苯和二甲苯物系分離系統(tǒng)設(shè)計(jì)書(更新版)
【正文】 現(xiàn)象，有較好的操作彈性，即當(dāng)汽液負(fù)荷有較大的波動時(shí)，仍能維持幾乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，適合處理各種物料。主要缺點(diǎn)是：操作彈性小，篩孔小時(shí)容易堵塞，若篩孔大時(shí)，由于氣速的提高，生產(chǎn)能力增大，所以我們也不做考慮。所以我們是可以考慮的。減壓蒸餾不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費(fèi)用，而且由于真空下其體積增大，需要的塔徑增加，因此設(shè)備費(fèi)用增加。所需理論板數(shù)多，進(jìn)料前預(yù)熱器負(fù)荷大，能耗大，同時(shí)精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。第二章 精餾塔的工藝計(jì)算表211苯和對二甲苯的物理性質(zhì)物性 密度 熔點(diǎn) 沸點(diǎn) 相對分子質(zhì)量 臨界壓力 在水的溶解度 折射率 T/℃ T/℃ M P/MPa g/ml 苯 對二甲苯 861 不溶 表212 苯和對二甲苯的密度溫度T/℃ 80859095100105110115120苯㎏/m3816 810 805 799 793 788 782 776 770 對二甲苯㎏/m3810 805 800 796 791 786 782 777 772 圖21 苯和對二甲苯的溫度密度曲線 其中苯的回歸方程為：ρ苯=+；另外ρ對二甲苯=+表213 苯和對二甲苯的黏度溫度T/℃80859095100105110115120苯μ/μPa299286272260247235228220對二甲苯μ/μPa349335324310299290280269259圖22 苯和對二甲苯的溫度黏度曲線表214 苯和對二甲苯的表面張力溫度T/℃80859095100105110115120 苯σ/mN/m 對二甲苯σ/mN/m圖23 苯和對二甲苯的溫度黏度曲線：表221 苯和對二甲苯的Antoine常數(shù)組分 A B C苯 對二甲苯 Antonie公式,其中P是飽和蒸汽壓，單位是mmHg,溫度T的單位是℃。氣相： kg/kmol。（1）精餾段取閥孔動能因子=12，則孔速：每層塔板上浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度破沫區(qū)寬度計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即并且,浮閥排列方式采用正三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距為t=95mm則排間距==則按t=95mm為一邊的正三角形叉排方式作圖，按N=6重新?lián)Q算孔速及閥孔動能因子，閥孔動能因子變化不大，仍在9~13范圍內(nèi)塔板開孔率（2）提餾段取閥孔動能因子，則孔速：每層塔板上浮閥數(shù)目為：個(gè)浮閥排列方式與提留段一樣，采用正三角形叉排方式作圖按N=6重新核算孔速及閥孔動能因子閥孔動能因子變化不大，仍在9~13范圍內(nèi)塔板開孔率 ：，可根據(jù)hp=hc+hl+hσ，(1)精餾段①干板阻力hc因Uon=Uoc，則h=②板上充汽液層阻力，取ε=，hL=,則hl2=ε?hL ==③液面表面張力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔pn=+=(單板壓降)（2）提餾段①干板阻力hc因Uom= Uoc，則②板上充汽液層阻力，取ε=，hL=,則hl2=ε?hL ==③液面表面張力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔pm=+=(單板壓降)：為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≦Φ（HT+hw）.則Hd=hp+hL,+hd.（1）精餾段① 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮pn=② 體通過壓降管的壓頭損失③ 板上的液層高度hL=，Hd=hp+hL,+hd=++= 取φ==，hw=,所以φ（HT+hw）=（+）=可見Hd＜φ（HT+hw）所以符合淹塔的要求。181。在下，根據(jù)溫度與汽化潛熱的關(guān)系曲線，得，又，得所以塔頂熱負(fù)荷已知，得，查得，所以 塔底再沸器熱負(fù)荷及水蒸氣用量，根據(jù)溫度與汽化潛熱的關(guān)系曲線，得，因?yàn)?，得又，所以，得? 進(jìn)料泵的估選進(jìn)料泵的流速：，90176。 J H Harker. Chemical Engneering 6th ed. 北京：世界圖書出版公司北京分公司，2000
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