填料精馏塔计算的改进

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一

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绅

塔

f

~一一 ~精填料一塔 一F+ L l Y+.

b

(庆化工厂)

填料精馏塔由于近年来不断改进，已成为石油化工 _部e的重要设备，由于其结构荐= j。 .

简单，操作方便等优点，因此为中小型企业广泛使用。 -

由于高效填料的出现，塔内结构的完善也逐渐向大型北嚣展，但遗憾的是到日前为止，还没有一个完善的计算方法，为此我们提出以下的计算方法，供大家参考。 l操作线方程式t 11精馏段操作线方程式： .、 .

为了找 i操作线方程式，我们先对加料扳进行物料乎衡： H

在加科板上进入的物料为：

~一一 改进式中： F……进料流量故下式成立t

Kmo/h l

C… .回流液流量 Kto/h . . o l YrI下面上升到加料扳的蒸汽流量。 …· . 。 而离开该板的物料流量为： L+Vo 式中， L。.流出加料板物辩液体流量，-…· v V。 .加料板到精馏段的气体流量。根据物料平衡有下式成立 f.…·F+ L】 V= L l+ Y。…+ … (1 )

又由于从加料板流下的物料 L等于由下面上升的蒸气V和溢出塔釜的物料 W, 一 . .

L1 Y w………‘2,_+

;项得：穆

、.

.

v,IL一W……… ( 蒋 (2)代入 . )式 2) (得： F+Ll+V= F+L I ( 一W ): Ll+V 0 + Lj ●

F+ L J+ . l一W=L l+V。 C (·W )十 L i L j F十= L I+ V口 ’

两边消去 L。而且F—W=0故得； V。 ;L一 +D假定过程符台恒克分子流 (恒岸尔溢流 )即假设： Y=V。一·一.=Yn…L i= L± -·.: .-· Ln5一 1

.

一

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因而该等武在垒塔各截面均适州，可得：V… l y—

印： V一 t= L+ D

对轻组份也一样 )的平衡这一等式也可由分析塔顶的物料平衡而得到。我们求重组份 (t =.

x )^t

一’

。.

一

= ix I} x 1 i

。+—

x南 n+

命 L D R(于常 )式为 y z告 x n=由 L=数上变 : n/一 这就是情馏段的操作线方程式。1· 2、提馏段操作线方程式：

上面提到在撕籽板处流下的液体诫量为 L,商由面上舟到加抖拔 的蒸汽为V,则有’成立： F式 L。=Vt+W

由平过程祷舟值竟分手捷藏 1 (嶷恒摩尔簖流 ),部Vi V!¨ .=Vm, r ‘. . Li= L . t……=L 故上式澍塔的任意截 .都适用，印面

Lm= Vm + W f

同样我们求对轻组份的平衡 (重组份也一样 )t对Vm y m= Lm Ⅲ l W x .1I。— wW

ym

L xm

由于 L= L+q F, V:V一 (1一q F代八上式 )、

I

一

簪,,

2、填料层高度的计算：

2·1惰馏段填料层高度的计算t d;K ( CB y—y )Q

‘

假定相变(即晶核的形成 )系统的比表面和推动力成正比，印单向传质为l与

由于传质是单向式中，K为体积传质系数。。 。●

y……即精馏殷操作方程，‘气桐中重组份含量。’x+

Y·为平衡浓度， …“n

一

∞一

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由于d一Vd 故： ( G y 略注角 )

Vd y=K Q (一 h y’Y )d

n』 =丽由下过程是恒克分子浠流过程，故 V=常数，上式可以为：

=

』I

_

在计算h的等式右遵—

(式中Q为截面积)高度的单位，可为等板高度，

而 可为论板。 J视理塔数22提馏段理论塔板数的计算： .、 去，这样有下式： ,

这里的计算和精馏段是相同的，这里考虑的是轻组份自液相中气化，而转移到气相中 假如传质是单向的则：d Gx= V d y=Kya o ( y—Y ) d h

.

