甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计_课程设计(编辑修改稿)

甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计_课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

》 当 Dt =℃mmNmmNBBAA/ /2 2 5    mmN /)9 9 4 (2 2 5 9 4  当 Ft ℃ 时mmNmmNBBAA/1 2 0 /1 1 4    mmNF /)3 2 3 (1 2 0 2 3 1 4  当 Wt =℃ 时mmNmmNBBAA/ / 1690100    mmNW / 0 2 8 0 2 8  ）（ 则精馏段液相平均表面张力为： mmNFDm /3 4 (   精） 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 提馏段液相平均表面张力为： mmNWFm / )(   提 1t =℃ 查表得： sm P asm P a BA  3 9 1  2t =℃ 查表得： sm P asm P a BA  3 2 2 5  （ 1）精馏段粘度： )1( 111 xx BA   sm P a   )( （ 2）提馏段粘度： )1( 222 xx BA   sm P a   3 1 1 )1 6 3 3 (3 2 2 6 3 3 5 由 Fx = Fy = 得 )3 2 3 ( )6 8 9 (3 2 3 6 8 9 F 由 Dx = Dy = 得 )( )( D 由 Wx = Wy = 得 0 5 )0 0 2 8 ( )0 0 0 1 (0 0 2 8 0 0 0 1 W (1)精馏段的平均相对挥发度： 0 9 1  FD  (2)提馏段的平均相对挥发度： 3 4 3 0 5 2  FW  理论板的计算 理论板：离开这种板的的气液相组成平衡温度相等；塔板上各处的液相组成均匀一致。 理论板的计算方法：本次采用图解法计算。 根据表 31的数据，绘出平衡曲线。 泡点进料，所以 q=1， q 线方程为平行于 y 轴的一条直线。 画出对角线，得到 xy曲线图，所得的图形如下： 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 21 确定最小回流比 画直线通过（ DD xx， ），且与平衡曲线相切，此时回流比为最小回流比 minR ，由图可知，截距为。 故有Fm inm in 1RR xx yxDqD  = = 得  取 R==  精馏段操作线方程为： 2 0 9 9 4 4  xxRxR R D 由于是泡点进料则 323  FWDFq xxxxx ，， ， q 线方程为： q=1 又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数。 图见附录。 在图上作操作线，由点（ ， ）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 ，由图此得到的全塔理论塔板数 TN =（包 括再沸器）。 精馏段理论板数为 10层，提馏段理论板数为 层（包括再沸器），应从第 11块板进料。 板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。 板效率可用奥康奈尔公式： )(  LTE  计算。 式中，  — 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 L — 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度。 （ 1）精馏段 块所以：已知：精 10)3 3 9 (3 3 9 11111TTPTENNEsm P a （ 1） 提馏段 块所以：已知：提 )3 1 (3 1 22221TTPTENNEsm P a 全塔所需实际板数： 块30921 PN 全塔效率： %4630  提PTT NNE 加料板位置在第 22 块塔板 塔径的初步设计 （ 1） 精馏段  sk m o lhk m o lDRV sk m o lhk m o lDRL /0 8 0   已知：3131 11 //VLVL    质量流量：skghkgVMV skghkgLML VL /  体积流量：smhmVVsmhmLLVSLS//0 0 2 3311133111 （ 2） 提馏段 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 由于本设计采用泡点进料，故 q=1. sk m o lhk m o lFqVV sk m o lhk m o lqFLL /0 8 0 8 )1( /1 1 5 5   已知：3232 22 /9 3 5 /VLVL    质量流量：hkgMVV hkgMLL VL /3 2 0 6 5 /5 6 9 4 4 22   体积流量：smhmVVsmhmLLVSLS/9 7 /0 0 2 3322233222 （ 1）精馏段 由LVLCuuu    m a xm a x ~( ，安全系数安全系数） ，式中 C 可由史密斯关联图查出。 2/1)( VLhVhL  图 22 史密斯关联图 横坐标数值： 0 2 7 ) 9 7(0 5 4 2 59 0 3 )( 2/12/11111  VLSSVL  取板间距： mhHmhmH LTLT  ，板上液层高度， 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 查图可知 0 9 )203 4 (0 8 )20(0 8  CCC ， muVDsmusmuS 4//1111m a x则，取安全系数为 按标准，塔径圆整为 横截面积： smAVuA TST / 38 38 12  空塔气速：， （ 2）提馏段 横坐标数值： 0 )9 35 4 02( 11 23 62 )( 2/12/12222  VLSSVL  取板间距： mhHmhmH LTLT  ，取板上液层高度， 查图可知： 1 0 )20 (0 8 )20(0 8 2020  CCC ， muVDsmuusmuS 4// 222m a x2m a x 由于提馏段与精馏段塔径相差不大，故提馏段塔径可圆整为。 横截面积： 22 5 38 mA T  ，空塔气速 smu /  故塔的塔径为 ，塔的横截面积为 m。 溢流装置 Wl 的计算 取堰长 Wl = ,即 mlW  ，出口堰高为 Wh 本设计采用平直堰，堰上液层高度 OWh 按下式计算 3/2)(1 0 WhOW lLEh  式中 E值可由液流收缩系数计算图查出。 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 23 液流收缩系数计算图 ）（ 1 精馏段 由于 ml LDl W hW 9 0 3 )(  查图 34液流收缩系数计算图得 E mhhhmhOWLWOW)( 3/2 ）（ 2 提馏段 由于 mlLDlWhW 3 6 2 )(   查图 24液流收缩系数计算图得 E mhhhmhOWLWOW0 3 1 0 1 ) 6 2 ( 0 0 3/2 Wd 和截面积 Af 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 24 弓形降液管的参数 由 DlW 查图 35弓形降液管的参数图得 Tfd AADW 则 213 mAAmDW TFd  验算降液管内停留时间： 精馏段： ssL HA s Tf  提馏段： ssL HA s Tf 0 2 3 8  停留时间大于 5s，故降液管可用。 (1)精馏段 取降液管底隙流速 smu /  ，则 mul Lh W s  0 0 2 00  hhh W且 ，故降液管底隙高度设计合理 (2)提馏段 取 smu /  ，则 mul Lh W s  武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 0 0 2 00  hhh W且 ，故降液管底隙高度设计合理 塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列 本设计采用 F1 型重阀，重量为 33 克，孔径为 39mm。 由于 塔径大于 800mm，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，采用单溢流型塔板。 本设计塔径 D=1400mm，塔板分成四块。 图 25塔板分块示意图 (1)精馏段 取阀孔动能因子 110F ,则孔速 smFuV /121001   每层塔板浮阀数目为 个1 700 202001  udVN s 取边缘区宽 度 mWC  ，破沫区宽度 mWs  武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 计算塔板上鼓泡区面积，即   RxRxRxA a a rc s i n1 222 其中： mWDRC  mWWDxsD 4 2 2 ) 0 7 (2 )(2  所以： 2222 0 1 4 2 2 rc s i 8 2 2 2 2 mA a   浮阀塔排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距 mmt 75 则排间距： mmmNAt ta 79 70 0  因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 ，而应小些，故取 t’ =，以等腰 三角形叉排方式作图，排得阀数目为 167 个。 图 26 精馏段浮阀数目的确定 按 N=167 个重新核算孔速及阀孔动能因子： 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 smu /1 6 70 3 8 201  F 阀孔动能因子变化不大，仍在 9~13 的范围内。 以塔横截面积为基准的塔板开孔率  ) (167)( 2202001  DdNA Ndu uT。