分離乙醇—水板式精餾塔項(xiàng)目設(shè)計(jì)方案-在線瀏覽
2025-06-12 13:32本頁面
【正文】 切線的斜率或截距求Rmin。本設(shè)計(jì)方案中使用圖解法，由于精餾段和提餾段操作曲線方程的確定，可在平衡曲線上做階梯，所畫出的階梯數(shù)就是所需理論板層數(shù)NT（包含再沸器）。目前，塔板效率的估算方法大體分為兩類。奧康奈爾（O，connell）方法目前被認(rèn)為是較好的簡(jiǎn)易方法。s；——液相中任意組分i的摩爾分?jǐn)?shù)。s，水的黏度μL =故塔頂壓強(qiáng)： PD=，取每層壓強(qiáng)降：塔底壓強(qiáng)：進(jìn)料板壓強(qiáng)：全塔平均操作壓強(qiáng)：精餾段平均操作壓強(qiáng)：提餾段平均操作壓強(qiáng)：《化工原理》修訂版下冊(cè)，夏清編1．塔頂：= 46＋（1－）18＝2．進(jìn)料：＝，= 46＋（1－）18＝塔釜：＝，＝46＋（1－）18＝4．精餾段平均分子量 (+)/2=(+)/2=5．提餾段平均分子量 （+）/2＝ (+)/2=1．液相平均密度塔頂tD=℃，查得(液)＝；進(jìn)料塔板tF=84℃，查得(液)=；塔釜tW=℃，查得(液)=；《化工原理》修訂版上冊(cè)，夏清編不同溫度下乙醇的密度可用方程式查得當(dāng)t0=25℃時(shí)，乙醇的代入式中，求得在tD=℃時(shí)，= g/cm3tF=℃時(shí)， =tW=℃時(shí)，=塔頂密度： 進(jìn)料密度： 塔釜密度： 精餾段液相平均密度：（775+）/2=提餾段液相平均密度：（+）/2=2．氣相平均密度乙醇水蒸汽在常壓沸騰溫度下的密度（Kg/m3）可通過查表得到，精餾段氣相平均密度：（+）/2=提餾段氣相平均密度：（+）/2=物理化學(xué)實(shí)驗(yàn)，潘湛昌主編《常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)》第二版，李功樣編25℃時(shí)乙醇—水溶液的表面張力可由圖表面張力乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)關(guān)系圖查得，而其他溫度（T2）下的表面張力σ2，可由已知溫度（T1）下的表面張力σ1，利用公式求出： Tc—液體的臨界溫度，K；當(dāng)混合液的臨界溫度無法查到時(shí)，可采用下式估算：其中乙醇的臨界溫度Tic=243℃=，水的臨界溫度Tic=℃=。計(jì)算步驟如下：(1)動(dòng)能參數(shù)的計(jì)算精餾段： 提餾段：(2)初選板間距HT=，對(duì)于常壓塔，（），本設(shè)計(jì)中取板上液層高度hL= HThL==(3) 查附圖4，Smith關(guān)聯(lián)圖,得精餾段：《常用化工單元設(shè)備設(shè)計(jì)》第二版，李功樣編提餾段： 圖4 史密斯關(guān)聯(lián)圖(4)求空塔氣速，即其中 精餾段：則提餾段：則（5）求估算塔徑D精餾段：提餾段：取較大者為精餾塔塔徑，即D=，圓整得到D=塔的截面積：實(shí)際空塔氣速： 精餾段：提餾段：，所以本設(shè)計(jì)中塔徑和板間距的選取均合理。降液管的類型：降液管是塔板間流體流動(dòng)的通道，也是使溢流液中所夾帶氣體得以分離的場(chǎng)所。通常，圓形降液管用于小直徑塔，而大直徑塔一般用弓形降液管。圖5 塔板溢流類型（a）U形流、（b）單溢流（c）雙溢流其中，單溢流又稱直徑流，液體自受液盤流向溢流堰?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書（篩板塔）選擇何種降液方式要根據(jù)液體流量、塔徑大小等條件綜合考慮。表3 液相負(fù)荷、塔徑與液流型式的關(guān)系塔徑D，mm液體流量Lh，m3/hU形流單溢流雙溢流1000140020003000400050007以下9以下11以下11以下11以下11以下45以下70以下90以下110以下110以下110以下90～160110～200110～230110～250Lh=所以選擇單溢流。溢流堰的形式有平直形和齒形兩種。綜上所述，堰流裝置設(shè)計(jì)可選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，平形受液盤以及平形溢流堰。(2)堰上液層高度：(3)堰高：－≧≧－ ，驗(yàn)算： －≧≧－。降液管底隙高度ho可用下式計(jì)算~，本設(shè)計(jì)取uo=。 （1）、篩板布置塔板上在靠近塔壁的部分，應(yīng)留出一圈邊緣區(qū)，供塔板安裝之用，通常邊緣區(qū)寬度WC為50～70mm。以避免大量含有氣泡的液體進(jìn)入降液管而造成液泛。邊緣區(qū)和安定區(qū)中的塔板不能開孔。但隨著孔徑的增大，操作彈性減?。ㄔ陂_孔率、空塔氣速及液流強(qiáng)度一定的情況下，若孔徑增大，則漏液量和霧沫夾帶量都隨之增大，因此，孔徑增大，操作下限上升，操作上限降低，導(dǎo)致操作彈性減少）。