乙醇水分離板式精餾塔設(shè)計方案(編輯修改稿)
2025-05-23 12:26 本頁面
【文章內(nèi)容簡介】 圖32最小回流比的確定由上圖可以看出精餾段操作線與平衡線的切點坐標(biāo)為（）故取故精餾段操作線方程式中 R—回流比 圖解法求塔板數(shù)圖33理論與塔板數(shù)的圖解求法由上圖可以看出總理論板數(shù)N=14(包含再沸器)，精餾段理論板數(shù)為11塊,其中第12塊板為加料板。 取全塔效率， 則有塊塊總板效率的求取一般兩種方法：’connell法，適用范圍：，板上液流長度≤1m. 塔頂和塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；塔頂和塔底平均溫度下的粘度。 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的查取和估算對于工藝設(shè)計計算非常重要，精餾塔設(shè)計中主要的物性數(shù)據(jù)包括?。好芏?、粘度、比熱容、汽化潛熱和表面張力。 操作壓力計算(影響氣相密度，進而影響Vs→D→塔板結(jié)構(gòu)參數(shù))取塔頂表壓為0Kpa。塔頂操作壓力 每層塔板壓降 ，—，篩板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 操作溫度計算利用表31中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、。進料口： , =℃塔頂：，=℃塔釜：，=℃精餾段平均溫度 ℃提餾段平均溫度 ℃ 平均摩爾質(zhì)量計算 精餾段的平均摩爾質(zhì)量精餾段平均溫度=℃液相組成：，=%氣相組成 ：，=%所以 kg/kmol kg/kmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均溫度=℃液相組成：，=%氣相組成：，=%所以 kg/kmol kg/kmol 平均密度計算求得在與下乙醇與水的密度。不同溫度下乙醇和水的密度（姚玉英《化工原理（上）》P360361頁附錄二十）見表32。表32不同溫度下乙醇和水的密度溫度/℃溫度/℃80735971957208573010071690724精餾段平均溫度=℃ ，= kg/ , = kg/同理 =℃ ， = kg/ ， = kg/在精餾段，液相密度：氣相密度：== kg/在提餾段，液相密度：氣相密度：== kg/ 液體平均表面張力計算不同溫度下乙醇和水的表面張力（姚玉英《化工原理（上）》P362365頁附錄二十一）見表33。表33乙醇和水不同溫度下的表面張力溫度/℃708090100乙醇表面張力/18水表面張力/ 精餾段液體平均表面張力精餾段平均溫度=℃乙醇表面張力：水表面張力：精餾段液體的平均表面張力： 提餾段精餾段液體平均表面張力提餾段平均溫度=℃乙醇表面張力：水表面張力：提餾段液體平均表面張力： 液體平均黏度計算精餾段平均溫度=℃ 查液體黏度共線圖（姚玉英《化工原理（上）》P347頁附錄十五）得： 提餾段平均溫度=℃ 查液體黏度共線圖得： 精餾段黏度： 提餾段黏度： 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為式中 V—精餾段氣相流量，kmol/h L—精餾段液相流量，kmol/hMVML1—分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol、—分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的氣、液相體積流率為 由極限空塔氣速計算式： 式中 、—分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式 計算式中 C20—物系表面張力為20mN/m的負(fù)荷系數(shù) σm—操作物系的液體平均表面張力，mN/m C—操作物系的負(fù)荷系數(shù)其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖（姚玉英《化工原理（下）》P158頁圖37史密斯關(guān)聯(lián)圖），HT= 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查取圖的橫坐標(biāo)為 式中 Vh、Lh—分別為塔內(nèi)氣、液兩相的體積流量，m3/h 、—分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的為 取板間距 ，板上液層高度 ，則同上，同理，提餾段的板間距取 ，板上液層高度 。同理，提餾段的為 選取泛點率：一般液體，易起泡液體。，則空塔氣速為 式中 D—塔徑，m Vs—塔內(nèi)氣體流量，m3/s u—空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為：、、、…。同理，提餾段為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為塔截面積為實際空塔氣速為同理，提餾段的為 精餾塔有效高度的計算板間距選擇：表 塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m～～～～～板間距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于600mm。 精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開一人孔， ，故精餾塔的有效高度為 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙 降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 D= ，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下： 堰長堰長由液相負(fù)荷和溢流形式?jīng)Q定。對單溢流，一般取lw=，對雙溢流，一般取lw=。取同理，提餾段的為由式中 —堰高，m —板上液層高度，m —堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，；選用平直堰，堰上液層高度：，近似取E=1（一般情況取1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取。）式中 lw—堰長，m Lh—塔內(nèi)液體流量，m3/hE—液流收縮系數(shù)，若how小于6mm,采用齒形堰，當(dāng)溢流層不超過齒頂時；當(dāng)溢流層超過齒頂時用試差法。則同理，提餾段的為取板上清液層高度故同理，提餾段的為降液管截面積：由Af/AT = 確定；由由弓形降液管的參數(shù)圖（姚玉英《化工原理（下）》P163頁圖312弓形降液管的寬度與面積）查得，故同理，提餾段的為 為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶，停留時間，其中。驗算液體在降液管中停留時間為：式中 Lh—塔內(nèi)液體流量，m3/h HT—板間距，m Af—弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度
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