化工原理课程设计浮阀式连续精馏塔设计Word格式.docx

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回流方式采用泡点回流，易于控制。

选择塔板类型：

选用F1浮阀塔板（重阀）。

F1浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。

浮阀塔具有的优点：

生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60—80%,而为筛板塔的120—130%）。

设计计算与论证

一.工艺计算

1.将质量分数转换成摩尔分数

24

92

2

4618

46184618

2.摩尔流量计算

Fxf二DxdBxB

D=23000kg/day=23.43kmol/h

B二D—）=23・43（O.^l-O.l—侃.67kmol/h

xF-xB0.11-0.008

0.11—0.008

F=DB=23.43162.67=186.1kmol/h

3.平均分子量

MF=46Xf18（仁Xf）=0.1146（1-0.11）18=21.08kg/kmol

MD=46Xd18（1-Xd）=0.818246（1-0.8182）18=40.91kg/kmol

Mb=46Xb18（1-Xb）=0.00846（1-0.008）18=18.224kg/kmol

（2）.最小回流比Rmh

乙醇一水气液平衡数据作x-y图：

L0

阳

0_8

0J

0.6

0.5

0.2

0.1

10

0.00.10.20-30.40.50.B0.70.80.91.0

XAxisTitle

Xd

Rmin1

=0.35

Rmin

XD-0.35

0.8182-0.35

0.35

=1.343

从对角线点a（Xd,Xd）向平衡线作切线得截距0.35

取11.3陆=1.7459

（1）.精馏段方程:

R1

0.8182

1.74591

二0.2986

1.7459

二0.6358

精馏段方程：

y=0.6358x•0.2986

（2）.提馏段方程

L=R*D=1.745923.43=40.91kmol/h

V=D（1R）=23.43（11.7459）=64.34kmol/h

q=1V二V=64.34kmol./hL二LF=40.91186.1=227.01kmol/h

提馏段方程：

1b

yxxB=3.528x-0.05554

VD

（三）•理论塔板数Nt

用cad作图法

由图得；

理论板数=20

精馏段塔板数=18

提馏段塔板数=2

进料板为第18块

（四）.塔的工艺条件及物性资料计算

1.塔顶第一块板：

X1=0.8182查表得Y=0.8325

气相MV1=0.8325X46+（1—0.8325）X18=41.31g/mol

液相ML1=0.8182X46+（1—0.8182）X18=40.91g/mol

相对挥发度a=

Y1（1-XJ

X1（1-Y）

0.8325（1-0.8182）

0.8182（1-0.8325）

=1.104

LML1

3600

40.9140.91

3600756.45

3

=0.000614m/s

MM-z-w

Wtt®

■—蚩K1掛

s/£

UJL8090=s/6>

|Z99e0=s/|OUJ>

|t7e>

9=叭

叭Fww

s/wZLOOO=s/b比6i7|/=s/|0im|2z乙乙=引

£

S/£

UJ址GO=S/g£

0£

ZO=S/|OUJ粕£

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叭b|ww

芬吐劇遞那询一蚩啊齣

s/cuJt7L90000=s/6>

|6m0=M/|OUJ>

IL60>

=a-|

LU8980000=s/6>

|9es80=M/|Oiii>

|Z9S9L=a

□書鬆習/制齣

山乙9£

0000=s/g£

99乙0=屮|0山>

1甜£

20

a書鬆曾/啊齣

LUSSL000=s/6>

|Z680L=M/|Oiii>

IL-98L=d

d

:

峯書懸

伪009£

AaIAIA

t71,090x009£

西卩0乙xt7£

P9

s/gUJ即000=Z'

696x009£

t7况*以（1/9初+lz60t7）粘009£

ial/\l（d+1）a_l

（Dx=gCx—）人

（8800-0x9000'

96"

_（9000-0x9900

10111/6^-81=81X（8000-L）+9>

x8000=19|/\|畀邈

|OLU/6mOS=8LX（8800-L）+9>

x8800=Aa|/\|畀芬

8800=aA割峯皐'

