苯-氯苯分離浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì)書-wenkub
2022-08-31 06:37:21 本頁面
【正文】 ，并標(biāo)出c點(diǎn)（、）、e點(diǎn)（、）、a點(diǎn)（、）三點(diǎn)；（2）求最小回流比及操作回流比。二、塔的工藝計(jì)算已知參數(shù)：苯、氯苯混合液處理量，F(xiàn)＝5000kg/h；；；；回流比R（自選）；進(jìn)料熱狀況，；塔頂壓強(qiáng)，；單板壓降不大于。（表壓）；，自選；，自選；(表壓)；；浮閥塔板（F1型）。每年330天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。已知數(shù)據(jù)如下表所示：表31 苯和氯苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M（g/mol）沸點(diǎn)（K）臨界溫度tC（℃）臨界壓強(qiáng)PC（atm）苯A氯苯B表32 苯和氯苯的飽和蒸汽壓溫 度 ( ℃ )8090100110120130,mmHg760102513501760225028402900，mmHg148205293400543719760X10y10表33 液體的表面張力（σ）溫度(℃)8090100110120130苯，mN/m氯苯，mN/m表34 苯與氯苯的液相密度溫度(℃)8090100110120130苯,kg/817805793782770757氯苯,kg/1039102810181008997985表35 液體粘度181。因氣液混合進(jìn)料（液：氣1：2）即，所以其q線方程為：，在xy圖中對(duì)角線上自點(diǎn)e作出進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（），此即最小回流比時(shí)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(jí)可得：層（不包括再沸器），其中精餾段理論板數(shù)為3層，提餾段為5層（不包括再沸器），第4層為加料板圖如上圖所示 全塔效率依式：，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查txy圖，求得塔平均溫度為：℃，由表 35 及內(nèi)插知該溫度下苯和氯苯的粘度為： ∴ ∴ 該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為： 則 實(shí)際塔板數(shù)精餾段： 提餾段： 故實(shí)際塔板數(shù)：（層）塔頂壓強(qiáng)，則進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：，塔底壓強(qiáng)為：，故精餾段平均操作壓強(qiáng)為：，提餾段平均操作壓強(qiáng)為： 溫度根據(jù)操作壓強(qiáng),經(jīng)計(jì)算得塔頂,，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度：，提餾段的平均溫度：。表6 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m～～～～～板間距HT，mm200～300300～350350～450450～600500～800=600圖41 SMITH 關(guān)聯(lián)圖根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故；精餾段：查史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得。各項(xiàng)計(jì)算如下：1)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅。ǎ〥，即2)出口堰高：由，精餾段：提餾段：查液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：,由得，精餾段：故；查液流收縮系數(shù)計(jì)算可知：,因此可得，提餾段： 故3)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積得：，, ∴，利用式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即s（＞5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速則降液管底隙高度為：精餾段 提餾段 塔板分布及浮閥數(shù)目及排列 塔板分布 選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中
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