化工原理課程設(shè)計(jì)ppt課件(2)-文庫(kù)吧資料
2025-05-12 12:14本頁(yè)面
【正文】 溢流堰長(zhǎng) lw、堰高 hw、弓形降 液管截面積 Af、降液管底隙高度 hb、堰上液層高度 how。 （ a）圓形降液管；（ b）內(nèi)弓形降液管，均適用于直徑較小的塔板； （ c）弓形降液管，它由部分塔壁和一塊平板圍成，能充分利用塔內(nèi)空間，提供較大 的降液面積及兩相分離空間，普遍應(yīng)用于直徑較大、負(fù)荷較大的塔板； （ d）傾斜式弓形降液管，它即增大了分離空間又不過多的占用塔板間距，適用于大 直徑大負(fù)荷的塔板。 降液管是塔板間液體流動(dòng)的通道，也是溢流液中夾帶的氣體得以分離的場(chǎng)合。缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易 堵塞，不適宜處理粘性大、臟的和帶固體粒子的料液。目前國(guó)內(nèi)多用 F1型（重閥）浮閥塔。 浮閥塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣的一種板型，其主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較 大，分離效果較高，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡(jiǎn)單。 工業(yè)上應(yīng)用較多的是有降液管的浮閥、篩板和泡罩塔板等。 塔底空間高度 HB 為了保證塔底產(chǎn)品抽出穩(wěn)定，使塔底液體不致流空，一般可取塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間為 10～ 15min，因此可按殘液量和塔徑進(jìn)行計(jì)算，也可取經(jīng)驗(yàn)值，常取 ～ 3m。如果是兩相進(jìn)料，則 HF需要取得大一些，以利于進(jìn)料兩相分 離。 其它塔體的主要尺寸 HD 塔頂空間高度作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，塔頂空間高度一般取 ～ 。 塔徑在 1米以下者，標(biāo)準(zhǔn)化先按 100mm增值變化；塔徑在 1米 以上者，按 200mm增值變化，即 1000mm， 1200mm， 1400 mm…. 。 D的計(jì)算 hL—— 為板上清液高度，由于塔徑和降液管的尺寸未定， hL可以取估計(jì)值： 對(duì)于常壓及加壓塔： hL＝ 60～ 80mm 對(duì)于減壓塔： hL＝ 20～ 30mm D的計(jì)算 適宜的空塔氣速 : （ 22） 初步估算的塔徑為 : （ 23） 對(duì)于直徑較小或板間距小的塔，以及起泡嚴(yán)重的物系，系數(shù)取 低限，反之則取高限。 最大允許空塔氣速 : （ 20） （ 21） 其中 C為氣相負(fù)荷因數(shù)： 式中 σ — 為表面張力， N/m； C20— 為液相表面張力 σ為 ，可由 Smith氣相負(fù)荷 因數(shù)關(guān)聯(lián)圖查出。 （ HT） 另外，考慮安裝檢修的需要，在塔體 人孔處的板間距不應(yīng)小于 600mm；對(duì)只需開手孔的小型塔， 開手孔處的板間距可取為 450mm以下 。 與塔徑的大小有關(guān) 。 物料的起泡性 ：易起泡的物系，板間距較大，反之則小。 （ 17） 利用 Oconnell法的簡(jiǎn)化經(jīng)驗(yàn)公式進(jìn)行計(jì)算： （ 18） 式中 μL為塔頂、塔底液相的平均粘度，對(duì)于多組分體系， μL可用下式計(jì)算； （ 19） 式中 xi—— 溶液中 i 組分的摩爾分?jǐn)?shù)； μi—— 溶液中 i 組分的粘度，取塔頂、塔底平均溫度下的數(shù)值。 簡(jiǎn)捷法求理論板數(shù) a. 在全回流下求出所需理論板數(shù) Nmin,對(duì)于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克 方程計(jì)算； （ 16） ，根據(jù) ，由曲線查出 ，即可求出不包括再沸器 在內(nèi)的理論板數(shù) N； ，利用公式（ 16），以 xF代 xw， α精餾 代替 α全塔 ，求得精餾段 的最小理論板數(shù) Nmin（精），按照步驟 b法求得精餾段的理論板數(shù) N精， 則加料板 為 N精 的下一塊板。 當(dāng)計(jì)算至 xn與 xF相等或接近時(shí)，第 n層為加料板。 作圖法的缺點(diǎn)：當(dāng)平衡線和操作線較靠近時(shí)，作圖法畫梯級(jí)的誤差較大。 理論板數(shù)的確定 作圖法 由（ xD， xD）點(diǎn)開始，在精餾段操作線與平衡線間做梯級(jí)，當(dāng)跨過第 m塊理論板后液相濃度首次出現(xiàn) xmxq,則取第 m塊理論板為加料板可使總的理論板數(shù)最小。 進(jìn)料為飽和液體時(shí)： 進(jìn)料
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