ff浮阀式精馏塔毕业设计论文(编辑修改稿)

ff浮阀式精馏塔毕业设计论文(编辑修改稿)内容摘要：

/ 3 110 N m  60 70 80 90 100 根据表中数据确定进料 Ft 、塔顶 Dt 、塔底 Wt 的甲醇和水的表面张力（单位3 110 N m  ） 进料温度： Ft ℃ oF 7080 ， oF 石化装备设计综合实训总结报告 8 WF 7080 ， WF 塔顶温度： Dt ℃ OD 6070 ， oD WD 6070 ， WD 塔底温度： Wt ℃ OW 0 901 0 0 ， oW WW 90100 ， WW 9 7 )1(  WFFOFFF xx  )1(  WDDODDD xx  )1(  WWWOWWW xx  精馏段平均表面张力： 1  DF  提馏段平均表面张力： 7 2  WF  混合物的粘度计算 表 24 不同温度下甲醇和水的粘度 粘度  甲醇 水 60 70 80 90 100 根据表中数据确定进料 Ft 、塔顶 Dt 、塔底 Wt 确定粘度 （单位 mPas ） 进料温度： Ft ℃ 石化装备设计综合实训总结报告 9 OF 7080 ， OF WF 7080 ， WF 塔顶温度： Dt ℃ OD 6070 ， OD WD 4 1 7 1 6070 ， WD 塔底温度： Wt ℃ OW 2 2 0 02 5 2 901 0 0 ， 236.OW WW 2 8 0 03 2 8 901 0 0 ， 302.WW 3 4 8 )1(  WFFOFFF xx  3 4 2 1 )1(  WDDODDD xx  3 0 0 7 3 2 )1(  WWWOWWW xx  精馏段平均粘度： 1  DF  提馏段平均粘度： 3 2 3 0 4 2  WF  相对挥发度计算 Fx ， Fy ， 0 .7 2 9 1 0 .7 2 9 4 .0 30 .4 1 0 .4F    Dx ， Dy ， 0 .9 0 6 1 0 .9 0 6 2 .7 20 .7 8 1 0 .7 8D    Wx , Wy ， 0 .1 5 4 1 0 .1 5 4 7 .1 00 .0 2 5 1 0 .0 2 5D    精馏段平均挥发度：1 4 . 0 3 2 . 7 2 3 . 3 7 522FD     石化装备设计综合实训总结报告 10 提馏段平均挥发度：2 4 . 0 3 7 . 1 0 5 . 5 722FW     塔板数的确定 理论塔板数确定 操作回流比  ，泡点进料 1q。 精馏段操作线方程： 1  DDnn xRxxR Ry 提馏段操作线方程： 0 0 8 1   mWmm xWqFL WxxWqFL qFLy DLR ， 2 .0 8 .7 7 1 7 .5 4 k m o l / hL R D    根据 图 21，可知 全塔理论板数 4TN 块，加料板为第 2 块理论板。 精馏段理论板数： 1TN 块 提馏段理论板数： 112 TN 块 图 21 理论塔板层数 实际塔板数确定 精馏段：  ， 1 s  4 7 )3 4 7 ()(  TE 石化装备设计综合实训总结报告 11 111  TTP ENN 精 块 提馏段：  ， 2 Pa s  4 2 )3 2 ()(  TE 122  TTP ENN 提 块 全塔效率为 60% ，实际加料板位置在第四块板。 塔径的初步设计 气液相体积流量的计算 精馏段 ： 2 .0 8 .7 7 1 7 .5 4 k m o l / hL R D        1 2 1 8 . 8 9 2 6 . 6 7 k m o l / hV R D      1  ， 1  3L1   ， 3v1   液相质量流量： 11 3 0 . 4 1 7 . 5 4 5 3 3 . 2 1 k g / hLL M L     气相质量流量： 11 2 9 . 4 5 2 6 . 6 7 7 8 5 . 4 3 k g / hVV M V     液相体积流量： 311 1 5 3 3 . 2 1 7 4 5 . 0 1 0 . 7 1 6 m / hh LLL     气相体积流量： 3311 1 7 8 5 . 4 3 1 . 0 4 2 7 5 3 . 7 7 m / h = 0 . 2 0 9 m / sh VVV     提馏段 ： 39。 1 7 . 5 4 8 . 9 9 2 6 . 4 3 k m o l /hL L q D      39。 1 2 6 .6 7 k m o l/ hV V q F    2 kg/km olLM  ， 2  石化装备设计综合实训总结报告 12 3?2   ， 32   液相质量流量： 39。 22 1 9 . 8 6 2 6 . 4 3 5 2 4 . 9 k g / hLL M L     气相质量流量： 39。 22 2 5 . 9 1 2 6 . 6 7 6 9 1 . 0 k g / hVV M V     液相体积流量： 322 2 5 2 4 . 9 8 4 2 . 5 7 0 . 6 2 3 m / hh LLL     气相体积流量： 3322 2 6 9 1 . 0 0 . 8 9 2 7 7 4 . 6 6 m / h = 0 . 2 1 5 m / sh VVV     塔径的计算与选择 m ax(0. 