化工原理課程設(shè)計--苯-甲苯分離過程浮閥精餾塔的設(shè)計-文庫吧資料
2025-06-11 07:59本頁面
【正文】 為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù) ?? ，已知板上液層高度 ?Lh 所以依式 Ll hh 0?? mhl ??? 計算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。 ??， mWC ? 3）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積 Aa 計算 )180(2 si n 1222a rxx rxrA ???? ? 其中 mDx WWSd )(2 )(2 ??????? mDr W C ????? 故 mA 21222a ) (2 si ???????? ?? 3）篩孔計算及其排列 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm= 估算其排間距 h h= mntA ??? 考慮到塔的直 徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取 t＇ =80mm= 按 t=, t＇ =，排得閥數(shù) 239個 按 N=239個重新核算孔速及閥控動能因數(shù) 氣速 smu /39。 ???? 35s 降液管底隙高度 hO ??? hh W = 塔板布置及浮閥數(shù)目，浮閥排列 取閥孔動能因子 FO=12 孔速 smV mFu O /O ??? ? 浮閥數(shù) 4 0 3 2239。=178。SLL h = 179。 ?? ， mWC ? 3）開孔區(qū)面積計算 開孔區(qū)面積 Aa計算 )180(2 si n 1222a rxx rxrA ???? ? 其中 mDx WWSd )(2 )(2 ??????? mDr W C ????? 故mA 21222a ) (2 si ???????? ?? 3）篩孔計算及其排列 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm= 估算其排間距 h h= mntA ??? 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取 t＇ =90mm= 按 t=, t＇ =,以等腰三角形叉排方式，排得閥數(shù) 203個 按 N=203個重新核算孔速及 閥控動能因數(shù) 氣速 smu /39。 ??? ??? ??hh oW = 故降液管底隙高度設(shè)計合理 選用凹形受液盤，深度 hw39。 ?Wd = = 驗算液體在降液管中停留時間 ,即 sL HAsTf ?? ????? ＞ 5s 故降液管設(shè)計合理 4）降液管底隙高度 h0 取 smu /39。 L ????? ? ? ?? V VLCu ??m ax , ??????? 2020?CC C20由查圖的橫坐標(biāo)為 7 7 0 82/12/1LV ?????? ????????????????VLVLFss 取板間距 HT=，板上液層高度 hL= ，則 HT－ hL= － = 由 Smith 關(guān)聯(lián)圖查得 C20= ??????? 2020?CC = 205 3 ?? ?????? ? ?? V VLCu ??m ax = m / ??? 取安全系數(shù)為 ，則空塔系數(shù)為： u== 1=muV s ????? ?? 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D＝ 塔截面積為： mDA 222T ???? ?? 實際空塔氣速為 : ??? AVTsu m/s 精餾塔的有效高度的計算 1)精餾段有效高度為： Z 精 =（ N 精 1） HT=（ 221） = 2)提餾段有效高度為： Z 提 =（ N 提 1） HT=（ 241） = 所以精餾塔的有效高度為 Z= Z 精 + Z 提 +=+= 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算 因塔徑 D＝ ，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。39。39。 s 提餾段液相平均粘度 ??Vm （ +） /2= ?s 液體平均表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即 ?? iixLm ?? 1)塔頂液相平均表面張力的計算 由 tD=℃，查手冊得 ?A =； ?B =?LDm = + =2)進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由 tF=75℃，查手冊得 ?A =； ?B =?LFm = + =3)精餾段液相平均表面張力為 mmNLFLDL mmm / ????? ??? 4)塔底液相表面張 力 由 tW=℃ ,查得 ?A =； ?B =?WL m = + =提餾段液相平均表面張力 ?Vm =（ +） /2= 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 精餾段塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率 分別為： sVVV mMVmm / 6 0 0 6 0 0 3s ????? ? sLLV mMLmm /36003s ????? ? 提餾段的氣、液相體積流率分別為： sVV mMVVms / 6 0 03 6 0 0339。 s ； μ B= s ?Flg L m = lg()+ () lg() ?LFm = s 2）進(jìn)料板液相平均粘度的計算 由 tF=75℃，查手冊得 μ A= mPa s ； μ B= mPa 00 )( )1(A ????? ????? MxMx MxaBFAFAF maa kgBAAA3/0 0 4 0 0 4 111LW m ?????????? ⑤提餾段的平均密度 ??Lm （ +） /2=179。 進(jìn)料板液相質(zhì)量分率： )( )1(A ????? ????? MxMx MxaBFAFAF maa kgLBAAA3/111F m ?????????? ③精餾段液相平均密度 ： mkgLFLDL mm 3/7 7 0 82 1 0 52m ????? ??? ④塔底液相平均密度 由 tW=℃ ,查得 ?A =179。 mxx kgLDBDAD3/111m????????? ②進(jìn)料板液相平均密度： 由 tF=75℃，查手冊得 ?A =179。/)( m??? ???? 2）液相平均密度計算 液相平均密度由下式計算： ?? iiaLm??1 ①塔頂液相平均密度的計算： 由 tD=℃，查手冊得 ?A =179。m39。 =（ MVFm +MVWm ） /2=（ +） /2=MLm39。二者的安托因方程分別為 : lgP0=－ 1211/(t+) （ a） lgP0=－ 1345/(t+) （ b） 由試差法得：塔頂溫度： tD=℃ 進(jìn)料溫度： tF =75℃（已知） 塔底溫度： tW=℃ 精餾段平均溫度： tm=（ tD+tF） /2=(+75)/2=℃ 提餾段平均溫度： ?tm39。m （ +） /2= 操作溫度計算 依據(jù)操作壓力，由 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸汽壓由安托因（ Antoine）方程計算，計算過程略。 表 甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度 x(%) 0 30 y(%) 0 37 50 71 溫度 x(
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