精餾塔-浮閥塔板課程設(shè)計(jì)--年產(chǎn)10萬噸環(huán)氧丙烷浮閥精餾塔設(shè)計(jì)-在線瀏覽
2025-08-10 02:14本頁面
【正文】 32=LFM = 10x AM +（ 1 10x ） BM =44+（ ） 32=（ 3）精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 VjM =（ VDM + VFM ） /2=（ +） /2=LjM =（ LDM + LFM ） /2=（ +） /2=（ 4）塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 18y =， 18x =0..91 VWM = 18y AM +（ 1 18y ） BM =44+（ ） 32=LWM = 18x AM +（ 1 18x ） BM =44+（ ） 32=（ 5）提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 VtM =（ VFM + VWM ） /2=（ +） /2=LtM =（ LFM + LWM ） /2=（ +） /2= 液相平均密度 （ 1）塔頂液相平均密度： （ 2）進(jìn)料板液相平均密度 : kg/m3 （ 3）精餾段液相平均密度 : kg/m3 （ 4） 塔底液相平均密度 : kg/m3 （ 5）提餾段液相平均密度 : kg/m3 5 液體平均表面張力 （ 1）塔頂液相平均表面張力： （ 2）進(jìn)料板液相平均 表面張力 : （ 3）精餾段液相平均 表面張力 : mN/m （ 4） 塔底液相平均 表面張力 : mN/m （ 5）提餾段液相平均 表面張力 : mN/m 液體平均粘度 （ 1）塔頂液相平均粘度： （ 2） 進(jìn)料板液相平均粘度 : cP （ 3）精餾段液相平均粘度 : cP （ 4） 塔底液相平均 粘度 : cP （ 5）提餾段液相平均粘度 : cP 精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算 塔徑 D 的計(jì)算 因精餾段氣相流量較大，故以精餾段數(shù)據(jù)確定全塔塔徑更為安全可靠，本設(shè)計(jì)以精餾段數(shù)據(jù)為設(shè)計(jì)依據(jù)。 6 塔高的計(jì)算 實(shí)際塔板數(shù)的確定： 由于本塔三段的相對揮發(fā)度相差比較大，則分三段計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)。因 hL? ,lw=,由該圖查得 owh = 堰高 hw由選取清液層高度 hL確定 hw=hLhow== ? 降液管底隙高度 ho 選取凹形受液盤，考慮降液管阻力和液封，即一般 hohow，因此可選取底隙高度 ho=30mm ? 降液管寬度 Wd和面積 Af 查降液管寬度與面積圖， lw/D=,得： Af/AT= Wd/D= 由以上設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降所占面積 Af== 降液管寬度 Wd= 液體在降液管中的停留時(shí)間，即 fTh3600A H= L? = 36 00 0. 27 0. 45 =??14s 3～ 5s 故降液管尺寸滿足要求。 R= =2D 。三角形的底邊 t? 固定為 75mm，則估算三角形的高 h（排間距）， pAh= =nt? 65 mm 塔板流體力學(xué)校核 （ 1）壓降 氣相通過浮閥塔的壓強(qiáng)降 hp=hc+h1+h? ? 干板阻力 v7 3 .1 7 3 .1u = = =2 .2 4 8? 因 uo 小于 uoc，故 c uh = =? ? 板上充氣液層阻力：本設(shè)備分離環(huán)氧丙烷和甲醇等的混合物，取充氣系數(shù) β=，則 h1=β（ hw+how） = 9 ? 液體表面引力的阻力 h? = LLo4 =gd?? 104m液柱 此阻力很小，可以忽略不計(jì)。 （ 3） 霧沫夾帶 按下列式計(jì)算泛點(diǎn)率，即 F=VLVFbV + L Z100%K C A??? ? 其中 Z=D2Wd= Ab=AT2Af= CF= 10 代入數(shù)據(jù)得 F= 28138 .75 360 0? ? ??? ? ? =% 泛點(diǎn)率在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能滿足 Ve （液） /Kg（氣）的要求。忽略式中的 h? ，將式 2 Vc Luh g???， 1 Lhh??? ， L w owh h h?? 41000 hwLhEl??? ????， 53 swoLh lh??? ???? F= 100%VS S LLVFbV L ZKC A??? ?? ? 代入上式得： ? ?TWHh? ? = Lug?? + swoLlh??????+? ? 1000 hw wLhE l??????????????? 因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則 TH 、 wh 、 oh 、 v? 、 ?? 及 ? 等均為定值，而uo與 VS有如下關(guān)系，即 0 204SVudN?? 其中閥孔數(shù) N 與孔徑 d0亦為定值，因此可將上式簡化成 VS與 LS的關(guān)系如下： 2322S S SaV b cL dL? ， 即 2 9 2 sss LLV ??? （ 3） 液相負(fù)荷上限線 降液管的最大流量應(yīng)保證在降液管中的停留時(shí)間不低于 3～ 5s，以 5 秒作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 11 ? ? 5fTS MAX AHL ??（ 4） 漏液線 對于 F1型重閥，依式 00 5VFu???計(jì)算，則0 5Vu ?? 又知 20 54SVV d N? ?? ，以 00VFu?? =5 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)， 則 ? ? 2004S MINV d Nu?? = 2 004 VFdN? ? =(5)液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度 how=，依 how的計(jì)算式計(jì)算出 LS的下限值，該線為與氣量流量無關(guān)的豎直線，將所求值代入上式可得嚴(yán)重漏液線曲線為 ? ? 2336002 .8 4 0 .0 0 61000 SwLE l?? ????? 取 E=1，則 36 10 23 ??????? ??SL=（ 6） 操作線 操作線斜率為 1 3 8 3 . 8 2 5 0 . 3 8 4 4 = 4 3 . 9 9 53 1 . 4 5 4 0 . 0 0 8 7 3 7SSVK L? ? ? （ 7）負(fù)荷性能圖 根據(jù)上述六個方程，可以利用 Excel 辦公軟件做出該塔的負(fù)荷性能圖，如下所示： 12 圖 31 PO精餾塔負(fù)荷性能圖 從圖中可以看出，設(shè)計(jì)點(diǎn)位于正常操作區(qū)的內(nèi)部，表明該塔板對氣液負(fù)荷的波動有較好的適應(yīng)能力。由圖查得上限為 ,下限為 m3/s，得該塔的操作彈 性 = =。 13 第四章 能量衡算 系統(tǒng)的能
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