分離正庚烷-正己烷混合液的篩板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)(參考版)
2025-06-20 13:15本頁面
【正文】 精餾塔的工藝性能圖塔板設(shè)計(jì)圖塔設(shè)計(jì)圖塔板設(shè)計(jì)工藝圖 ５６。s； ρ——密度，kg/m3； σ——表面張力，N/m； ——開孔率或孔流系數(shù)，無因次； ψ——液體密度校正系數(shù)，無因次。m1/2)； hl——進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m； hc——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； hd——與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m： hl——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； hL——板上清液層高度，m； h0——降液管的底隙高度，m； how——堰上液層高度，m； hw——溢流堰高度，m； h’w——進(jìn)口堰高度，m； hσ——與克服σ的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺； H——板式塔高度。F——?dú)庀鄤?dòng)能因子，kg1/2/(s感謝老師，讓我們找到成就感。通過這次課程設(shè)計(jì)，提高了自己的能力。在這個(gè)過程中，提高了自己的動(dòng)手能力，以及合理的應(yīng)用圖書館以及網(wǎng)絡(luò)資源，遇到問題，查文獻(xiàn)，查教材，還有利用以前學(xué)過的excel，word，origin。（查柴誠敬《化工原理（上）》P340）查得有關(guān)參數(shù)如下表3所示參數(shù)規(guī)格參數(shù)規(guī)格公稱直徑DN/mm325管子尺寸25公稱壓力PN/Mpa管長L/mm4500管程數(shù)1管子根數(shù)57管程流程面積/管子排列方式正三角形中心排管數(shù)9折流擋板形式弓形實(shí)際換熱面積：面積裕度 符合要求。故本設(shè)計(jì)中塔頂空間為塔底空間高度具有中間貯槽的作用，塔釜液最好能在塔底有10~15min 的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致排完。 塔頂空間是指塔內(nèi)最上層踏板與塔頂?shù)木嚯x。當(dāng)空塔氣速較大時(shí)，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，工藝生產(chǎn)過程中不允許出塔氣速夾帶霧滴，因此設(shè)置除沫器。由于本塔有32層板，那么應(yīng)該有兩個(gè)人孔，人孔直徑由于考慮到濱州為北方地區(qū)，故人孔直徑為600mm。人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于人進(jìn)出任何一層塔板?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整：。為了制作方便，一般采用圓筒形。(3)塔頂餾出液的焓(4)冷凝器消耗的焓 (5)進(jìn)料口的焓℃下： (6)塔底殘液的焓(7)再沸器若塔釜熱損失為10%，則=，設(shè)再沸器熱量損失=，則因此，加熱器實(shí)際熱負(fù)荷為： 進(jìn)料管查表可知，60℃和80℃正己烷的密度分別為 ，由以下公式解得，對(duì)于正庚烷由公式得：，解得，由以下公式：=（無縫鋼管規(guī)則GB/T8163—87）解得：解得：取選取管規(guī)格Φ344（無縫鋼管規(guī)則GB/T8163—87）℃，此時(shí)氣相組成：塔頂蒸氣密度蒸汽體積流量為取選取管規(guī)格Φ168（無縫鋼管規(guī)則GB/T8163—87） 釜液排出管釜底℃，液相組成=：對(duì)于正己烷的密度： 解得 對(duì)于正庚烷的密度：解得 取選取管規(guī)格Φ342（無縫鋼管規(guī)則GB/T8163—87）選取管規(guī)格Φ21918無縫鋼管規(guī)則GB/T8163—87）查文獻(xiàn)可知： 封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭、球形封頭幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑為1200mm，查得曲面高度為300mm,直邊高度為40mm,?！嫦? 正庚烷330340正己烷比熱容 ： 正庚烷的比熱容： 同理的℃下： ℃下： (1)0℃時(shí)塔頂氣體上升的焓QV塔頂以0℃為基準(zhǔn)。升溫線越高，用水量越小，但平均溫差小，傳熱面積大，綜合考慮選擇10℃。選冷卻水，溫度20℃，溫升10℃。24表明其在正常操作彈性范圍內(nèi)第五章 熱量衡算選用飽和水蒸氣，溫度110℃.原因：水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道。 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限：故據(jù)此可分別作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。vsls 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由 得 lsvs/由上表數(shù)據(jù)即可分別作出提餾段的漏液線1。 液泛線令 由；；；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得故 精餾段在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出個(gè)值，計(jì)算結(jié)果列于表vsls上表為液泛線計(jì)算結(jié)果由以上數(shù)據(jù)可分別作出精餾段的液泛線5。由式得取 E=1，則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。lsvs 液沫夾帶線以 為限，求關(guān)系如下：由 故 整理得 由上表數(shù)據(jù)即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線2。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(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 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)。液相為水時(shí)，β=，為油時(shí)，β=~，為碳?xì)浠衔飼r(shí)，β=~ 液體表面張力的阻力計(jì)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(jì)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(jì)允許值） 提餾段的為（設(shè)計(jì)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(shí)的速度，m/s故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。 開孔區(qū)面積計(jì)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)
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