工藝流程乙醇精餾塔畢業(yè)設(shè)計(jì)-wenkub.com
2025-06-23 08:06 本頁面
【正文】 最后再一次感謝所有在設(shè)計(jì)中曾經(jīng)幫助過我的良師益友和同學(xué)。首先，我要感謝我的老師在畢業(yè)設(shè)計(jì)上給予我的指導(dǎo)、提供給我的支持和幫助，這是我能堅(jiān)持下來并順利完成這次設(shè)計(jì)的主要原因，更重要的是老師幫我解決了許多設(shè)計(jì)中的難題，讓我能把設(shè)計(jì)做得更加完善。在此次設(shè)計(jì)中，我不僅學(xué)到了新的知識(shí)，而且也把化工設(shè)計(jì)課中學(xué)到的知識(shí)以及其他相關(guān)課程知識(shí)進(jìn)行了一遍應(yīng)用復(fù)習(xí)和檢驗(yàn)，讓我更加牢固地掌握了各項(xiàng)知識(shí)。化工計(jì)算首先要解決的是要清楚設(shè)計(jì)的條件，做到思路清晰、概念清楚、方法正確、按部就班地進(jìn)行，避免出錯(cuò)，便于校核，保證既快又好地完成任務(wù)。于是我開始了尋找我的論文的線索。 塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5 min。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹? 淹塔為防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度精餾段（1） 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?）液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰 （3）板上液層高度 取，已選定則可見＜，所以符合防止淹塔的要求提餾段（1） 單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?）液體通過降液管的壓頭損失（3）板上液層高度 取，已選定則可見＜，所以符合防止淹塔的要求 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線 泛點(diǎn)率= 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線，按泛點(diǎn)率85%計(jì)算精餾段： 整理得： 即 ：提餾段： 整理得： 即 ： ∴ 得坐標(biāo)點(diǎn)數(shù)據(jù)如下：表53 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)Table 53 entrainment line data精餾段精餾段提餾段提餾段 液泛線 由此可確定液泛線，忽略式中 而 :精餾段： 整理得： 提餾段： 整理得： 表54 在操作范圍內(nèi)任意取若干個(gè)對(duì)應(yīng)值Table 54 in the operating range of any number of corresponding values ??taken精餾段 精餾段 提餾段 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于3～5s液體降液管內(nèi)停留時(shí)間～以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限則： 漏液線對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 提餾段 液相負(fù)荷下限線取堰上高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線 取 則由以上各線作出塔板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可看出：① 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p (設(shè)計(jì)點(diǎn))處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置；② 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；③ 按固定的液氣比 圖55 精餾段負(fù)荷性能圖Figure 55 rectifying section load performance chart圖56 提餾段負(fù)荷性能圖Figure 56 Load stripping section performance chart 表57 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果Table 57 valve tower process design calculations項(xiàng)目符號(hào)單位精餾段提餾段備注塔徑板間距塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速堰長(zhǎng)堰高板上液層高度降液管底隙高度浮閥數(shù)11281128等腰三角形叉排同一排孔心距相鄰橫排中心距離閥孔氣速浮閥動(dòng)能因子臨界閥孔氣速孔心距排間距單板壓降650650液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 20降液管內(nèi)液層高度液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下限 第六章 塔附件設(shè)計(jì) 接管設(shè)計(jì)⑴ 塔頂乙醇蒸汽出口管由前面計(jì)算可知：， ℃，則體積流量為：V===蒸汽流速，取u=20 m/s則出口管面積S==所以：出口管徑d1==查表可用規(guī)格：⑵ 回流液進(jìn)口管已知：回流液溫度為70℃，取液體流速u=2m/s則回流液入口管d2====130mm查表可用規(guī)格：⑶ 塔底出料管%，可近似為水，100℃下水的密度為1000kg/m3，1000247。必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也要占去一部分泡鼓區(qū)面積，而應(yīng)小于此值，故取 圖52 浮閥塔板分塊結(jié)構(gòu)Figure 52 valve trays block structure按t=75mm 以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)1168個(gè)閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。C液相平均組成： = =% 氣相平均組成： = =%=+(1)=%46+(%)18==+(1)=%46+（%）18====%=1==%提餾段：同理：=176。簡(jiǎn)化得：y=x= 圖解法求理論板 塔板、氣液平衡相圖由精餾段方程可得在y上的交點(diǎn)(0,),連接兩點(diǎn)，得精餾段操作線。帶入熱量見表36：Q入=Q進(jìn)料+Q回流液+Q加熱= 4993800++1942102 +Q加熱= 12913417+ Q加熱表36 主塔入熱Table 36 the heat bring into the main column 物 料進(jìn) 料回流液加熱蒸汽組分乙醇水+堿乙醇流量：kg/h25000溫度：℃40比熱：kJ/kg℃熱量:kg/h49938001942102Q加熱 帶出熱量計(jì)算所以Q出＝ 25834230＋＋30750＋＋5%Q入 = +5%Q入帶出熱量見表37：表37 主塔物料帶出
高考資料相關(guān)推薦
鄂ICP備17016276號(hào)-1