精餾塔課程設計---苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設計-文庫吧資料
2025-06-13 00:26本頁面
【正文】 度 dH ? )( wT hH ?? 依式 dH = dLp hhh ?? ， (1) 氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨扔嬎? 依式 ?hhhh LCp ??? ? 干板壓降相當?shù)囊褐叨?ch ：依式 0d /? =5/3=，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得到： 0C =,由式 ch = ???????????????? LVCu ??200 = ???????????? 2 = (m) ? 氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨?1h 計算如下： au =fTsAAV? = ? = （ m/s) 21 aF = au V? = = 由 0? 與 aF 關聯(lián)圖查得，板上液層充氣系數(shù) 0? =，依式 ?1h 0? Lh = 0? （ OWW hh ? )== (m) ? 克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨??h ： 依式 ?h =04gdL?? = 3?? ?? ?= (m) 故 ph =++= （ mm) 則 單板壓強 pP? = ph gL? = X X =580Pa（設計允許值） (2)霧沫夾帶量 ve 的驗算： ve = ???????????fTa hH u? = ?????? ???? ?? = 液 /kg 氣 液 /kg 氣 故 在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。計算如下： ?溢流堰長 Wl ,取堰長 Wl 為 ,即 Wl == m ?出口堰高 Wh 計算如下 Wh = Lh OWh 由 Wl /D=， hL / Wl = m ，查表 3，知 E 為 ，依式OWh = 32)(WhLLE = （ m) 所以 Wh = （ m) ?降液管的寬度 dW 與降液管的面積 fA : 由 Wl /D=，查表 6，得 dW /D=， fA / TA = 故 dW ===（ m） 19 fA = 24D? = =（ m2 ) 由式STf LHA ??? = X = (大于 5S，符合要求） ④ 降液管底隙 高度 0h ： 取液體通過降液管底隙的流速 0u 為 m/s , 計算降液管管底高度 0h ，即： 0h =0ulLWs? = ? = （ m) （ 2）塔板布置 ?取邊緣區(qū)寬度 CW = m，安定區(qū)寬度 SW = m。 依式 C= 20C )20(? 。 ?Ba 由表 2 苯 與 甲 苯 的 也 想 密 度 得到 ?LA? (kg/ 3m ) : ?LB? (kg/ 3m ) 。所以 qX = XF = ； qy =qq XX )1(1 ?? ?? ? qy = minR = qqqD Xy yX?? = ? R =2 minR = qX 、 qy 為 q 線與平衡線的交點坐標 （ 3） 求操作線方程 精餾段操作方程為： 1?ny = 1?RR nX + 1?RXD = nX + 提餾段操作線方程為 ： Wmm XVWXVLy ??????? = mX 12 相平衡方程為： nnn yyX )1( ??? ?? = nn yy ? （ 4） 逐板法求理論板： 因為 q=1 ，所以 DXy?1 = 用精餾段操作線和相平衡操作線逐板計算： 1X = nn yy ? = ? 2y = nX += 2X =nn yy ? = ? 3y = nX += 3X =nn yy ? = ? 4y = nX += 4X =nn yy ? = ? XF = ? 5y = mX = 故 精餾段理論板數(shù) n = 3 用提留段操作線和相平衡操作線繼續(xù)逐板計算： 5X =nn yy ? = ? 6y = mX = 6X =nn yy ? = ? 7y = mX = 7X =nn yy ? = ? 8y = mX = 8X =nn yy ? = ? 9y = mX = 13 9X =nn yy ? = ? WX = 所以提餾段理論塔板 n = 5（不包括釜）第 4 層為進料板。XF=， F=3t/h。 表 1 苯 甲苯的物理性質(zhì) 項目 分子式 相對分子質(zhì)量 Mr 沸點 /℃ 臨界溫度tc/℃ 臨界壓強pc/kPa 苯 66HC 甲苯 356 HCHC ? 表 2 苯 甲苯的液相密度 溫度 t/℃ 80 90 100 110 120 苯L? /（ kg/ 3m ) 815 甲苯,L? /（ kg/ 3m ) 810 表 3 液體表面張力 溫度 t/℃ 80 90 100 110 120 苯? /(mN/m) 甲苯? /(mN/m) 9 表 4 常壓下苯 甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)
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