【正文】 4)] x5=y5/[y5+a(1y5)] x6=y6/[y6+a(1y6)] x7=y7/[y7+a(1y7)] x8=y8/[y8+a(1y8)] x9=y9/[y9+a(1y9)] x9xd 所以本設(shè)計(jì)中共需八塊精餾板,第九塊板為進(jìn)料板. 從第十塊板開始,用提餾段操作線求 yn,用平衡方程求 xn,一直到 xnxw. 第十板 第十一板 第十二板 第十三板 第十四板 第十五板 第十六板 y10= y11= y12= y13= y14= y15= y16= x10=y10/[y10+a(1y10)] x11=y11/[y11+a(1y11)] x12=y12/[y12+a(1y12)] x13=y13/[y13+a(1y13)] x14=y14/[y14+a(1y14)] x15=y15/[y15+a(1y15)]x16=y16/[y16+a(1y16)] 第十七板 y17= x17=y17/[y17+a(1y17)] 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 根據(jù)內(nèi)插法,可查得:苯在泡點(diǎn)時(shí)的黏度 a()=,甲苯在泡點(diǎn)是的黏度 b()=, x17xw, 因?yàn)楦组g接加熱, 所以共需要 171=16 塊塔板. 精餾段和提餾段都需要八塊板.所以:平均黏度 av()=a*xf+b*(1xf)=*+()= 所以:總板效率 E=1/[ (a*av)]= 實(shí)際板數(shù)Ne=Nt/Et==30 實(shí)際精餾段塔板數(shù)為 Ne1==15實(shí)際提餾段塔板數(shù)為Ne2==15由上可知,在求取實(shí)際板數(shù)時(shí),以精餾段,提餾段 ,往往精餾 段,提餾段都多加一層至幾層塔板作為余量,以保證產(chǎn)品質(zhì)量,并便于操作及調(diào)節(jié). 塔徑計(jì)算 因?yàn)橐毫髁坎淮?所以選取單流型,因?yàn)樘狃s段液相流量較大,所以以提餾段的數(shù)據(jù)確定全 :氣相體積流量 Vh(m^3/h)=,Vs(m^3/s)=, 液相體積流量 Lh(m^3/h)=, Ls(m^3/h)=. 查表得,液態(tài)苯的泡點(diǎn)密度 ρa(bǔ)(Kg/m^3)=, 液態(tài)甲苯的泡點(diǎn)密度 ρb(Kg/m^3)=, 根據(jù)公式 1/ρl=x1/ρa(bǔ)+(1x1)/ρb 得, 液相密度 ρl(Kg/m^3)=, 根據(jù)公式 苯的摩爾分率=(y1’/78)/[yi39。塔頂產(chǎn)品質(zhì)量分?jǐn)?shù) xd = 98%,摩爾分?jǐn)?shù)為 %。 在此使用浮閥塔， 浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上 發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流 量自行調(diào)節(jié)開度， 這樣就可以避免過多的漏液。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器連種不同的設(shè)置。 效率高，氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板 效率或傳質(zhì)效率。浮閥精餾塔工藝設(shè)計(jì)書第一章 設(shè)計(jì)方案的選擇和論證設(shè)計(jì)流程 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯、甲苯混合物。精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： 生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不 正常流動(dòng)。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可 以采用高位槽。 冷凝器與再沸器的選型 塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖 12 設(shè)計(jì)思路流程圖 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點(diǎn)進(jìn)料、間接蒸汽 加熱、選 R=、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。圖12第二章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 全塔物料衡算 根據(jù)工藝的操作條件可知: 料液流量 F=(*19)t/h=料液中易揮發(fā)組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)xf =(30+*19)%=%。Wxw/ V39。(mm),一般為 50～100,本設(shè)計(jì)取為 60. 邊緣區(qū)寬度 bc(mm),一般為 50～75,本設(shè)計(jì)取為 50, 有效傳質(zhì)區(qū),Aa(m^2)= 2*{x*(r^2x^2)^+r^2*[arcsin(x/r)]}=. 塔板結(jié)構(gòu)如下兩圖 ⑷浮閥數(shù)排列 選擇 F1 型重型 32g 的浮閥 閥孔直徑給定,d0(mm)=39mm, 動(dòng)能因子 F0 一般取為 8～ 12,本設(shè)計(jì)取為 . 閥孔氣速,uo(m/s)=F0/[ρv^]= , 閥孔數(shù) n=Vs*4/d0/d0/u0/=,取 104. 實(shí)際排列時(shí)按等腰三角形排,中心距取為 75mm, 固定底邊尺寸 B(mm)= 70,所以 實(shí)際排出 104 個(gè)閥孔,與計(jì)算個(gè)數(shù)基本相同. 所以,實(shí)際閥孔氣速 uo(m/s)=Vs*4/d0/d0/n/= 實(shí)際閥孔動(dòng)能因子,F0=u0*ρv^=, 開孔率 ψ=n*d0*d0/D/D = ,一般 10%～14%,符合要求. 塔板的流體力學(xué)(1) 液沫夾帶量校和核 液體橫過塔板流動(dòng)的行程,Z(m) =D2*bD= 塔板上的液流面積,Ab(m^2) =At2*Ad= 物性系數(shù),K,查表得 =1 泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù),Cf=,見下頁圖.F2={Vs*[ρv/(ρlρv)]^+*Z*Ls}/Ab/K/Cf=, F1=Vs*[ρv/(ρlρv)^]/At/K/Cf/=, 泛點(diǎn)率 F1(～),F!,F2 均符合要求. ⑵,塔板阻力的計(jì)算與較核 臨界孔速 u0c(m/s) =(73/ρv)^(1/)= uo=,閥未全開, 干板阻力,ho(m) =*(u0^)=, 充氣系數(shù) ε0=,塔板充氣液層的阻力 hl(m)= ε0*(hw+how)= , 克服表面張力的阻力 hσ,一般忽略不計(jì),所以塔板阻力 hf(m)=ho+hl+hσ=. 13 ⑶降液管液泛校核 液 體 通 過 降 液 管 的 流 動(dòng) 阻 力 , hd=**[(Lh/lw/hb)^2]=, 降 液 層 的 泡 沫 層 的 相 對(duì) 密 度 φ =, 降 液 層 的 泡 沫 高 度 hd39。(KJ/Kg)= rv39。/ρ=,管流速 uw(m/s)= 出口管直徑 dw(mm)=(4*Vw/)^==φ159*8。(℃)=(t1t2)/ln(t1/t2)= , 因?yàn)?K2(W/m^2/K)=250, 所以,傳質(zhì)面積 A39。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當(dāng)逆流式流入冷凝器時(shí)，起液 膜減少，傳熱系數(shù)增大，利于節(jié)省面積，減少材料費(fèi)用。 不準(zhǔn)有明火和火花，設(shè)備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容 器中，設(shè)備的放散管應(yīng)通入大氣，其管口用細(xì)金屬網(wǎng)遮蔽，使貯槽或 蒸餾設(shè)備中的苯類產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒， 廠房應(yīng)設(shè)有 良好的通風(fēng)設(shè)備，防止苯類蒸汽的聚集。建議應(yīng)急處理人