分離正庚烷-正己烷混合液的篩板式精餾塔工藝設(shè)計課程設(shè)計(編輯修改稿)
2024-07-14 13:15 本頁面
【文章內(nèi)容簡介】 得HT= 史密斯關(guān)聯(lián)圖 C0=由極限空塔氣速的計算式：、—分別為氣、液相平均密度，kg/m3C20—物系表面張力的負(fù)荷系數(shù)σm—操作物系的液體平均表面張力， C—操作物系的負(fù)荷系數(shù)，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提餾段的氣、液相體積流率為式中 V—提餾段氣相流量， L—提餾段液相流量,MVM、MLM—分別為提餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，、—分別為提餾段氣、液相平均密度，kg/m3取板間距HT=, . 則，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C0=由極限空塔氣速的計算式：、—分別為氣、液相平均密度，kg/m3C20—物系表面張力的負(fù)荷系數(shù)σm—操作物系的液體平均表面張力， C—操作物系的負(fù)荷系數(shù)，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D=塔截面積： 實際空塔氣速：精餾段 提餾段項目 板間距（m）板上液層高度(m)塔徑(m)精餾段提餾段 精餾塔有效高度的計算塔 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(jìn)料板上方開一人孔， ，故精餾塔的有效高度為 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，對雙溢流，一般取同理，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 —堰長，m —塔內(nèi)液體流量，m3/hE—液流收縮系數(shù)，則精餾段 同理，提餾段的為取板上清液層高度，故 精餾段提餾段由由弓形降液管的參數(shù)圖查得精餾段 提餾段為避免嚴(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：精餾段：提餾段： 式中 39。—塔內(nèi)液體流量，m3/h HT—板間距，m Af—弓形降液管截面積，m2故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 3040mm，若太低易于堵塞。 根據(jù)經(jīng)驗，一般取= m/s ~ m/s精餾段：提餾段：故降液管底隙高度設(shè)計合理。 塔板布置塔板類型按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時采用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在900mm以上時，采用分塊式塔板。因，故塔板采用分塊式。① 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） Wd一般兩區(qū)面積相等。② 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū)③入口安定區(qū)和出口安定區(qū) Ws=50100mm。邊緣區(qū)：小塔Wc=3050mm，大塔5075mm。 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積：其中故式中 —邊緣區(qū)寬度，m —開孔區(qū)面積，m2 —弓形降液管寬度，m —破沫區(qū)寬度，m 篩孔計算及其排列本體系所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為篩孔數(shù)目n為：式中 —開孔區(qū)面積，m2 t—孔間距，m開孔率為精餾段氣體通過篩孔的氣速為提餾段氣體通過篩孔的氣速為 篩板的流體力學(xué)驗算 塔板壓降 干板阻力計算干板阻力：式中 —?dú)怏w通過篩孔的氣速，m/s C0—干篩孔的流量系數(shù)、—分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由查查干篩孔的流量系數(shù)圖得，故精餾段提餾段 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力： ，式中 Vs—塔內(nèi)氣體流量，m3/s AT—塔截面積，m2 Af—弓形降液管截面積，m2精餾段：提餾段：查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，精餾段得提餾段的式中 —板上液層高度，m β—充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時，β=，為油時，β=~，為碳?xì)浠衔飼r，β=~ 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力：精餾段的為提餾段的為 式中 d0—孔直徑，m σm—操作物系的液體平均表面張力，氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即精餾段的為提餾段的為 氣體通過每層塔板的壓降為精餾段的為（設(shè)計允許值） 提餾段的為（設(shè)計允許值）霧沫夾帶量：精餾段的為：同理，提餾段的為 式中 —板上液層高度，m HT—板間距，m σm—操作物系的液體平均表面張力， —?dú)怏w通過篩孔時的速度，m/s故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。 漏液對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速：精餾段的為：實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為同理，提餾段的為， 穩(wěn)定系數(shù)為式中 —板上液層高度，m C0—干篩孔的流量系數(shù) 、—分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3 —與液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 故在本設(shè)計中無明顯漏液。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 式中 HT—板間距，m —堰高，m φ—系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。精餾段的為 板上不設(shè)進(jìn)口堰，液柱液柱提餾段的為 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線由 得 由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段的漏液線1。lsv
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