化工原理課程設(shè)計(jì)--苯-甲苯體系常壓浮閥精餾塔-其他專(zhuān)業(yè)-在線(xiàn)瀏覽
2025-03-24 07:51本頁(yè)面
【正文】 故總理論板數(shù)不足 29 塊 總的理論板數(shù) =28+（ X28Xw） /（ X28X28） =( 包括再沸器 ) 4) 全塔效率 ET 塔頂塔底的平均溫度為 查表得出苯和甲苯的粘度分別為 和 則 μL=x 苯 *μL苯 + x 甲苯 *μL甲苯 =*+（ ） *= α *μL=*= 根據(jù)精餾操作總板效率關(guān)聯(lián)圖 推出 ET=(α *μL)^%= % 實(shí)際板數(shù)的確定 精餾段實(shí)際板層數(shù) N 精 =15/=≈ 28 提餾段實(shí)際板層數(shù) N 提 =≈ 251 有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 1）操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 PD = kPa 每層塔板壓降 kPa 加料板上一塊塔板壓力 PF1=+*27= kPa 進(jìn)料板壓力 PF=+*28= kPa 塔壓力 PW=+*53= kPa 精餾段平均壓力 P=（ +） /2= kPa 提餾段平均壓力 P=（ +） /2= kPa 2) 操作溫度的計(jì)算 根據(jù)苯 甲苯 泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度。 ① 堰長(zhǎng) lW==*= ② 溢 流 堰 高 度 hW=hLhOW 選 用 平 直 堰 ， 堰 上 液 層 高 度 hOW 20 20??????? ?CC20 20??????? ?CC 11 近似取 E=1 則 hOW = 取板上清液層高度 hL=70mm 故hW=hLhOW== ③ 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af 由 lW/D= 查圖得 Af/AT=, Wd/D=則： Af=*AT=*= Wd=*D=*= 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 t=3600AfHT/Lh =3600**5s 故降液管設(shè)計(jì)合適 ④ 降液管底隙高度 h0 h0=Ls/(3600*LWu1) 取 u1=h0=(3600**)= hWh0== 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤(pán)，深度 h’ W=50mm ⑵提餾段 因?yàn)樗綖?，且流量為 ,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。 即： Hd≤ψ（ HT+hW） Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=(LS/(lwho))2 苯 甲苯屬于一般物系，ψ取 對(duì)于浮閥塔△≈ 0 則 Hd= hw+how+hd+hp+△ =++((*))2 += ψ（ HT+hW） =(+)= 因 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛 ⑵提餾段 hd=(LS/(lwho))2 苯 甲苯屬于一般物系，ψ取 對(duì)于浮閥塔△≈ 0 則 hd= hw+how+hd+hp+△ =++((*))2 += ψ（ HT+hW） =(+)= 因 故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛 3）霧沫夾帶的校核 ⑴精餾段 綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量 eV限制在 10%以下，校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率 F1 的數(shù)值。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔 F180%82% F1的數(shù)值可用下兩使進(jìn)行計(jì)算，然后取較大值。 ⑵提餾段 K 物性系數(shù)查表得 K=1, CF泛點(diǎn)負(fù)荷 因素，查表得 CF= ZL=D2Wd=*=, Ab= AT2Af=*= 則 F1=(VS√ (ρV/(ρLρV))+*ZL)/(K*CF *Ab) *100%= ( √ (())+**)/(1**) *100% =% F1= (VS√ (ρV/(ρLρV))/(*k* CF *AT) *100% =(√ (()))/ (*1* *) *100% =% 因?yàn)?%80% 故本設(shè)計(jì)中的霧沫夾帶量 eV在允許范圍之內(nèi)。 