《化工原理课程设计(实用)》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计(实用)（21页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、化工原理课程设计相平衡方程_ y _ yX nnn O-Q-1 丿y2.47 -1.47 ynn精馏段操作线方程Rxy x +dn+1 R +1 n R +1提馏段操作线方程RD + F yn+1 （R + 1）d-F - D（R + 1）DXwR + FDxR +1 n泡点进料0.4, x - yR d&min y Xee-95 一 .622 -1.480.622 - 0.4/. R 1.5R1.5 x 1.48 2.22min其中X - X DWX - XFW-95 一 .5 - 2.570.4 - 0.05-精馏段操作线方程为Rx 2.22y x + 亠Xn+1R +1 n R +12.
2、22 +1 n0.95+2.22 +10.6894x + 0.2950n提馏段操作线方程为c F F ,R +-1八+D D2.22+ 2.57 2.57-1 ccy dx 一一 x x 一x0.051.487（X 一0.0244n+1 R+1 n R+1 W 2.22+1 n 2.22+1n第一块塔板上升的蒸汽组成y = x = 0.951 D从第一块板下降的液体组成0.95x =+= 0.8850i 2.47 -1.47 y 2.47 -1.47 x 0.95i由第二块板上升的气相组成y = 0.6894x + 0.2950 = 0.6894 x 0.8850 + 0.2950 = 0.9
3、0512 1第二块板下降的液体组成0.9051x =2= 0.7 9 4 322.47 -1.47 y 2.47 -1.47 x 0.9 0 5 12由第三块板上升的气相组成y 3=06894x2 +0-2950=06894 x 0-7943+02950=0-8426由第三块板下降的液体组成0.8426x =w v= 0.6 8 4 332.47 -1.47y2.47 -1.47 x 0.8 4 2 63如此反复计算y = 0.7668，x = 0.57104 4y = 0.6886 ， x = 0.47245 5y = 0.6 2 0 7 x = 0.3985 0-46 6x V x6 q.
4、第七块板上升的气相组成换提馏段操作线计算y 7 =14876x6 - .244=皿76 x 03985 - .244=5684=0.3478.y.x =772.47 -1.47 y70.56842.47 -1.47 x 0.5684如此反复计算y = 0.4930，x = 0.28258 8y = 0.3958，x = 0.20969 9y = 0.2 8 7 4 x = 0.140310 10y = 0.1843 ， x = 0.083811 11y = 0.1 0 0 , x = 0.0432 x = 0.0512 12W.所需总理论板数为12快，第六块加料，精馏段需5块计算全塔效率E，气
5、体体积流量V，液体体积流量LTss由表查得 t = 81.11oC，t = 107.64oCDW81.11 +107.612=94.36oC由内插法得卩=O.255 - O.279 x (94.36 - 90)+ 0.2 7 头 0.2 6 mPa - s 苯 100-90卩=0.264 - 0.286 x (94.36 - 90)+ 0.2 8 6= 0.2 7 mPa - s 甲苯 100-90.卩=Zx 卩=0.4卩 + 0.6卩 =0.4 x 0.269 + 0.6 x 0.276 = 0.2732mPa - s Li i苯甲苯比 L = 2.47 x 0.2 7 3加.6 7 血a
6、-s由OConnell图查得全塔效率为e = 55%T.M顶=0.95x7811+0.05x921=7881kg/kmolM =0.4x7811+0.6x921二 8652kg/ kmol 进7881+86522=8267kg/ kmolVML(R+1WLMRDMV 精精L=精=精- S 3600b360(p s360360(pVVLL又R 2.22,D 0.389精又 p = 2.73kg/ m3 , p = 806kg / m3F D = 0.389F = 0.389 x100 = 38.9kmol / h(2.22+1)x 38.9 x 82673600x 2.73=1.05m3 / s
7、r2.22x 38.9 x 82.67L S3600x8060.0 0 2方3 / s气相流量V 1.05m3 /s，液相流量L - 0.0025m3 /s ,气相密度ssp - 2.73kg/m3 ,液相密度 p 806kg/m3 ,物系表面张力 b - 20mN /m。vv1.塔板工艺尺寸计算（1）塔径欲求塔径应先求出空塔气速u，而u （安全系数）x umaxumaxp -pC L Vp1V式中C可由史密斯关联图查出，横标的数值为Lph (L)0.5Vphv00025(空)0.5 二 0.04091.052.73取板间距 H = 0.45m ， 取板上液层高度h = 0.07m，则图T L
8、中参数为H h = 0.45 0.07 = 0.38m。T L根据以上数值，查得C20 = 0.08:.C=C = 0.0820u = 0.08：8062.73 = 1.372m/ s max2.73取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6u =0.6x1.372=0.82m/ smax塔径八 ilF 4 x1.05D = s =Ku兀 x 0.82=1.27 加按标准塔径圆整为D = 1.4m塔截面积=1.54m 2T 4实际空塔气速u = 105 = 0.682m/s1.54（2 ）溢流装置 选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：堰长:取堰长l = 0.66D，即wl = 0.
9、66 x 1.4 = 0.924mw 出口堰高h利用公式h二h -hw L ow采用平直堰，堰上液层高度h可依如下公式计算owh 二ow2.84 (L )2E (丄)3 1000 lw近似取E=1 ,则可由列线图查出h值ow因 l = 0.924m ， L =0.0025 5s3600AH AH0.111x 0.45 inno/ T = f t = 19.98sLL0.0025Hs故降液管尺寸可用。 降液管底隙高度h :oh L Lh = h= s_o 36001 u/ uw o w o取降液管底隙处液体流速u = 0.13m/s，则oh =0.0025= 0.02o 0.924x 0.13取
10、 h = 0.02mo(3) 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子F = 10，求孔速uoouoF= 6m / s求每层塔板上的浮阀数，有“ V1.05“N =s = 145.4 q 146兀兀d 2ux (0.039)2 x 64 o o 4取边缘区宽度WC= 0.06m，破沫区宽度WS = 0.10m，计算塔板 上的鼓泡区面积，即xA = 2X、R2 - x2 +R2 arcsin a180RR = - W =14 - 0.06 = 0.64m2 c 2x = - (W + W ) =14 - (0.174+ 0.1) = 0.426m2 d s 2A = 2x 0.426x .(0.6
11、4)2 - (0.426)2 +a兀180x (0.64)2.0.426x arcsin0.64=1.00m 2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t = 75 mm = 0.075 m ，则估算排间距t ，即A 1.00t = a = 0.09=90mmNt 146x 0.075考虑到到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用90 mm ，而应小于此值，按t = 75mm ， t = 65mm 以等腰三角形叉排方式作图。排得阀数152个按N=152重新核算孔速及阀孔动能因数1.05/u = 5.78m / s0 兀-X (0.039)2 X152重新核算阀孔动能因数F =况 jp = 5.78x%273=9.55阀孔动能因数f变化不大，仍在9-12范围内 0塔板开孔率二上=需=11.8%u 5.7802.塔板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的压强降，有h = h + h + hp c L d:=1.825 2.73= 606m / Suoc 干板阻力：pV因 u u ， 故干板阻力为oc ou0.1756.050.175、亡、h = 19.9 -0= 19.9 X= 0.0