:

J'd J·丽订 V y=

=·击 J

迈—I样看是板度，丽可做 _高， 撒理塔馨不的只 y V同笛等看悬论板，同。代所是表提馏殷的操作线方程式

=

x一

●

代表平衡线方程。

在里 (者 )行一的化这对或茜进进步简

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中Q为塔的截面积，它由下式给出V:

Q W l人式代JV V一

W

8、计算举例：

计算连续作用的填料精馏塔t

‘.

,

分离二硫他碳和四氯化碳的混合物已知：馏出液体的生产能力为 1 ok/小时，按 O0g x 0 4 4 y=0 6; x; . 4 yg 0 9 5耳 F· 6 f . 9=0 O S o 5 0 0 y .2气O 0 5 . 5

精馈在常压下，在1×1 x . 0 0 5 1毫米的拉西瓷环上进{,试计算填料高 矗。解： (1)求出 F及 w已知 t D 1 0/ 7≈ 1 . 6 M/ h 00 6 3 1 K 据 F×O 4 4=1 . 6 . 5十W×O 0及 F:D十W代入上式 .6 3 1×O 9 5 .2得 1 . 6 F= 1 . 6×O 9 5 ( 0 4 4 31 . 5+ F一 1 . 6×O 0 3 1 ) .2F ( .6 0 4 4—0 0 . 2)= 1 1 ( . 5 6 0 9 5— 0 0 ) 3. .2‘ -。。 I。 ‘ 。

. . .1

.

.

F:9 55— 0. O2

× 1 . 6: 1 3。 …

6 9

W… F D 2 . 0— 1 . 6= 1 . 3 76 3 1 4 5

(2)求“

Ⅱ:

地

yB XA

由x, r

,世g g,及，

e个算H 值葬别 乱5 缸= 6为a g j l1 1’ 5

n3 . G由于 q与旺1Ⅱ差别太大，取 a及 n;均约为 2 7 2假定泡点进 =2 8 与 平 .5则料算出 R=10 2 .4我们取 R= 2

3· 1、馏段； (求精 1)

=4 2 .2●

根已数我可似把 f为料上亢歌，即相度据知据们近的 y进最的相度 f液浓。作这样用近似算法求出

—

—

54一

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(2)求

= W

由下经验公式求得

t

=Nw Db

9× r )‘ 1] 4 _。 5A。 (。鹌[=。· 3。 5× ( e R )。· (P。,

)。·[ 2]。

式中t ……气相雷诺准数 R p…气相密度…

W K……液泛气速 Dh…气相扩散系数…

/ P……气相普兰德准数 P=u pD

L……塔内液相负荷 ( 公斤/米·时

G……塔相l荷 (。负公斤/珠z时l p· 水……_肆癌庚液H……

气相粘度A .=

A

……阿基米德准数P水 - p’p

在精馏段： p=3 5 p=15 . .水 99 3

:1 0 Dh=89x1~ 0 . 0

d _=1一米 0

A=

×(

):.1×0 13 8 1 64。

一{= D—(/ L )= G。。

而：_一3 2 o旦= 1. 2 5

R。。: O 0 5“ ( . 3× 1 ) 0. 1× ( 5 O 4 2 7 .4 16 O。 5 1 )· 3 64.

●

W k e

=

吨

e

W职 W k的 8 m W=O 8 . 6 . 1 2 e 0/ e . x0 7:0 6 1

—

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K:

0. 3 ( 6 4× ( . 2 0 5x 27 ) 03 )一一

(— 1 ) 0

× 8.× 1 9 0—0= I 5 .1

h= 0 0 1 .I/

1 5= 0 5 .3

H=4. 2× O 5 2 . 3=P 2.

3·2、提馏段。

()』与馏不的：及， xy与、表，样是 1求—精段同是 yy用^^ k}均、、 …… 此处隐藏：2168字，全部文档内容请下载后查看。喜欢就下载吧 ……