8000=aX

（疗前OO—JMl/o（X-0kX£

2.9===e（HzO-0xH79t7O（叹―）人

|OUJ/680IS=81X（HO-I）+9厂x140=dl|/\|畀邈

IOLU/6szoe=8iX（"

MO—Q+9厂XdAl/\l畀芬

沖》0=久割峯皐'

140=dX

S/eUJt7CI，90=

號卩以009£

勺009£

kAl/\IA

块板

板

液相浓度（摩尔分率）

0.11

0.008:

气相浓度（摩尔分率）

0.8325

0.4541

0.088

温度（摄氏度tC）

78.43

86.3

98.1

气相密度（Kg/m3）

1.438

0.7164

0.6014:

液相密度（Kg/m3）

756.45

894.43

959.7

表面张力（mN/m）

22.5

36

61

相对挥发度a

1.104

6.73

11.9651

气相平均分子量Mv

41.31

30.72

20.464

液相平均分子量Ml

40.91

21.08

18.224

注：

以上需要查表的数据查《传热传质过程设备设计》P222—225的附录得

（五）计算全塔效率和实际塔板数

1.粘度

塔顶ti=78.43C查得叫=0.4338mPas

进料t2=86.3C查得A=0.3823mPas

塔釜t3=98.1C查得J3=0.29mPas

平均粘度」m二37」2」3=0.3637mPa・s

查《流体力学与传热》（华南理工大学出版社）P257—附录5得。

2.计算平均相对挥发度：

am=3a1*a2*a3二31.1046.7311.965二4.46

3.计算全塔效率

ET=0.49（為叫）"

45=0.49（4.460.3637）°

245

-0.4352

Np=（Nt-1）/Et=（20-1）/0.4352=43.65

Nl二P/0.4352=18/0.438=41.36

取实际塔总板数Np=44块板，精馏段板数42块，进料板在第42块

（六）计算塔径

1.精馏段:

设定板间距Ht=0.35m,板上液层高度hL=0.05m,则HT-hL=0.3m

液气动能参数LV

Ild匕、o.5

LVX）

0.000614

0.5134

需）0.5=0.02743

C20=0.06（查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得）

CD=C20（）0.2=0.06（22:

5）0'

^0.06143

2020

JPl_PV<

756.45—1.438

umax=CDlv=0.061431.4076m/s

■V■.1.438

u=（0.6~0.8）Umax取u=0.8Umax=0.8X1.4076=1.126m/s

根据流量公式可以计算塔径，即:

D1U

40.5134=0.762m

3.141.126

将塔径圆整得：

D1=0.8m

2、提馏段：

设定板间距Ht=0.35m,板上液层高度hL=0.075m,则Ht—h_=0.275m

■LB（：

'

L）0.5

（

0.6081

959.7）0.5

0.6014）—

0.07883

C20=0.052（查《传热传质过程设备设计》P181的图4—12得）

cb=C（：

0）0.2=。

052（20）0.2=0.0656

PL-%,'

959.7-0.6014

咲=CBJ亍=°

.°

656彳_0.6014~返认

u=（0.6~0.8）Umax取U=0.6Umax=0.8X2.62=2.09m/s

D2=

4°

.6081=0.61m

3.142.09

D2=0.7m

3、塔径：

D=0.8m

由于精馏段和提馏段的塔径相等，即:

