甲醇水精馏分离板式塔设计课程设计(编辑修改稿)

甲醇水精馏分离板式塔设计课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

 CtF  时，查《化学化工物性数据手册》得 333/ /,/mkgmkgmkgLFLFLBLA CtW  时，查《化学化工物性数据手册》得 333/ /,/mkgamkgmkgLWLWALBLA 故精馏段平均液相密度为 3/4 4 0 02/2 9 5 86 0 4 2 mkg ）（精 提馏段平均液相密度为 3/0 9 0 12/6 0 4 25 9 5 9 mkg ）（提 液相平均表面张力的计算 温度℃ 甲醇 mN/m 水 mN/m 有公式  iiLM x 计算 9 精馏段液相平均表面张力计算 Ct  时，查《化学化工物性数据手册》得 mmNmmNmmNL BA /)( /   ， 提馏段液相平均表面张力计算 Ct  时，查《化学化工物性数据手册》得 mmNmmNmmNL BA /)( /   ， 五、 精馏塔主要工艺尺寸的计算 塔径的计算 气液相体积流量为 精馏段：smhmLMLsmhmVMVLLSVVS/100 5 9 /4 5 2 3 70 9 6 6 9 4 9 33333/3 提馏段：smhmMLLsmhmMVVLLSVVS/100 0 0 9 0 15 5 2 3 2/4 3 6 9 1 4 4 6 4 9 333333 则，精馏 段由VVLCu   m a x ,C 可由： )20( LCC  求得， mhmHVLLTVLSS,0 1 9 )0 9 6 4 4 0 0( 2 3 78 1 5 )( 2/12/1板上液层高度取板间距图的横坐标为：由史密斯关联图查得，  则 mhH LT  , 10 图 6 史密斯关联图 查史密斯关联图得 C , )()20( 20  LCC  smCuVVL / a x    取安全系数为 ，则空塔气速为 mVDsmuuS / m a x塔径 按标准塔径圆整后为 D= 塔截面积为 222 )( mDAT   实际空塔气速为 smAVu TS /2 8 7 3 0  U 实际 / Umax=(安全系数在充许的范围内，符全设计要求 ) 根据塔板间距与塔径的经验关系，知符合要求。 同理，提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： 04 3 )91 4 ( 7 020 8 )( 2/12/1 VLSSVL  取板间距 ,TH 板上液层高度 mhL  ,则 mhH LT  ，查史密斯关联图得 C 11 smCuCCVVLL/8 6 0 9 1 8 9 1 4 9 0 10 9 1 0 9 1 )202 0 (0 7 5 )20(m a x20 取安全系数为 ，则 muVDsmuuS / m a x塔径 按标准塔径圆整后 mD  塔截面积为 222 1 3 0 )( mDAT   实际空塔气速为： smAVuTS / 39。 1  U 实际 / Umax=(安全系数在充许的范围内，符全设计要求 ) 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 mHNZ T  ）（）（ 精精 提馏段有效高度为 mHNZ T 2.  ）（）（ 提提 故精馏塔的有效高度为 : mZZZ 6 .  提精 溢流装置计算 选用单溢流（直径在 以下），弓形降液管（因圆形降液管一般只用于小直径塔），采用凹形受液盘（对于直径在 800mm 以上的大塔，目前多采用凹形受液盘），深度 mmhW 50。 各项计算如下： (1) 堰长 Wl 精馏段 , mDlW  提馏段 因 ,39。 39。  WW LLDD 故 (2)溢流堰高度 Wh 精馏段：由 OWLW hhh  ,选用平直堰，堰上液层高度 3/2)(100 WhOW lLEh  近似取 E=1，则精馏段： mhOW 0 0 7 7 8 ) 1 5 (11 0 0 3/2  12 取板上层清液高度 mhL  ,则： mhhh OWLW 0 4 2 0 7 7 8  提馏段： m0 1 1 9 ) 0 8 (11 0 0 3/2 OWh 取 mhhhmh OWLWL ,  (3)弓形降液管高度 dW 和截面积 fA 精馏段：由 DlW ， 图 7 弓形降液管的宽度和面积 查弓形降液管的参数图得： mDWmAADWAAdTfdTf,2 (4)降液管底隙高度 0h 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以 oh 表示。 降液管底隙高度应低于出口堰高度 Wh ， (hwho)不应低于 6mm 才能保证降液管底端有良好的液封 . 工程上 ho一般取 2025mm。 本次设计中取 22mm。 13 hwho= = 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 （ 5） 安定区与边缘区的确定 取安定区宽度 sW =，边缘区宽度取 cW = ， 弓形降液管宽度 Wd= ．塔板布置 精馏段： 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用 F1型重阀，孔径为 39mm。 取阀孔动能因子 FO= ①孔速 uo= ,VmF=()=②浮阀数： n=24sVdu =（ 1/4 ） = =135(个 ) ③有效传质区： )(2 )(2)a r c s i n180(2222sdaWWDxrxrxrxA  其中 cWDr 故 2222 ) r c s i n180 (2  aA ④塔板的布置 因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为 3块，采用等腰三角形叉排。 浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 14 取孔心距 t=75mm, t’ =AaNt =各排阀孔中心线间的距离 t’可取 65mm,80mm,100mm ， 按 ， ，以等腰三角形叉排方式作图，排得 阀孔数 N 实际 =120 个 按块重新核算孔速及阀孔动能因子 U0=()= F0=U0(ρ v)189。 = ()189。 = 在适宜范围内 ⑤开孔率φ ∵空塔气速 u= VS / AT = m/s ∴φ =u / uo =提馏段： 塔板布置及 浮阀数目与排列 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用 F1型重阀，孔径为 39mm。 取阀孔动能因子 FO= ①孔速 提馏段 uo= ,VmF=()=②浮阀数： 提馏段 N=24sVdu =（ 1/4 ） = =123(个 ) ③有效传质区： )(2 )(2)a r c s i n180(2222sdaWWDxrxrxrxA  15 其中 cWDr 2222 ) r c s i n180 (2  aA ④塔板的布置 取同一横排的孔心距 t=75mm,排间距 t’ =AaNt =各排阀孔中心线间的距离 t’可取 65mm 按 ， ，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀孔数 N 实际 =196 个 按块重新核算孔速及阀孔动能因子 u0=(  123)= F0=uo( v)189。 = ()189。 = ⑤开孔率φ ∵空塔气速为： smAVuTS / 39。  ∴φ =u ， / uo =六、塔板流动性能的校核 ph 及 pp 的校核 精馏段： ① 塔板压降 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为 U0,c U0,c=（ ,M） （ 1/） =∴ 2Vc Luh g = （ 2 ） = ②液层阻力 充气系数 β =,有 : h1’ =β h1= = 液柱 ③液体表面张力所造成阻力 , 此项可以忽略不计。