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正文內(nèi)容

苯—氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)-在線瀏覽

2025-05-06 17:11本頁面
  

【正文】 chart of the distillation tower have been drawn. questions of the design process have been discussed and reviewed. The design is simple and reasonable, and can meet the needs of the initial production process, a certain role in guiding the practice. 化工原理課程設(shè)計(jì) 2 設(shè) 計(jì)內(nèi)容及要求 一、設(shè)計(jì)任務(wù) : 每小時生產(chǎn) %的氯苯 噸塔頂餾出液中含氯苯 ≤2%,原料液中含氯苯 40%( wt%)。 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容 ( 1)精餾塔的物料衡算; ( 2)塔板數(shù)的確定; ( 3)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算; ( 4)精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算; ( 5)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算; ( 6)塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算; ( 7)塔板負(fù)荷性能圖; ( 8)精餾塔接管尺寸的計(jì)算; ( 9)電腦繪制生產(chǎn)工藝流程圖; ( 10)手工繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖; ( 11)對設(shè)計(jì)過程的評述和有關(guān)問題的討論。 指導(dǎo)教師 : 年 月 日 化工原理課程設(shè)計(jì) 3 引 言 塔設(shè)備設(shè)計(jì)概述 塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一 ,他可以使氣 (或汽 )或液液兩相緊密接觸,達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。 塔設(shè)備中常見的單元操作有:精餾、吸收、解吸和萃取等。 最常見的塔設(shè)備為板式塔和填料塔兩大類。此外,為滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要,塔設(shè)備還必須滿足以 下要求: 生產(chǎn)能力大; 操作穩(wěn)定,彈性大; 流體流動阻力小; 結(jié)構(gòu)簡單、材料耗用量少,制造和安裝容易;耐腐蝕和不易阻塞,操作方便,調(diào)節(jié)和檢修容易。因而本課程設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)板式塔。 在塔板開孔上方,安裝可浮動的閥片,浮閥可隨氣體流量的變化自動調(diào)節(jié)開度,可避免漏液,操作彈性大,造價低,且安裝檢修方便,但對材料的抗腐蝕性能要求高。 結(jié)構(gòu)簡單、造價低廉、篩板塔壓降小、液面落差也較小、生產(chǎn)能力及塔板效率都較泡罩塔高,故應(yīng)用廣泛。 其氣體通道是升氣管和泡罩,由于升氣管高出塔板,即使在氣體負(fù)荷很低時也不會發(fā)生嚴(yán)重漏液,操作彈性大,升氣管為氣液兩相提供了大量的傳質(zhì)界面。綜合考慮最終選擇篩孔式精餾塔。 包括塔的主體高度、頂部與底部空間的高度,以及裙座的高度 。 Ⅲ 、塔內(nèi)件的設(shè)計(jì) 。 設(shè)計(jì)流程簡略圖流程:裝置的有關(guān)操作條件 → 給定的塔板設(shè)計(jì)條件 → 確定塔徑 → 溢流區(qū)的設(shè)計(jì) → 氣液接觸區(qū)的設(shè)計(jì) → 各項(xiàng)核對計(jì)算。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總原則來確定操作壓力。本次設(shè)計(jì)為一般物料因此,采用常壓操作。但在實(shí)際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn),才送入塔內(nèi)。不受季節(jié)氣溫的影響,此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑相同,在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。 加熱方式 蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式,若塔底產(chǎn)物基本上就是水,而且在濃度極稀時溶液的相對揮發(fā)度較大。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是:可以利用壓力較低的蒸汽加熱,在釜 內(nèi)只需安裝鼓泡管,不需安裝龐大的傳熱面,這樣,操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些,然而,直接蒸汽加熱,由于蒸汽的不斷涌入,對塔底溶液起了稀釋作用,在塔底易揮發(fā)物損失量相同的 化工原理課程設(shè)計(jì) 5 情況下。但對有些物系。 冷卻方式 塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻,應(yīng)盡量使用循環(huán)水。