篩孔的排布一般為正三角形，實(shí)際設(shè)計(jì)時(shí)，t/d0宜盡可能在34的范圍內(nèi)。綜上所述，本設(shè)計(jì)選取 （3）、開孔率在目前的工業(yè)生產(chǎn)中，對(duì)于常壓或減壓操作的篩板塔，開孔率應(yīng)在10%~14%范圍中。其中 所以由得 （4）、孔數(shù)按t=13mm以正三角形叉排方式作圖，見附圖8，排得孔數(shù)5980個(gè)，按n=5980重新核算孔速及開孔率：《化工原理》修訂版下冊(cè)，夏清編開孔率變化不大，仍在10%~14%之間。板式塔的流體力學(xué)性能包括：塔板壓降、液泛、霧沫夾帶、漏液及液面落差等。所以 式中：hP—?dú)怏w通過每一層塔板的阻力，m液柱； hC—干板阻力，m液柱；h1—塔板上的液層阻力，m液柱。 式中：—篩孔氣速，m/s；—流量系數(shù)，可由附圖9查得；—分別為氣相和液相的密度，Kg/m3。為了防止降液管液泛，應(yīng)保證降液管內(nèi)泡沫液層總高度不超過上層塔板的溢流堰頂，通常可通過求出的降液管內(nèi)清液層高度Hd是否滿足Hd≤Ф（HT+hw）來進(jìn)行驗(yàn)算，即Hd=hp+hw+how+hc≤Ф（HT+hw）Ф為降液管中泡沫層的相對(duì)密度。本設(shè)計(jì)方案中取Ф=。所以： （2）、氣體通過塔板間的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=（3）、板上液層高度，前已選定hL=（4）、前面已定。為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶使傳質(zhì)性能降低，液體通過降液管時(shí)應(yīng)有足夠的停留時(shí)間，以便釋放出其中夾帶的絕大部分氣體。通常要求液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間應(yīng)大于3s；對(duì)于易起泡物系則要求大于7s。＞3s可見，該設(shè)計(jì)可使得液體所夾帶氣體釋出。霧沫的生成固然可增加大氣、液體兩相的傳質(zhì)面積，但過量的霧沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴(yán)重的話會(huì)造成霧沫夾帶液泛，從而導(dǎo)致塔板效率嚴(yán)重下降。為保證板式塔能維持正常的操作效果，生產(chǎn)中將霧沫夾帶限制在一定的限度以內(nèi)，即控制霧沫夾帶量ev＜（液）/kg（氣）。φ=，β=；φ=，β=。因?yàn)椋? 校正 操作氣速：液泛分率：查附圖11霧沫夾帶分率圖得：化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書（篩板塔）圖11 霧沫夾帶分率ev＜。但有少量液體會(huì)由篩孔漏下。當(dāng)液體流量一定，氣體流量降到一定程度時(shí)漏液量會(huì)明顯增多。當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影響塔板效率。故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。對(duì)一定的塔板結(jié)構(gòu)，處理指定的物系時(shí)，其操作狀況只隨氣、液負(fù)荷的改變。通常在直角坐標(biāo)系中，以氣相負(fù)荷V對(duì)液相負(fù)荷L標(biāo)繪出各種極限條件下的VL關(guān)系曲線，從而得到塔板的適宜氣、液流量范圍圖形，該圖形稱為塔板的負(fù)荷性能圖。由下式化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書（篩板塔）可近似取C0為前計(jì)算值不變，并將式how和Lh關(guān)系代入上式整理之后，可得其中由已知數(shù)據(jù)可得所以由上述關(guān)系可做得氣相負(fù)荷下限線，如圖12之曲線1。當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，表明霧沫夾帶現(xiàn)象嚴(yán)重，霧沫夾帶量過大，使板效率嚴(yán)重下降。 液相負(fù)荷下限線若操作的液相負(fù)荷低于液相負(fù)荷下限線時(shí)，表明液體流量過小，板上的液流不能均勻分布，氣液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。液相負(fù)荷下限線表示出為保證板上液體均勻分布的最低液相負(fù)荷，它是一條與縱軸平行的豎直線。以θ=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式θ=（AfHT）/Ls=5故Ls =（AfHT）/5=（）/5=據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4 液泛
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