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過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)_丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)-展示頁(yè)

2024-09-11 09:09本頁(yè)面
  

【正文】 從而實(shí)現(xiàn)精餾塔內(nèi)的氣液兩相間的熱量及動(dòng)量傳遞。 本設(shè)計(jì)選取的是板式塔,相較而言,在塔效率上,板式塔效率穩(wěn)定;在液氣比方面,板式塔適應(yīng)范圍較大,而填料塔則對(duì)液體噴淋量有一定要求;在安裝維修方面,板式塔相對(duì)比較容易進(jìn)行;由于 所設(shè)計(jì)的塔徑較大,所以在造價(jià)上,板式塔比填料塔更經(jīng)濟(jì)一些;而且,板式塔的重量較輕,故選擇板式塔。 一個(gè)精餾塔的分離能力或分離出的產(chǎn)品純度如何,與原料體系的性質(zhì)、操作條件以及塔的性能有關(guān)。 簡(jiǎn)單精餾中,只有一股進(jìn)料,進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段,而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。 精餾塔 精餾塔是一圓形筒體,塔內(nèi)裝有多層塔板或填料,塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程,必須為該過(guò)程提供物流的存儲(chǔ)、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。 精餾過(guò)程在能 量劑驅(qū)動(dòng)下,使氣、液兩相多次直接接觸和分離,利用液相混合物中各組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移,難揮發(fā)組分由 `氣相向液相轉(zhuǎn)移,實(shí)現(xiàn)原料中各組分的分離。其中,簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾只能將混合物進(jìn)行初步的分離。 鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限,本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤,希望各位老師給予指正。 過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) —— 丙烯 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì) 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 2 前 言 本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)包括概述、流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計(jì)和控制方案共七章。 說(shuō)明中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述,對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了說(shuō)明。 感謝老師的指導(dǎo)和參閱! 目 錄 1. 概述 ……………………………………………………… 3 2. 方案流程簡(jiǎn)介 …………………………………………… 5 3. 精餾過(guò)程系統(tǒng)分析 ……………………………………… 6 4. 再沸器的設(shè)計(jì) …………………………………………… 18 5. 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) ………………………………………… 24 6. 管路設(shè)計(jì) ………………………………………………… 30 7. 控制方案 ………………………………………………… 33 設(shè)計(jì)心得及總結(jié) …………………………………………… 34 附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明 ……………………………………… 35 附錄二 參考文獻(xiàn) ……………………………… …………… 37 附錄三 塔計(jì)算結(jié)果表 ……………………………………… 38 附錄四 再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計(jì)算結(jié)果表 ……………… 39 附錄五 工藝流程圖 ………………………………………… 40 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 3 1. 概述 蒸餾是分離液體混合物(含可液化的氣體混合物)常用的一種單元操作,在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。為了獲得較高純度的產(chǎn)品,應(yīng)使得混合物的氣、液兩相經(jīng)過(guò)多次混合接觸和分離,使之得到更高程度的分離,這一目標(biāo)可采用精餾的方法予以實(shí)現(xiàn)。該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行的傳質(zhì)、傳熱的過(guò)程。 所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器等 。兩相在塔板上相互接觸時(shí),液相被加熱,液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移;氣相被部分冷凝,氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移,從而使混合物 中的組分得到高程度的分離。精餾塔內(nèi),氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加,塔頂最低,塔底最高。實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程的氣、液傳質(zhì)設(shè)備,主要有兩大類(lèi),板式塔和填料塔。 在眾多類(lèi)型的板式塔中,選擇了溢流型篩板塔,相比較其它類(lèi)丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 4 型的板式塔,溢流型篩板塔價(jià)格低廉,裝卸方便,而且金屬消耗量少,非常適合板間距小、效率較高而且塔單位體積生產(chǎn)能力大的分離要求,同時(shí)其操作彈性大、阻力降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優(yōu)點(diǎn)也為之提供了廣闊的應(yīng)用市場(chǎng)。其形式主要有立式熱虹 吸再沸器、臥式熱虹吸再沸器、強(qiáng)制循環(huán)式、釜式再沸器和內(nèi)置式再沸器。液體在自下而上通過(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化,由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 ▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。 ▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。 . 冷凝器 (設(shè)計(jì)從略) 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體,部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品,其 余作回流液返回塔頂,使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行,最常用的冷凝器是管殼式換熱器。 流程如下: 原料(丙稀和丙烷混合液體)經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中某一位置(進(jìn)料板處)流入塔內(nèi),開(kāi)始精餾操作;當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí),再沸器進(jìn)行加熱,使之部分汽化返回塔內(nèi)。 將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出,為餾出物;另一部分作為回流返回塔頂。當(dāng)流至塔底時(shí),被再沸器加熱部分汽化,氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流,而液相則作為塔底產(chǎn)品采出。 . 必要的檢測(cè)手段 為了方便解決操作中的問(wèn)題,需在流程中的適 當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表,以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 . 調(diào)節(jié)裝置 由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值,應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門(mén)進(jìn)行調(diào)節(jié),以保證達(dá)到生產(chǎn)要求,可設(shè)雙調(diào)節(jié),即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存,且隨時(shí)進(jìn)行切換。 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 6 3. 精餾過(guò)程系統(tǒng)設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)條件 工藝條件:飽和液體進(jìn)料,丙烯含量 xf= 65%(摩爾分?jǐn)?shù)) 塔頂丙烯含量 xD= 98%,釜液丙烯含量 xw≤ 2%,總板 效率為。 塔板形式:篩板 處理量: qnf=70kmol/h 塔板設(shè)計(jì)位置:塔底 物料衡算及熱量衡算 . 物料衡算: qnF=qnD+qnW xFqnF=xDqnD+xWqnW 解得結(jié)果: xD=.求質(zhì)量流量: MD=*42+*44= kg/kmol。 MF=*42+*44= kg/kmol 則 qMD = xD?MD/3600 =。 qnV =(R+1)?qnD。=qnL+q?qnF。=qnV(1q)?qnF。=qnV39。 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 7 其中 q=1; 則: qnL’ =qnL+qnF。?r39。 則塔底壓力可以通過(guò)公式: P=N**460*。 int n=1。a,amp。d2,amp。w2) 。 x=y/(a(a1)*y)。 for(。 x=y/(a(a1)*y)。amp。 else continue。 n=n+1。n++) { y=w1*x+w2。 if(xamp。()) break。} printf(total=%d\n,n)。 迭代結(jié)果: 第一次:首先假設(shè) 100 塊實(shí)際板。 再通過(guò)精餾線與 q 線的交點(diǎn)。 帶入程序,得理論進(jìn)料為 51塊板,理論總板數(shù)為 108 塊(包括釜) 則實(shí)際板數(shù)為( 1081) /= 塊。 利用 excel 計(jì)算出塔底壓力 ,α = 計(jì)算出 d1= , d2= 。 計(jì)算出 w1 , w2= 。 第二次迭代得到的結(jié)果與假設(shè)接近,可認(rèn)為收斂。 回流比 R= 塔底壓力 P=+N**460*(絕) 塔底溫度:已知在 P= t= ℃; P= t= ℃; 插值得: t=℃ 流量:精餾段: qmLs=R?qmDs=(R+1)?qmDs = 提餾段: qmLs’ =qmLs+qmFs=’ = qmVs = .計(jì)算結(jié)果 名 稱(chēng) 數(shù) 值 理論塔板數(shù) NT 109 進(jìn)料板位置 NF 51 回流比 R 相對(duì)揮發(fā)度 α 塔頂產(chǎn)品量 qnD , mol/h 塔底產(chǎn)品量 qnw ,mol/h 精餾段氣相流量 qnv kg/s 精餾段液相流量 qnl , kg/s 提餾段氣相流量 qnv39。 kg/s 塔頂溫度 tbD ℃ 塔底溫度 tbw ℃ 塔頂壓力 PD MPa (絕) 塔底壓力 Pw MPa (絕) 丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 11 精餾塔工藝設(shè)計(jì) . 物性數(shù)據(jù) , ℃下,丙烷的物性數(shù)據(jù)(以塔底為標(biāo)準(zhǔn)):查得 氣相密度:ρ V =28kg/m3 液相密度:ρ L =460kg/m3 液相表面張力:σ =. 初估塔徑 氣相流量 : qmVs’ =’ =qmVs’ /ρ qnVs=液相流量: qmLs’ =’ =qmLs’ /ρ qnLs=兩相流動(dòng)參數(shù): ???????? LVVqm LqmVLVqv LqvF ???? 設(shè)間距: TH = 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得 20C = 氣體負(fù)荷因子 C: 20 20CC ???? ???? )(?= 液泛氣速 fu : LVf VuC ?????=28 ?= 泛點(diǎn)率取fuu =, 操作氣速 u=所需氣體流道截面積 A: sVA u? =選取單流型,弓形降液管板,取 DTAA =,則TAA =1 DTAA = 故塔板截面積 AT=A/=, 68 ??? ?ATD丙烯 —— 丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 12 塔徑 D: = m ,圓整:取 則實(shí)際塔板截面面積 TA = m2, 降液管截面積 DA = 氣體流道截面積 A= ,實(shí)際操作氣速 u=qV’ /A= 實(shí)際泛點(diǎn)率fuu =,在 ~ 之內(nèi) 且選 TH =, D= 符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)系 . 塔高的估算 實(shí)際板數(shù) 180 塊,初選塔板間距 ,則塔高 Z=180*=81m。 . 受液盤(pán)和底隙 取平形受液盤(pán),底隙 hb取 液體流經(jīng)底隙的流速: ub=qvls’ /( lw*hb) =( *) =。 整個(gè)塔板面積 : 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad= ㎡ 入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=60mm= 邊
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