可考慮使用冷卻鹽水來冷卻。因此,熱效率很低,可采用一些改進(jìn)措施來提高熱效率。 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯 — 氯苯混合物。塔頂上升器采用全凝器冷凝后,部分回流。該物系屬于易分離物系,最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的2 倍。工藝流程圖見附圖 。 c 臨界壓力 /kpa 苯 ( A) C6H6 78. 11 80. 1 288. 5 6833. 4 氯苯( B) C6H5 Cl 4520 -氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù) 表 苯-氯苯的氣液相平衡數(shù)據(jù) 沸點(diǎn)溫度 苯的組成 沸點(diǎn)溫度 苯的組成 化工原理課程設(shè)計(jì) 6 t ℃ 液相Ax 氣相 Ay t ℃ 液相Ax 氣相 Ay 1 1 120 90 130 100 0 0 110 0ip 表 苯-氯苯的組 成飽和蒸氣壓 溫度 ℃ 80 90 100 110 120 130 0ip mmhg 苯 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 0ip mmhg 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 ? 表 苯-氯苯的液相密度 ? 溫度 ℃ 80 90 100 110 120 130 ? 苯 3/mkg 817 805 793 782 770 757 ? 氯苯 3/mkg 1039 1028 1018 1008 997 985 181。L 化工原理課程設(shè)計(jì) 7 溫度 (℃ ) 60 80 100 120 140 苯( MP a .S) 氯苯( MP a .S) 二 、精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 k m o lkgM /?苯 氯苯的摩爾質(zhì)量 1 1 2 .5 5 /M k g k m o l?氯苯 0 . 6 / 7 8 . 1 1 0 . 6 8 40 . 6 / 7 8 . 1 1 0 . 4 / 1 1 2 . 5 5Fx ??= 0 . 9 8 / 7 8 . 1 1 0 . 9 8 60 . 9 8 / 7 8 . 1 1 0 . 0 2 / 1 1 2 . 5 5Dx ??= 0 .0 0 5 / 7 8 .1 1 0 .0 0 7 20 .0 0 5 / 7 8 .1 1 0 .9 9 5 / 1 1 2 .5 5Wx ??= 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 84 78. 11 ( 1 84) 112 .55 89 /FM k g k m ol? ? ? ? ? ? 0 .9 8 6 7 8 .1 1 ( 1 0 .9 8 6 ) 1 1 2 .5 5 7 8 .6 /DM k g k m o l? ? ? ? ? ? 072 78. 11 ( 1 072 ) 112 .55 112 .3 /WM k g k m ol? ? ? ? ? ? 物料衡算 原料處理量 W 45 00 / 11 5 39 .98 km ol / h?? 總物料衡算 F=D+W ( 1) 易揮發(fā)組分物料衡算 =+ ( 2) 聯(lián)立上式( 1)、( 2)得: D= kmol/h F= kmol/h 三、塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù) TN 的求取 化工原理課程設(shè)計(jì) 8 苯-氯苯屬理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù) 根據(jù) 苯-氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù),繪出 xy, txy 圖 d b 圖 苯-氯苯的氣液平衡 xy 圖 ℃ 圖 -氯苯的氣液平衡 t xy 圖 ( 1) 、 根據(jù)苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作 xy 圖及 t xy 圖 通過氣液平衡關(guān)系在 t xy 圖直角坐標(biāo)系中做出平衡曲線,并在苯-氯苯的氣液平衡 xy 圖標(biāo)出 c 點(diǎn)( wx 、 wx )、 e 點(diǎn)( Fx 、 Fx )、 a 點(diǎn)( Dx 、 Dx )三點(diǎn); ( 2) 、 求最小回流比 minR 及操作回流比 R 化工原理課程設(shè)計(jì) 9 因飽和液體進(jìn)料,在圖中對角線上自點(diǎn) e( ,)作垂線( q 線)該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為( yq=,xq=),此即最小回流比時操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。 按照常規(guī)的圖解法作梯級可得: 7 1 6TN ? ? ? 層(不包括再沸器),其中精餾段理論板數(shù)為 2 層,提 餾段為 4 層(不包括再沸器),第 3 層為加料板圖如上一頁所示 ( 3) 、 求操作線方程 L=RD== kmol/h V=L+D=+= kmol/h L’=L+F=+= kmol/h V’=V= kmol/h 精餾段操作線方程 0 . 4 0 9 x 0 . 5 8 3DLDy x xVV? ? ? ? 提餾段操作線方程 39。 39。 0 .0 0 1 939。 WLWy x x xVV? ? ? ? ( 4) 、 圖解法求理
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