甲醇水分離過程板式精餾塔的設(shè)計(編輯修改稿)
2024-07-27 06:47 本頁面
【文章內(nèi)容簡介】 精餾段實際塔板數(shù) N精= 提餾段實際塔板數(shù) N提= η= xDD/(xFF)=**=%100第五章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力：查甲醇—水的圖，可知：塔頂溫度：tD=℃進料板溫度：tF=℃塔底溫度：tW=℃精餾段平均溫度：tm=(+)/2=℃由y1= xD=，查平衡曲線，得x1=，則MVDm =+()= kg/komlMLDm =+()= kg/koml由xF=，查平衡曲線，得yF=MVFm =+()= kg/komlMLFm =+()= kg/komlMLm=(+)/2= kg/komlMVm=( +)/2= kg/koml 精餾段的平均密度 氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程：ρVm=P MVm/R Tm=[(+)]=液相平均密度依下式計算：①塔頂液相平均密度由tD=℃，查手冊得ρA=745. kg/m3，ρB= kg/m3，且已知塔頂中甲 ，則ρLDm=1/[+()/]= kg/m3②進料板液相平均密度由tF=℃，查手冊得ρA=717kg/m3，ρB= kg/m3，則ρLFm=1/[+()/]= kg/m3③精餾段液相的平均密度 ρLm=(+)/2= 液體平均表面張力液體表面平均張力依下式計算，即①塔頂液相平均表面張力的計算由tD=℃，查手冊得σA= mN/m，σB= mN/mσLDm=+() =②進料板液相平均表面液體表面平均張力依下式計算，即由tF=℃，查手冊得σA= mN/m，σB=σLFm=+() =③精餾段液相平均表面張力計算 σLm=(+)/2= mN/m 第六章 塔板主要工藝尺寸的計算精餾段氣、液相體積流率為： Vs=V MVm/3600ρVm=(R+1)D(3600)= m3/s Ls= L MLm/3600ρLm=R*D(3600)= m3/s由式中C由求取，其中C20由圖查取，圖的橫坐標為 Ls/ Vs(ρL/ρV)1/2=() () 1/2=取板間距HT=，板上液層高度hL=，則 HT hL==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 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20= C=( /20)= umax=[()/ ] 1/2= m/s，則空塔氣速為： u= umax== m/s =(4) 1/2=按標準塔徑圓整后為D=塔截面積為AT =*D2/4=**實際空塔氣速為u= 精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為 Z精=(N精1) HT=(171) = m提餾段有效高度為 Z提=(N提2) HT=(91) =在進料板上開兩個、下方開一個人孔。故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+2=++2= 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=，選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項計算如下取=== m 由=hLhow,選用平直堰，堰上液層高度式中 —堰高，m —板上液層高度，m —堰上液層高度，m近似E=1，則 =1(3600/）2/3/1000=取板上清液層高度hL= m，故 =hLhow== m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）查得由/D=，查弓形降液管寬度和面積圖，得Af/ AT=，Wd/D=故 Af= AT== Wd=== m液體在降液管中的停留時間 t=3600 AfHT/ Ls=36003600= s5 s故降液管設(shè)計合理。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底隙 h0：通常在 3040mm，若太低易于堵塞。，取u0’= m/s式中 Lh—塔內(nèi)液體流量，m3/h lw—堰長，m —液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取= m/s ~ m/s h0= Ls/3600 u0’=3600/(3600) = 2m h0= 2= m故降液管底隙高度設(shè)計合理。 塔板布置因，故塔板采用分塊式。查分塊式單流型塔板的堰長、弓形寬及降液管總面積的推薦值表得，塔板分為3塊。取Ws=Ws’= m，Wc= m。x=(D/2)( Wd+Ws)=()(+)= m r=(D/2) Wc=() =故開孔區(qū)面積 =2[() 1/2+sin1()/180] = m2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
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