乙醇水分離板式精餾塔設(shè)計(jì)方案(編輯修改稿)
2025-05-23 12:26 本頁(yè)面
【文章內(nèi)容簡(jiǎn)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(diǎn)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(zhǎng)度≤1m. 塔頂和塔底平均溫度下的相對(duì)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(jì)算物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的查取和估算對(duì)于工藝設(shè)計(jì)計(jì)算非常重要，精餾塔設(shè)計(jì)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(jì)算(影響氣相密度，進(jìn)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(jìn)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(jì)算利用表31中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、。進(jìn)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(jì)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(jì)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(yè)附錄二十）見(jiàn)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(jì)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(yè)附錄二十一）見(jiàn)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(jì)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(yè)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(jì) 塔徑的計(jì)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(jì)算式： 式中 、—分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式 計(jì)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(yè)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(diǎn)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(jì)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(shí)際空塔氣速為同理，提餾段的為 精餾塔有效高度的計(jì)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(shí)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(jìn)料板上方開(kāi)一人孔， ，故精餾塔的有效高度為 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 溢流裝置計(jì)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(xiàng)計(jì)算如下： 堰長(zhǎng)堰長(zhǎng)由液相負(fù)荷和溢流形式?jīng)Q定。對(duì)單溢流，一般取lw=，對(duì)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(duì)泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計(jì)算圖求取。）式中 lw—堰長(zhǎng)，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(guò)齒頂時(shí)；當(dāng)溢流層超過(guò)齒頂時(shí)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(yè)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(shí)間，其中。驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)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(jì)合理 降液管底隙高度
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