怎樣運(yùn)用所學(xué)的知識(shí)，結(jié)合我們掌握其他的相關(guān)知識(shí)，計(jì)算機(jī)技術(shù)，參照有關(guān)的文獻(xiàn)資料去解決設(shè)計(jì)中的問題。 (IVw I Lw)= (+1) = 106 kJ / kg 焓值衡算 由前面的計(jì)算過程及結(jié)果可知：塔頂溫度℃，塔底溫度℃，進(jìn)料溫度℃。 封頭和裙坐各開一人孔 人孔直徑為500mm 伸出筒體200mm裙坐取2m 封頭取 （4） 塔高H(不包括封頭、裙坐)H=(nnFnp1)HT+nFHF+nPHp+HD+HB所以H=(22121)+++1+ =第四章熱量衡算 塔頂熱量衡算表61苯—甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點(diǎn)0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K苯394甲苯363由： 其中 則: t D = 0C時(shí)苯: 蒸發(fā)潛熱 甲苯: Tr 2 = ( + ) / = Tr1 = ( + ) / = 蒸發(fā)潛熱 M D = / molD 39。180。p(5)塔頂產(chǎn)品出口管徑D=相平均摩爾質(zhì)量kmolkgM/31.78=溜出產(chǎn)品密度3/9.876mkge=則塔頂液體體積流量V=DM/e=（3600）= m179。.07取管內(nèi)流速則mduV0569.014.35.000127.044===180。p(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量V=D（R+1）=（+1）=（）/（3600）=取管內(nèi)蒸汽流速則mduV260.014.315797.044===180。取管內(nèi)流速則回流管直徑mmmduVL7.320327.014.35.100126.044====180。puVd取進(jìn)料管規(guī)格Φ65 則管內(nèi)徑d=60mm進(jìn)料管實(shí)際流速smudV/61.02206.014.300172.044===180。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。(5)液泛線令由聯(lián)立得 +=（）+++忽略，將與Ls，與Ls，與Vs的關(guān)系式代入上式并整理得式中將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得=或Vs=表24精餾段液泛線上的氣液體積流量表Ls/()Vs/()由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。結(jié)合（31）、（32）得：F=400001000/(31024)= kmol/hD= W= kmol/hXq= Yq=Rmin===R==、液相負(fù)荷 L=RD== Kmol/hV=(R+1)D=(+1)= Kmol/hL’=L+F=+= Kmol/hV’=V= Kmol/h用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算 = ， =973.0312.0.12=+=xy， .5.15.22==y2y2x941.0..23=+=xy， 864.05.1.33==yy3x.312.0.34=+=xy， 788.05.15.244==yy4x.312.0684.045=+=xy， .5.15.255==yy5x.312.0684.056=+=xy， .5.15.266==yy6x.312.0684.067=+=xy，.5.15.277==yy7x659.0312.0684.078=+=xy，.5.15.28
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