化工原理課程設(shè)計(jì)--分離正戊烷—正己烷混合物(已改無錯(cuò)字)
2023-02-16 11:33:43 本頁面
【正文】 =故降液管底隙設(shè)計(jì)合理。塔板布置及浮閥數(shù)目與排列閥孔氣速（m/s）： 計(jì)算閥孔數(shù)： 精餾段：取邊緣區(qū)寬度=，泡沫區(qū)寬度Ws=。計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即X=開孔區(qū)面積提餾段：取邊緣區(qū)寬度=，泡沫區(qū)寬度=。計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即X=開孔區(qū)面積精餾段孔速 提餾段孔速 孔直徑 計(jì)算得到精餾段的浮閥數(shù)N= 提餾段的浮閥數(shù)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=75mm=，則可按下式估算排間距t’，即精餾段 提餾段考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，故取以等腰三角形叉排方式作圖，圖42 塔板開孔圖得閥數(shù)N=194個(gè)按N=194個(gè)重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 精餾段閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在8~12范圍內(nèi)符合要求塔板開孔率==%提餾段仍在8~12范圍內(nèi)符合要求塔板開孔率==% 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù)計(jì)算塔板壓降（1）干板阻力 先計(jì)算臨界孔速，即 因?yàn)榧窗聪率接?jì)算干板阻力（2）板上充氣液層阻力 可取充氣系數(shù)=（3）克服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋簡伟鍓航? 滿足設(shè)計(jì)要求提餾段 干板阻力因?yàn)榧窗聪率接?jì)算干板阻力（2）板上充液層阻力可取=’==則 ’=’’ 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此單板壓降:= 滿足設(shè)計(jì)要求淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制液管中清液層高度。Hd可用下式計(jì)算，即 精餾段：（1）與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? （2）液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故=(3)板上液層高度，取=因此 Hd=++= 取=，HT=，hw=則 可見,符合防止淹塔的要求。同理，對(duì)于提餾段===++=取=，HT=，則 霧沫夾帶按一下兩式計(jì)算泛點(diǎn)率，即當(dāng)氣體上升時(shí)霧沫夾帶量時(shí)，泛點(diǎn)率應(yīng)小于80％。精餾段 其中，為泛點(diǎn)率且應(yīng)小于80％，為降液管寬度（m），為板上液體流徑長（m），為塔截面積（），為板上液流面積（），為弓形降液管截面積（），D為塔徑（m），為泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)且查圖得，K為物性系數(shù)且查表（正常系統(tǒng)取1）。 板上液體流徑長度（m）：板上液流面積（）：圖43 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)與密度的關(guān)系查表得又有計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足。提餾段 又 均小于80%，故也可以滿足要求 塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線按式子 做出對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、K、及均為已知值，相應(yīng)于=精餾段 , 按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下+=同理，對(duì)于提餾段 液泛線由==確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將，，代入上式，得到物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則HT、、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑d0亦為定值。因此，可將上式簡化，得=++=同理，+=液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3~5s。故 求出上限液體流量Lh值（常數(shù)），在Vs~Lh圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量Vs無關(guān)的豎直線。以=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則漏液線對(duì)于F1型重閥，依計(jì)算，則又知，即 式中、N、均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷Vs的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 =同理，提餾段
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