甲苯二元體系連續(xù)浮閥精餾塔的工藝設(shè)計(jì)概述-在線瀏覽
2025-08-11 13:43本頁面
【正文】 經(jīng)驗(yàn)值為大塔F180%82%霧沫夾帶率有兩個(gè)公式可以計(jì)算： （72）或 （73）二者結(jié)果取最大值F80%.其中m （74），苯甲苯系統(tǒng)為正常系統(tǒng)K=1板上液流面積：（75）K為物性系數(shù)，其值可查下表：系 統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3,氟利昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔）嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔） 因?yàn)楸脚c甲苯為正常體系，故其K=1查附表6：泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖可得 =計(jì)算得F1=%；F2=%。因此，液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。整理得：（78）二、漏液線對(duì)于F1型重閥，以為氣體最小負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)則 （79） ，= m3/s（80）三、液泛線發(fā)生液泛的臨界條件為：（81）其中，，取= m整理得：（82）四、液相上限線以作為液體在降液管中的停留時(shí)間下限（83）五、液相下限線取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的條件，則：（84）六：操作負(fù)荷線操作負(fù)荷線斜率：（85）在LV圖上。單溢流: ，則對(duì)于平直堰，堰上液層高度為：m（93）溢流堰高度hw= 降液管寬度和橫截面積：查附圖1圖得 （94）（95）液體在降液管停留時(shí)間為：（96）降液管底隙高度：（97）安定區(qū)與邊緣區(qū)的選擇：本精餾塔的塔徑D= ,選擇安定區(qū) Ws=選擇邊緣區(qū) Wc=孔速：（98）閥數(shù)： （99）取邊緣區(qū)寬度：WC=進(jìn)出口安定區(qū)WS=塔板鼓泡區(qū)面積：=（100）閥孔采用等腰三角型叉排 取同一橫排間的t‘=，排間距t=按照N=282重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因數(shù)=.（101）塔板開孔率：（102）塔盤圖見附圖2 流體力學(xué)校核一、塔板壓降氣體通過每層塔板的壓降：（103）其中為干板阻力，為板上充氣液層阻力，為液體表面張力造成的阻力，可忽略。 =（108）則Hd= 溢流液泛上限：液泛校核成立三、液沫夾帶校核霧沫夾帶率有兩個(gè)公式可以計(jì)算： （109） 或 （110）二者結(jié)果取最大值F80%.其中m （111），苯甲苯系統(tǒng)為正常系統(tǒng)K=1板上液流面積：（112）苯甲苯按正常系統(tǒng)物性系數(shù)K=，查附表6：泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖可得 =計(jì)算得F1=%；F2=%。因此，液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。提段負(fù)載性能圖：從上圖中可得：提餾氣相負(fù)荷上限：，氣相負(fù)荷下限：所以精餾段的操作彈性= 浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)參數(shù)名稱精餾段提餾段平均溫度tm ,℃平均壓力Pm ,Kpa 氣相流量體積Vs, m3/s液相體積流量Ls，m3/s實(shí)際塔板數(shù)1927有效段高度Z,m913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堰長(zhǎng)lW，m堰高h(yuǎn)W，m板上液層高度hL，m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開孔區(qū)面積Aa，m2閥孔直徑d0，m篩孔數(shù)目n，個(gè)282282孔中心距t，m開孔率，％空塔氣速，m/s閥孔氣速，m/s每層塔板壓降ΔP，Pa液相負(fù)荷上限，m3/s液相負(fù)荷下限，m3/s負(fù)荷上限，m3/s負(fù)荷下限，m3/s操作彈性輔助設(shè)備設(shè)計(jì) 換熱器基本參數(shù)計(jì)算原料液走殼程，冷凝水走管程塔頂溫度采用井水作為冷凝水，初始溫為25℃，取冷凝器出口水溫為50℃，平均溫度時(shí)，查圖得， 氣體流量Vs=塔頂被冷凝量 ：冷凝的熱量：冷凝水的流量： 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”K為230到930 w/(m2℃) ，故取K=350W/(m2.℃)傳熱面積的估計(jì)值為： =選型，有關(guān)參量見下表：外殼直徑D/mm800管子尺寸/mm25公稱壓 Pg/(kgf/cm)16管子長(zhǎng)l/m公稱面積A/m管數(shù)n/根422管程數(shù)Np4管心距t/mm32殼程數(shù)Ns1管程通道面A/ m管子排列正三角排列中心排管數(shù)23 換熱器性能核算物性數(shù)據(jù)如下： （℃下，℃下）ρ [kg/m3]Cp[KJ/k℃)]苯104水104一、核算壓降（1）管程壓降管程流通面積： kg/m3管內(nèi)水的流速（湍流）管程流體阻力式中: Ft為結(jié)垢校正因數(shù)，此處取Ft= ，則ε/d=,查得摩擦系數(shù)λ=由以上計(jì)算可知，管程的總壓降小于30kpa，因此管程壓降符合條件（2）殼程壓降核算式中：Fs為殼程壓強(qiáng)降的結(jié)垢系數(shù)， F為管子排列方式對(duì)壓降的校正系數(shù)，對(duì)正三角形排列取F= 為殼程流體的摩擦系數(shù)，當(dāng)Re500時(shí)，= nc為橫過管束中心線的管子數(shù)，正三角排列為換熱管以三角形排列，故 取=23流通截面積：取折流板間距 h=300mm折流擋板數(shù)：殼內(nèi)苯甲苯流速： 500Re=500，故殼程壓降小于30kpa，滿足核算條件，核算通過。二、核算換熱面積管程對(duì)流給熱系數(shù)因?yàn)镽e=2113810000 ,Pr120 ,L/d60 故：殼程蒸汽冷凝給熱系數(shù) 又 經(jīng)過試差法可得℃，代入可得w/(m2℃)取污垢熱阻 ℃/W Rs= m℃/W以管外面積為基準(zhǔn) 則K= ~，滿足要求計(jì)算傳熱面積 ：A=所選換熱器實(shí)際面積為裕度：。精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強(qiáng)制循環(huán)再沸器。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應(yīng)有一分離空間，對(duì)于小設(shè)備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對(duì)于大設(shè)備，～。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動(dòng)從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。3. 強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖（f）所示。原料預(yù)熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約
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