年產(chǎn)兩萬(wàn)噸乙醇水精餾塔化工原理畢業(yè)設(shè)計(jì)說(shuō)明書畢業(yè)論文-展示頁(yè)
2024-08-21 09:45本頁(yè)面
【正文】 求取 4 全塔效率ET 6 實(shí)際塔板數(shù)Np 6 加料位置與狀態(tài)的選擇 7 物性參數(shù)計(jì)算 7 定性壓力pm 7 定性溫度tm 7 平均分子質(zhì)量Mm 8 平均密度ρm 9 液體的平均表面張力 10 液體的平均粘度μL,m 11 汽液負(fù)荷計(jì)算 11 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 11 提餾段汽液負(fù)荷計(jì)算 12 塔及塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸結(jié)構(gòu)的計(jì)算 12 塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算 12 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 14 校核計(jì)算 17 精餾段校核計(jì)算 17 提餾段校核計(jì)算 19 塔板負(fù)荷性能圖的計(jì)算與繪制 21 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 21 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 233 設(shè)備設(shè)計(jì)及輔助設(shè)計(jì)部分 25 塔體結(jié)構(gòu)的初步設(shè)計(jì) 25 筒體和封頭厚度計(jì)算 25 橢圓封頭的選型 26 換熱器的計(jì)算與設(shè)計(jì)選型 26 預(yù)熱器 26 再沸器 28 冷凝器 29 冷卻器 30 管道計(jì)算及規(guī)格選擇 31 管道設(shè)計(jì)步驟 31 算例 31 管道設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 34 泵的計(jì)算及設(shè)計(jì)選型 35 原料泵 35 冷卻水泵 36 儲(chǔ)罐的計(jì)算與選型 36 原料儲(chǔ)罐 36 產(chǎn)品儲(chǔ)罐 37 熱水儲(chǔ)罐 374 設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)總匯表 38 物性參數(shù)數(shù)據(jù) 38 工藝設(shè)計(jì)數(shù)據(jù) 385 認(rèn)識(shí)與體會(huì) 406 參考文獻(xiàn) 41 1 概述 設(shè)計(jì)題目及要求 設(shè)計(jì)題目年產(chǎn)兩萬(wàn)噸乙醇水連續(xù)精餾塔（篩板塔） 設(shè)計(jì)任務(wù)由設(shè)定值濃度xF的酒精水二元均相混合物作原料，根據(jù)所需要的年產(chǎn)量D、塔頂產(chǎn)品濃度xD、塔釜濃度xD等參數(shù)設(shè)計(jì)出酒精連續(xù)精餾塔。 設(shè)計(jì)參數(shù)生產(chǎn)任務(wù)：年產(chǎn)量D=20000Ty加熱蒸汽壓力：（表壓）冷卻器進(jìn)口水溫度：20℃冷凝器出口水溫：50℃原料濃度：xF=25%（質(zhì)量分率）塔頂產(chǎn)品濃度：xD=%（質(zhì)量分率）塔釜濃度：xW＜1%（質(zhì)量分率） 精餾過(guò)程簡(jiǎn)介圖1為連續(xù)精餾塔。冷凝液的一部分回入塔頂，稱為回流液，其余作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）排出。塔底部裝有再沸器以加熱液體產(chǎn)生蒸汽，蒸汽沿塔上升，與下降的液體逆流接觸并進(jìn)行物質(zhì)傳遞，塔底連續(xù)排除部分液體作為塔底產(chǎn)品。如此物質(zhì)交換的結(jié)果，使上升蒸汽中輕組分的濃度逐漸升高。塔的上半部完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重組分，因而稱為精餾段。這樣，只要兩相接觸面和上升蒸汽量足夠，到達(dá)塔底的液體中所含的輕組分可降至很低，從而獲得高純度的重組分。