設(shè) how,小 = LW= 推出 LS= m3/s ② 提餾段 推出 LS= m3/s 5）漏液線(xiàn) ① 精餾段 取 F0，小 =6 則 F0，小 =u0，小 √ ρV=6 17 u0，小 = 6√ = VS，小 = u0，小 *A0=***248= m3/s ② 提餾段 代入上式得 u0，小 = 6√ = VS，小 = u0，小 *A0=***304= m3/s 6)操作負(fù)荷線(xiàn) ① 精餾段 當(dāng)操作中回流比恒定時(shí)，操作線(xiàn)斜率 m=V/L=故在 LV坐標(biāo)圖上，通過(guò)原點(diǎn) 0 斜率 293 的直線(xiàn) 0A 即為操作線(xiàn) ② 提餾段 操作線(xiàn)斜率 m=V/L=故在 LV坐標(biāo)圖上，通過(guò)原點(diǎn) 0 斜率 130 的直線(xiàn) 0A 即為操作線(xiàn) 根據(jù)之前計(jì)算結(jié)果做出精餾段 ,提餾段的負(fù)荷性能圖 精餾段負(fù)荷性能圖01234 L （m ^ 3 / s ）V(m^3/s)V1V2V3V4V5系列6 18 提餾段負(fù)荷性能圖0123450 L(m^3/s)V/(m^3/s)系列1系列2系列3系列4系列5系列67）操作彈性 ① 精餾段 操作線(xiàn) OA 與霧沫夾帶線(xiàn)與漏液線(xiàn)的交點(diǎn)即為負(fù)荷上，下限 查圖得 V 大 = 所以操作彈性為 : V 大 / V 小 =② 提餾段 查圖得 V 大 = m3/s V 小 = m3/s 所以操作彈性為 : V 大 / V 小 = 浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)匯總 浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù) 參數(shù)名稱(chēng) 精餾段 提餾段 平均溫度 tm ,℃ 平均壓力 Pm ,Kpa 氣相流量 Vs, m3/s 液相流量 Ls， m3/s 實(shí)際塔板數(shù) 16 21 有效段高度 Z,m 10 塔徑 D， m 板間距 HT ,m 溢流形式 單溢流 單溢流 降液管形式 弓形降液管 弓形降液管 19 堰長(zhǎng) lW， m 堰高 hW， m 板上液層高度 hL， mm 堰上液層高度 hOW， m 降液管底隙高度 h0， m 安定區(qū)寬度 WS， m 邊緣區(qū)寬度 WC， m 開(kāi)孔區(qū)面積 Aa， m2 閥孔直徑 d0， m 篩孔數(shù)目 n，個(gè) 248 304 孔中心距 t， m 開(kāi)孔率，％ % % 空塔氣速， m/s 閥孔氣速， m/s 每層塔板壓降Δ P， Pa 負(fù)荷上限 負(fù)荷下限 霧沫夾帶 eV ,kg 液 /kg 氣 液相負(fù)荷上限， m3/s 液相負(fù)荷下限， m3/s 操作彈性 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì) 塔頂冷凝器（列管式換熱器） 苯 甲苯走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式 1）估計(jì)換熱面積 ①．苯 甲苯冷凝蒸汽的數(shù)據(jù) tD=℃冷凝蒸汽量： g / 1 KVMG V ???? 由于苯摩爾分?jǐn)?shù)為 ,所以可以忽略甲苯的冷凝熱 ,r=394KJ/kg ②．冷凝水始溫為 12℃， 取冷凝器出口水溫為 20℃，在平均溫度 ℃162 2021t ??? 物性數(shù)據(jù)如下 （苯在膜溫下，水在平均溫度下） ρ（ kg/m3） Cp(KJ/k. ℃) μ[kg()] λ(w/(m.℃ )) 苯 甲苯 30 105 水 111 ． 1 20 105 ③ a. 設(shè)備的熱參數(shù)： ???? GQ b．水的流量： SCG / ?????? ）（ c．平均溫度差： ℃）（）（Δ m ??? ???? 根據(jù)“傳熱系數(shù) K 估計(jì)表”查由“冷凝有機(jī)液體蒸汽到水”取 K=700W/(m2.℃ ) 傳熱面積的估計(jì)值為：mt??KQA = 23 m?? ? 選型，有關(guān)參量見(jiàn)下表： 外殼直徑 D/mm 600 管子尺寸 /mm ? 25 ? 公稱(chēng)壓 Pg/(kgf/cm2 ) 16 管子長(zhǎng) l/m 3 公稱(chēng)面積 A/m2 60 管數(shù) n/根 269 管程數(shù) Np 1 管心距 t/mm 32 殼程數(shù) Ns 1 管程通道面 A/ m2 管子排列 正三角排列 核算管程、殼程的流速及 Re: （一）管程 流通截面積： 222i mn nA pi ?? ?
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