課程設(shè)計(jì)---苯-甲苯混合液分離精餾塔設(shè)計(jì)(編輯修改稿)
2025-02-13 04:26 本頁面
【文章內(nèi)容簡介】 x3= ∵=，∴第七塊理論板為進(jìn)料板，精餾段共有71=6塊理論板。第6塊板上的氣相組成由提餾段操作線方程計(jì)算 = = 根據(jù)以上求解結(jié)果可得：總理論板數(shù)為：NT=14，提餾段理論板數(shù)為146=8塊板。5. 溫度的計(jì)算(1).由苯甲苯的氣液平衡關(guān)系表【2】可知：（）溫度t/℃苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/℃苯的摩爾分?jǐn)?shù)液相x/％氣相y/％液相x/％氣相y/％ 由上表的氣液平衡數(shù)據(jù)用內(nèi)插法求進(jìn)料的溫度，用表示，對于進(jìn)料:=,由內(nèi)插法得： 解得：=℃查液體粘度共線圖得苯和甲苯在=： 則進(jìn)料液的液體平均粘度 ∵在（）范圍內(nèi)∴ 精餾段： 提餾段：全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：N=N1+N2=28，實(shí)際加料板為第14塊板。一般情況，板式塔每個(gè)理論級的壓降為，取每層塔板的壓降為 則有 塔頂壓強(qiáng)： 進(jìn)料板壓強(qiáng) KPa塔底壓強(qiáng) KPa 則：精餾段平均壓強(qiáng) KPa提餾段平均壓強(qiáng) KPa 根據(jù)操作壓強(qiáng)，依下式試差計(jì)算操作溫度 表31 苯甲苯的Antoine常數(shù) 組分ABC苯甲苯 安托尼方程： [1] 即：苯甲苯的安托因方程分別為 用試差計(jì)算：假設(shè)塔頂溫度：時(shí)，由式[1]可得：則試求至?xí)r。所以依此方法可求出，所以 ，所以 則：精餾段平均溫度： ℃提餾段平均溫度： ℃7物性數(shù)據(jù)計(jì)算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 代入平衡線方程得氣相液相（2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 則： （3） 塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 Kg/mol kg/mol精餾段平均摩爾質(zhì)量為：提餾段的平均摩爾質(zhì)量為：(1)精餾段平均密度的計(jì)算①氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算即②液相平均密度計(jì)算：已知：混合液的密度: 【5】(為質(zhì)量分?jǐn)?shù))塔頂液的平均密度塔頂溫度：tD=℃ 機(jī)液體相對密度共線圖；得 進(jìn)料板的液的平均密度計(jì)算由tF= 有機(jī)液體相對密度共線圖 ∴精餾段液相平均密度為：（2）. 提餾段平均密度的計(jì)算①氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程得② 液相平均密度 查下表： 表32苯和甲苯的液相密度溫度/℃8090100110120ρLA/( kg/m3)815ρLB/( kg/m3)810 查表32可得 ℃，查有機(jī)液體相對密度共線圖 ρA＝ 提餾段平均密度液相平均表面張力依下式計(jì)算，即（1） 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算tD=℃ 查有機(jī)液體的表面張力共線圖得： （2）進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算tF=： = （3）塔底液相平均表面張力計(jì)算 tW=℃查有機(jī)液體的表面張力共線圖得: 精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力： 液體粘度 液相平均粘度依下式計(jì)算，即【4】(1) 塔頂液相平均粘度計(jì)算TD=℃ 查有機(jī)液體粘度共線圖得 ： (2) 進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算TF=： (3) 塔底液相平均粘度計(jì)算TW= 查有機(jī)液體粘度共線圖得： ∴ 精餾段平均液相粘度：精餾段平均液相粘度： 選用飽和蒸汽加熱 選冷卻水冷凝由汽液平衡數(shù)據(jù)表31 tF=℃ t=℃。t=℃tD=℃ 【1】查液體比熱容共線圖可得== == =℃時(shí)：查液體比熱容共線圖==() =()=()當(dāng)℃時(shí)，查表可得==塔頂1. 0時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0176。為基準(zhǔn)，此為泡點(diǎn)回流,查txy圖查得此時(shí)組成下泡點(diǎn)tD,用內(nèi)插法求得回流液組成下的查的此溫度下: = =回流液組成與塔頂組成相同3. 塔頂餾出液的焓因餾出口與回流口組成一樣，則：4. 冷凝器消耗的焓溫度下。所以6. 塔底殘液的焓7. 再沸器塔釜熱損失為10%則設(shè)再沸器損失能量。 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷第4節(jié) 板式塔板主要尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 精餾段有效高度為提餾段有效高度為在塔體的人孔處，應(yīng)采用較大的板間距，一般不低于600mm所以精餾塔的有效高度為m 由式中，可由史密斯關(guān)聯(lián)圖51查的圖中橫坐標(biāo)參數(shù) 常用板間距有300,350,400,450,500,600,800mm等幾種標(biāo)準(zhǔn) ~精餾段的氣，液相體積流率為 51圖取板間距，板上液層高度，則查圖51，可得到校正表面張力為 液泛速度~ 塔徑 常用標(biāo)準(zhǔn)塔徑為400，500，600，700，800，1000，1200，1400，1600，2000，2200mm取標(biāo)準(zhǔn)塔徑：D=2m 橫截面積：精餾實(shí)際空塔氣速為 由上面可知提餾段 =提餾段的氣、液相體積流率為 式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖 C20再求圖中橫坐標(biāo)參數(shù) 常用板間距有300,350,400,450,500,600,800mm等幾種標(biāo)準(zhǔn) –取板間距，板上液層高度，則 查圖51，可得到 校正表面張力為 液泛速度 ~ 塔徑 常用標(biāo)準(zhǔn)塔徑為400，500，600，700，800，1000，1200，1400，1600，2000，2200mm取標(biāo)準(zhǔn)塔徑：D=2m 橫截面積：實(shí)際空塔氣速為：u=因塔徑，可選用單溢流，弓型降液管，凹行受液盤。精餾段取 提溜段取由選用平直堰，堰上液高度由弗蘭西斯公式 計(jì)算近似取，則精餾段：取板上清液層高度 （~）故 符合要求提餾段：取板上清液層高度 （~）故 符合要求由 查弓形降液管參數(shù)圖得，故 計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間精餾段 ， 提餾段 停留時(shí)間5s,故降液管設(shè)計(jì)合理。精餾段: 取，則提餾段：取，則故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選凹形受液盤，深度 對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速uo,min可由公式精餾段：Uo,min=[(+ hLhσ)/ρL /ρV]1/2=m/s實(shí)際孔速為Ｕo=＞Uo,min穩(wěn)定系數(shù)為 Ｋ=Uo/Uo,min=＞提餾段：Uo,min=[(+ hLhσ)/ρL /ρV]1/2=m/s實(shí)際孔速為Ｕo=＞Uo,min穩(wěn)定系數(shù)為 Ｋ=Uo/Uo,min=＞故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd≤ψ(HT＋hw)精餾段苯和甲苯屬于一般物系，取安全系數(shù)ψ= ，則ψ(HT＋hw)=（+）=而Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd=(uo’)2=()2=Hd=hp+hL
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