6 ~ 0. 8)uu m ax LVVuC (25) 精馏段 ： 横坐标数值： 1 / 2 1 / 21 1110 .7 1 6 7 4 5 .0 1 0 .0 2 57 5 3 .7 7 1 .0 4 2h LhVLV     （史密斯关联图） [1] 取板间距：  ，  ，  查图可知： 20  0 . 2 0 . 2120 3 6 . 6 30 . 0 6 0 . 0 6 82 0 2 0CC       m a x 7 4 5 . 0 1 1 . 0 4 20 . 0 6 8 1 . 8 1 m / s1 . 0 4 2u    1 0. 6 1. 81 1. 09 m /su    塔径： 11 14 4 0 . 2 0 9 0 . 5 m3 . 1 4 1 . 0 9sVD u    塔径圆整： 1  塔横截面积： 221 0 . 7 8 5 0 . 6 0 . 6 0 . 2 8 m4TAD     石化装备设计综合实训总结报告 13 空塔气速： 39。 11 0 . 2 0 9 0 . 2 8 0 . 7 5 m / sSTVu A    提馏段 ： 横坐标数值： 1h2 2 2h2 2( ) 28LVLV   取板间距： 39。  ， 39。  ， 39。 39。  查图可知： 20  0 . 2 0 . 2120 3 6 . 6 30 . 0 6 0 . 0 7 32 0 2 0CC       m a x 8 4 2 . 5 7 0 . 8 9 20 . 0 7 3 2 . 2 4 m / s0 . 8 9 2u    2 0 .6 2 .2 4 1 .3 5 m /sU    塔径： 22 24 4 0 . 2 1 5 0 . 4 5 m3 . 1 4 1 . 3 5sVD u    塔径圆整： 2  塔横截面积： 222 0 . 7 8 5 0 . 6 0 . 6 0 . 2 8 m4TAD     空塔气速： 39。 22 0 . 2 1 5 0 . 2 8 0 . 7 7 m / ssTVu A    溢流装置 堰长 单溢流 D（ ） 0 .5 0 .6 0 .3 mwl    堰上高度： 230. 00 28 4 howwLhEl  (26) 溢流收缩系数： 1E 石化装备设计综合实训总结报告 14 精馏段 ： 230 .7 1 60 .0 0 2 8 4 0 .0 0 5 1 m0 .3owh    溢流堰高： 0 .0 5 0 .0 0 5 1 0 .0 4 4 9 mw l o wh h h     提馏段： 2339。 0 .6 2 30 .0 0 2 8 4 0 .0 0 4 6 m0 .3owh    溢流堰高： 39。 39。 39。 0 . 0 5 0 . 0 0 4 6 0 . 0 4 5 4 mw l o wh h h     降液管的宽度和横截面 查图得： TAA  ，  20 .0 3 0 .2 8 0 .0 0 8 4 mFA   ， 0. 07 0. 6 0. 04 2 mDW    验算降液管内停留的时间 精馏段：1 1 4 .8 4 s 5 sFThAHL  ＞，降液管可用。 提馏段： 39。 39。 2 1 7 s 5 sFThAHL  ＞，降液管可用。 降液管底隙高度 精馏段 ： 取降液管底隙流速： 0  1000 . 7 1 6 3 6 0 0 0 . 0 0 5 m0 . 3 0 . 1 3swLh lu    提馏段取降液管底隙流速： 0  20 39。 00 . 6 2 3 3 6 0 0 0 . 0 0 4 4 m0 . 3 0 . 1 3swLh lu    塔板分布、浮阀数目与排列 塔板分布 塔径  ，采用整块式塔板。 石化装备设计综合实训总结报告 15 浮阀数目与排列 精馏段 取阀功能因子： 0 12F 孔速： 001 1 v 每层塔板上浮阀数目：1 22 0 0 10 .2 0 9 150 .7 8 5 0 .0 3 9 1 1 .7 64SVNdu   取边缘区宽度：  破沫区宽度：  塔板上的鼓泡区面积 2 2 2 2 a r c s i n180a xA x R x R R   (27) 其中 ： 2 0 .6 2 0 .0 2 0 .2 8 mCR D W      ，   0 .2 2 8 m2 dsDX W W    则：  浮阀排列采用等边三角形叉排， 100mmt ，作图排得阀数 19 个。 01 20 . 2 0 9 9 . 2 m /s0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 9u  01 9 .2 1 .0 4 2 9 .4F    在 912 之内。 提馏段 ： 取阀功能因子： 39。 0 12F 孔速： 39。 002 2 sFu v 每层塔板上浮阀数目： 39。 2 22 0 0 20 .2 1 5 150 .7 8 5 0 .0 3 9 1 2 .74SVNdu  个 浮阀排列采用等边三角形叉排， 39。 100mmt  ，作图排得阀数 19 个。 39。 01 20 . 2 1 5 9 . 5 m /s0 . 7 8 5 0 . 0 3 9 1 9u ， 01 9 .2 0 .8 9。