苯-氯苯分離過程板式精餾塔課程設(shè)計(編輯修改稿)
2025-07-27 04:18 本頁面
【文章內(nèi)容簡介】 335405405597①假設(shè)塔頂?shù)呐蔹c溫度，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯 對氯苯 代入泡點方程和露點方程，得 故假設(shè)正確，塔頂溫度為②假設(shè)塔頂?shù)倪M料板溫度t=℃，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯 對氯苯 代入泡點方程和露點方程，得 假設(shè)正確，故進料板溫度為③假設(shè)塔底的泡點溫度，則純組分的飽和蒸氣壓為對苯 對氯苯 代入泡點方程，得 假設(shè)正確，故塔頂溫度為精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 全塔平均溫度： 塔頂： ，（查相平衡圖）加料板：，（查相平衡圖） 塔底： （查相平衡圖） 精餾段： 提鎦段： （1）氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，得精餾段： 提餾段 ：（2）液相平均密度計算 塔頂時， 進料板時， 塔底時， 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為 塔頂：時，查得 進料板時，查得 塔底時，查得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 表43苯氯苯溫度粘度關(guān)系表溫度℃20406080100120140苯 粘度mPas氯苯 粘度mPas塔頂時， 進料板時， 塔底時， 精餾段液相平均粘度為 提留段液相平均粘度為 全塔液相平均粘度為 又塔頂和塔底平均溫度為（+137）/2=℃則此溫度下的相對揮發(fā)度為根據(jù)奧康奈爾關(guān)聯(lián)法， 故假設(shè)成立，總板效率ET= 精餾塔的氣、液相體積流率為由式中C由公式計算，其中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標為 取板間距，板上液層高度，則 圖51史密斯關(guān)聯(lián)圖由史密斯關(guān)系圖得 ，則空塔氣速為 ,符合統(tǒng)一按照《塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準（單溢流型）》將塔徑圓整后取D=800mm。塔截面積： 實際空塔氣速： （2）提餾段 取板間距，板上液層高度，則 查圖得 統(tǒng)一按照《塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標準（單溢流型）》將塔徑圓整后取D=800mm。塔截面積： 實際空塔氣速： 精餾段 提餾段 在進料板上方開一人孔，提餾段中開兩個人孔，則有效高度為 ，，，則全塔高為塔板主要工藝尺寸計算 根據(jù)塔徑和液體流量，選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤，塔板采用單流和分塊式組裝。．溢流裝置的計算（1）堰長：（2）堰高：由，選用平直堰，堰上液層高度由弗蘭西斯公式求得精餾段： 取，則 提餾段： （3）降液管面積當時，查表得 塔的相對操作面積為（4）液體在降液管里停留的時間精餾段 故降液管設(shè)計合理（5）降液管底隙高度 精餾段和提餾段降液管下端與塔板間出口處的液體流速分別取 精餾段 ： 提餾段 ： 選用F1型浮閥，閥孔直徑39mm，閥片直徑48mm，閥片厚度2mm，，閥質(zhì)量為32~34g。精餾段： 提餾段： 上下兩段相應的閥孔動能因子為： 取邊緣區(qū)寬度Wc﹦,安定區(qū)寬度，開孔區(qū)面積 其中，取邊緣區(qū)寬度Wc﹦,安定區(qū)寬度，開孔區(qū)面積其中，F(xiàn)1 型浮閥的閥孔直徑為39mm閥孔氣速，其中取F0=10浮閥數(shù)目開孔率精餾段 ： 提留段 ： 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=，則排間距為精餾段： 提留段： 考慮到塔的直徑較大，故采用分塊式塔板，而各分快板的支撐與銜接將占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應小于計算值，故取=70mm=，塔孔板布置如下圖：核算：精餾段： 提留段： 由此可知，開孔率在10%~14%之間，且實際動能因數(shù)F0在9~12間，滿足要求。塔板流體力學驗算 精餾段 提餾段 取充氣系數(shù)，則 ：此阻力很小，忽略不計。因此，上下兩段塔板壓降如下精餾段每層壓降： 提餾段每層壓降： 上下兩段單板壓降均符合設(shè)計任務要求。為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，而（1）與氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨染s段： 提餾段： （2）液體通過降液管的壓頭損失精餾段： 提餾段： （3）板上液層高度精餾段和提餾段皆為因此，降液管中清液層高度如下：精餾段： 可見，精餾段符合防止液泛的要求。提餾段： 可見，提餾段符合防止液泛的要求。 精餾段液沫夾帶量的驗算 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。 故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。 取F0=5，則 故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。 故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。塔板負荷性能圖計算 取F
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