分離乙醇-正丙醇混合液的精餾塔設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)-在線瀏覽
2025-08-03 03:56本頁(yè)面
【正文】 衡方程: 提餾段操作線方程為： 提餾段氣液平衡方程:② 利用逐板計(jì)算法計(jì)算理論板數(shù)③ 采用逐板計(jì)算法，運(yùn)用Excel快捷、準(zhǔn)確地計(jì)算出理論塔板數(shù)。 提餾段理論塔板數(shù)的計(jì)算（交替使用相平衡方程和提餾操作線方程）： 相平衡 操作線 相平衡 操作線xn yn xn+1 … xN計(jì)算到xN xW則理論塔板數(shù)為N塊。 精餾段理論板數(shù)：塊；提餾段理論板數(shù)：塊精餾段： 已知：， 塊提餾段： 已知：， 塊則全塔所需的實(shí)際板數(shù)為：塊全塔效率：實(shí)際加料板的位置在第15塊板。由于水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道的優(yōu)點(diǎn)，本設(shè)計(jì)采用飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。2. 冷卻劑的選擇：常用的冷卻劑式水和空氣，本設(shè)計(jì)考慮用冷凝水作為冷卻劑。 乙醇的比熱容： 正丙醇的比熱容： (2)進(jìn)料溫度tF下的比熱容進(jìn)料溫度：tF=℃乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： (3)塔底溫度tW下的比熱容塔釜溫度：tW=℃ 乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： (4)塔頂溫度tD下的汽化潛熱 內(nèi)插法計(jì)算出塔頂溫度下的汽化潛熱。根據(jù)txy圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)tD=℃ 圖2：乙醇～正丙醇混合液的 txy 關(guān)系圖此溫度下， 正丙醇的比熱容： (3)塔頂餾出液的熱量 因餾出口與回流口組成相同，所以 (4) 進(jìn)料的熱量 (5)塔底殘液的熱量(6)冷凝器消耗的熱量(7)再沸器提供熱量(全塔范圍列熱量衡算式) 取塔釜熱量損失為10％，則, 再沸器的實(shí)際熱負(fù)荷： 計(jì)算得： 計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表：表7：熱量衡算計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂流出液塔底流出液再沸器平均比熱容————熱量(六)塔徑的初步設(shè)計(jì)(1)精餾段： 已知： ， ，則質(zhì)量流量為： 體積流量為： (2)提餾段已知：， ，則質(zhì)量流量為： 體積流量為： (1)精餾段利用；， 史密斯關(guān)聯(lián)圖如圖3所示.橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：,，查圖3可知： ，塔徑：，按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑取值：塔橫截面積：空塔氣速：(2)提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：,，查圖3可知： ，塔徑：，按照標(biāo)準(zhǔn)塔徑取值：塔橫截面積：空塔氣速：(七)溢流裝置取出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上高度按下式計(jì)算 （因溢流強(qiáng)不是很大，近似取溢流系數(shù)E=1）(1) 精餾段 溢流堰高度：(2) 提餾段溢流堰高度：降液管的型式：因塔徑和流體流量適中，故選取弓形降液管。5. 浮閥數(shù)目與排列(1)精餾段 取浮閥動(dòng)能因子孔速： 每層塔板上浮閥數(shù)目：取邊緣區(qū)寬度：；泡沫區(qū)寬度：計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積： ,其中, 代入數(shù)據(jù), 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距估算排列間距：若考慮到塔徑較大，必須采用分塊式塔板，而個(gè)分塊的支撐于銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜95mm，而應(yīng)小些，故取，按、以等腰三角形叉排作圖（浮閥排列示意圖略），排得浮閥數(shù)為154個(gè)。塔板開(kāi)孔率：(2)提餾段取浮閥動(dòng)能因子孔速： 每層塔板上浮閥數(shù)目：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距估算排列間距：故取，按、以等腰三角形叉排作圖（浮閥排列示意圖略），排得浮閥數(shù)為154個(gè)。塔板開(kāi)孔率：（八）汽相通過(guò)浮閥塔板的壓降 氣體通過(guò)塔板時(shí)，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。 (1)干板阻力 因，故
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