因为直径在2.2m以下的浮阀塔，一般采用溢流堰，所以此处也应该采用溢流堰。

塔截面积A=

3.140.82

4

=0.5024m2

实际空塔气速

uD=VD/At=0.5134/0.5024=1.022m/s

uB=VB/At=0.6081/0.5024=1.21m/s

（7）溢流装置设计：

主要符号说明

符号

意义与单位

lw

堰长，m

hL

塔板上的液层高度，m

hw

堰咼，m

Af

弓形降液管的面

积，m2

how

堰上液层咼度，m

d。

阀孔直径，m

ho

底隙高度，m

Ao

阀孔总面积，m2

Wd

降液管宽度，m

At

塔截面积，m2

Ht

塔板间距，m

D

塔径，m

Ws

安定区宽度，m

W

边缘区宽度，m

t

阀孔中心距，m

U0

阀孔气速，m/s

F。

气体得阀孔动能因子，kg0Ts°

_m丄5

V

气体体积流率m3/s

1、精馏段设计：

选用单溢流弓形降液管，不设进口堰

堰长lw=（0.6~0.8）D取堰长lw=0.6D=0.48m

出口堰高hw=hL-h°

w取液流收缩系数E=1先假设是平直堰，计算堰上液层高度，

2.84

1000

w

2841（0.0006143600）1

10000.48

二0.00786m

因为how-0.06m故采用平直堰

出口堰高hW=hL-hOW=0.05-0.00786=0.04214m

降液管底隙高度ho

Ld

lwU

0.480.07

=0.0183m

实际设计中ho25-30mm,故取h。

二0.025m

2、提馏段设计：

堰长LW=（0.6~0.8）D取堰长Lw=0.48m

出口堰高hW=hL-hOW取液流收缩系数

E=1

先假设是平直堰，则查图得：

E=1,

I

ow

2.84E

3_

X

1（°

0123600丄0.0123m

0.48

因为how

-0.06m故采用平直堰,

出口堰高h，W二h，L-h，OW

=0.075-0.0123=0.0627m

降液管底隙高度：

ho

Lb

0.0012

lwu0.480.1

二0.025m满足不少于20~25mm

（8）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

由lw/D=0.6，查《化工原理》下册P160图3—13

得：

Af/At=0.054Wd/D=0.105

A=0.054厲=0.0540.5024=0.02713m2

Wd=0.1050.8=0.084m

液体在降液管停留时间:

（1）精馏段：

e=AfHt=O.。

2713®

.35=1546ua3sLD0.000614

（2）提馏段：

0.027130.35

二7.91s3s

因此结构合理。

（九）塔板布置及浮阀数目以及排列

塔径》0.8m,选用整块式塔板

一般对于小塔，W4=40_70mm

溢流堰入口安定区：

Ws=40mm

根据小塔的WC可选30〜50mm大塔可选50〜75mm

边缘区宽度（无效区）％=30mm

降液管宽度：

Wd=84mm（精馏段和提馏段一样）

（1）精馏段浮阀的数目及孔间距：

对于F1型浮阀（重阀），当板上浮阀刚刚全开时，动能因数取得合适的Fo=11

Fd在9—12之间，故在此范围

F11

阀孔气速“O「.438®

7m/s

每层塔板浮阀N:

Vd

Hu。

40.5134

二0.03929.17

取N=47

因为浮阀塔在塔板鼓泡区用叉排时气液接触效果较好,

三角形叉排。

孔心距s为75〜125mm

对于单溢流塔板，鼓泡区面积

A=2x、R2-x20R2sin'

ZIL1800R

故选用叉排，对整块式塔板，采用正

x=D-（WdWs）=0.8/2-（0.0840.04）=0.276m2R=D-Wc=0.8/2-0.03=0.37m2

A=0.3664m

0.51349.17

=0.056m

按照等边三角形排列，阀孔中心距：

&

」（0.907Acccc10.90^0.3664n“

t=d0—■0.0390.095m

\A:

0.056

取t=95mm

实际排得N=49个（具体见附图）

精馏段塔板阀孔布置图如下：

由N值验算:

UoN9^7=8.796m/s49

F'

o二u0二=8.7961.438=10.55

由于计算出的F。

在9〜12之间，所以塔板的布置是合理的。

开孔率：

u二倍2°

。

=11.62%因开孔率应在4%~15之间故符合要求u08.796

（2）提馏段浮阀的数目及孔间距：

取浮阀孔动能因子

F0'

=9（因F0在9—12之间）

F0

11——

11.6054m/s

uor

理V

.0.6014

每层塔板浮阀数：

Vb

-4d0uo

=43.88

30.6081

二0.039211.6054

取N=44个

浮阀排列方式采用正三角形叉型排列

Ap=2x一R2_x20R2sinJ-

_1800R

x=D_（WdWs）=0.8/2一（0.0840.04^0.276m

R=3-Wc=0.8/2-0.03=0.37m

2c

所以Ap二0.3664m2

A—鱼一

0■

=°

.6081=0.0524m2

11.6054

0.907Ap

A

0.039

0.907一0.3664

\0.0524

-0.098m

取孔心距t=98mm

实际排得N'