一個(gè)完整的精餾塔應(yīng)包括精餾段和提餾段，再這樣的塔內(nèi)可將一個(gè)雙組分混合物連續(xù)地、高純度地分離為輕、重兩組分。另一方面，組分揮發(fā)度的差異造成了有利的相平衡條件（y x）。相平衡條件y x使必需的回流液的數(shù)量小于塔頂冷凝液的的總量，即只需要部分回流，而無(wú)需全部回流。因此，精餾過(guò)程的基礎(chǔ)是組分揮發(fā)度的差異。==W=== 乙醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)圖 2 乙醇—水相平衡曲線圖t/℃x圖 3 乙醇水等壓相圖（p=1atm） 確定Rmin及工業(yè)生產(chǎn)常用R的選擇根據(jù)圖 1，得Rmin時(shí)精餾段操作線斜率為k=RminRmin+1=最小回流比Rmin=回流比R=（~）Rmin取回流比R=，則R==3 板效率、塔板數(shù)的計(jì)算和進(jìn)料位置與狀態(tài)的選擇 理論塔板數(shù)NT的求取精餾段操作線方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1即yn+1=33+1xn++1化簡(jiǎn)，得yn+1=+提餾段操作線方程：yn+1=RD+FR+1Dxn+FD(R+1)DxWyn+1=3++1++1化簡(jiǎn)，得yn+1=根據(jù)氣液相平衡數(shù)據(jù)及精餾段、提餾段操作線方程，利用MATLAB編程計(jì)算理論板數(shù)，得圖 4。connell法，根據(jù)ET=可得：μA=,μB=μL=μAxF+μB(1xF)塔頂相對(duì)揮發(fā)度：αD=pAxApBxBD=yAxAyBxBD=yAxA(1yA)(1xA)D塔頂溫度： tD=℃塔底相對(duì)揮發(fā)度：αW=pAxApBxBW=yAxAyBxBW=yAxA1yA1xAW塔底溫度： tW=℃代入數(shù)值，結(jié)合相平衡曲線計(jì)算得αD=，αW=相對(duì)揮發(fā)度α=αDαW=全塔效率ET=% 實(shí)際塔板數(shù)Np以塔釜作為一塊理論板，根據(jù)ET=NTNP精餾段塔板數(shù)NP1=NT1ET=32塊提餾段塔板數(shù)NP2=NT21ET=4塊總塔板數(shù)NP=36塊 加料位置與狀態(tài)的選擇加料位置：第33塊塔板進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料 物性參數(shù)計(jì)算 定性壓力pm kPa計(jì)算塔頂：pD=加料板：pF=+32=塔底壓力：pW=+38=精餾段定性壓力：pm1=(+)2=提餾段定性壓力：pm2= 定性溫度tm塔頂溫度：tD=℃加料板溫度：tF=℃塔底溫度：tW=℃精餾段定性溫度：tm1=(tD+tF)2=℃提餾段定性溫度：tm2=(tF+tW)2=℃ 平均分子質(zhì)量Mm塔頂：xD=y1=,x1=MVD,m=+()=MLD,m=+()=加料板：yF=,xF=MVF,m=+=MLF,m=+()=塔底：x底=104,y底=MVW,m=104+104MVW,m=MLW,m=+()=精餾段：℃,由txy圖可知xm1=,ym1=氣相平均分子質(zhì)量：MV,m1=+()=液相平均分子質(zhì)量：ML,m1=+()=提餾段：℃由txy圖可知ym2=,xm2=MV,m2=+()=ML,m2=+()= 平均密度ρm 液相平均密度ρL,m塔頂：℃。ρLF,m=+(1ωF)ρLF,m=塔底：℃。ρLm1=+ρLm1=提餾段：℃,。σD,A=σD,B=σD,m=σD,Ax1+σD,B(1x1)=加料板：℃，σF,A=σF,B=σF,m=σF,AxF+σF,B(1xF)=塔底：℃。σA1=,σB1=σm1=σA1xm1+σB1(1xm1)=提餾段：℃,σA2=,σB2=σm2=σA2xm2+σB2(1xm2)= 液體的平均粘度μL,m塔頂：℃下，?s，?s。μLF,m=+(1xF)=?s塔底：℃下，?s，?s。μL,m1=+(1xm2)=?s提餾段：℃下，?s,?sμL,m2=+(1xm2)=?s 汽液負(fù)荷計(jì)算 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算氣相摩爾流率：V=R+1D=3+1=氣相體
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