=41个（具体见附图）

提馏段塔板阀孔布置图如下：

bu0N11.605444

u012.45m/s

N'

41

o二u0VT=12.45「0.6014=9.655

阀孔能动系数变化不大，仍在9—12之间

u121

10000=9.72%因开孔率在10%~14%L间故符合要求

uo12.45

塔板的流体力学验算

（一）精馏段

1.气相通过浮阀塔板的压强降hp二hc•hi•h._

a）干板阻力

U0c=1.825丿空=1.8常73.1/1.438=8.61m/s

\v

U0=8.796u°

c=8.61m/s

=0.0402m

p2

hc=5.37vU0

Lg

5.371.4388.7962

2756.459.8

b）板上充气液层阻力取；

0=0.5h=0hL=0.50.05=0.0025m

c）.液体表面张力所造成的阻力，一般很小，完全可以忽略。

hp=hph|h；

一一=0.04020.025=0.0652m

单板压强降也pp=hpRg=（he+h+hjRg=0.0652乂756.45汇9.81=483.83Pa

2.淹塔校核

需要控制的降液管液面高度Hd_（Ht'

hw），

且有Hd=hp+ha

液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.0652m

‘‘Ldr0.000614:

hd=0.153亠=0.153.=0.0004m

Qwh。

丿10.49025丿

板上液层咼度hL=0.05m

所以降液管液面高度Hd二0.06520.00040.05=0.1156m

因为乙醇一水的物系不易起泡，取=0.5

（Hthw）=0.5X（0.35+0.04214）=0.196m

因为Hd=0.1156m：

：

0.196m，所以设计结果符合要求。

3.雾沫夹带

由HT=0.35m,匚=1.438kg/m,

查《传热传质过程设备设计》P199图4--25得：

CF=0.096

因为酒精一水系统为无泡沫系统，K=1

板上液体流经长度：

Zl二D-2Wd=0.8-20.08^0.632m

鼓泡面积：

氏二A-2Af=0.5024-20.02713=0.4481m2

Vb；

——-1.36LZl

泛点率='

100%

KCFAa

+1.3^0.00061^0.632

756.45-匸438100%=53.32%：

70%

1^0.096沃0.4481

对于直径小于0.9m的塔，为了避免雾沫夹带,

应控制泛点率不超过

70%。

以上计算泛点率

在70%以下，故雾沫夹带量满足e：

10°

°

的要求。

4.塔板负荷性能图

a）极限雾沫夹带线

按泛点率

10000

对于一定的物系及一定的塔板结构，式中

P,PL,Aa,Cf,Zl,K均为已知值。

相应于e=0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数据代入上式，使得出根据此可做出负荷性能图中的雾沫夹带线。

按泛点率=70%计算如下：

V—L的关系式,

将各数据代入得雾沫夹带线：

0.04364V-0.8596^0.03011

b）液泛线

将各数代入整理得：

0.1328=0.1519V2+1062.5L2+1.632L232

上式即为精馏段液泛线方程，在操作范围内取若干L值计算

相应的V值，列表如下：

L（m3/s）

0.001

0.0015

0.002

0.0025

0.003

V（m3/s）

0.7598

0.7177

0.6757

0.6326

0.5878

c）•液相负荷上限

最大流量应保证降液管中液体停留时间不少于3-5秒

hthw（為2g

（L、

2'

2.84厂

‘3600L'

+（1+%）

1

hw+E

Jwho丿

1lw」

J

r-AfHT/L_3~5s，这里取v-4s，则

^0.002374m/s

d）气相负荷下限

对于F1型重阀，取FO=u^7=5计算，则

二doNFO

二0.0392495

4「v

4.1.438

=0.244m/s

e）液相负荷下限

取堰上液层高度h°

w二0.006m作为液相负荷的下限,精馏段采用平直堰，利用

2.84L、2/3E（—）1000lw

所以0.006二2^41（-^