年产5.5万吨甲醇水溶液精馏装置工艺设计 毕业论文.doc

专 科 毕 业 论 文 （ 设 计 ） 题目： 年产 5.5 万吨甲醇水溶液精馏装置工艺设计 学生姓名 学 号 指导教师 院 系 专 业 应用化工技术 年 级 2012 1 诚信声明 本人郑重声明：本人所呈交的毕业论文（设计） ，是在导师的指导 下独立进行研究所取得的成果。毕业论文（设计）中凡引用他人已经发 表或未发表的成果、数据、观点等，均已明确注明出处。除文中已经注 明引用的内容外，不包含任何其他个人或集体已经发表或在网上发表的 论文。 特此声明。 论文作者签名： 日 期： 年 月 日 2 毕业设计(论文)任务书 设计题目：年产 5.5 万吨甲醇水精馏装置工艺设计 函授站：陕西函授站 学生姓名：张恩智 指导老师：刘明丽 1 设计的主要任务及目标： 设计筛板式精馏塔，通过该装置的设计，使学生在熟练掌握专业知识 的基础上能够将理论应用到实际的生产中去，从而培养学生理论联系实际以 及独立设计、创新的能力。 撰写设计计算书 一份；主体设备装配图 1 张，工艺流程图 1 套 原料为甲醇水混合物，其中： 甲醇含量为 50%（质量分率，下同） 塔顶产品中甲醇含量不低于 94% 塔釜残液中甲醇含量不高于 0.01% 进料温度为泡点，年开工时间 330 天 2 设计的基本要求和内容： （1） 完成塔设备主体部分的燃料衡算与主要设备设计计算； （2） 画出塔设备的装配图； （3） 画出带控制点的工艺流程图； 3 主要参考文献： 1 谭天恩.化工原理(第二版)下册m.北京：化学工业出版社， 1998：132156 2 匡国柱.化工单元过程及设备课程及设计（第二版）m.北京：化学 工业出版社.2007：193236 3 编委会.化工工艺手册m.北京：化工工业出版社.1994：203264 4 进度安排： 序号 设计（论文）各阶段名称 起止日期 1 下达任务书及设计要求 4 月 22 日4 月 23 号 2 撰写开题报告 4 月 23 日4 月 25 号 3 查找资料明确设计目的及基要求 4 月 26 日5 月 2 号 4 设计计算 5 月 3 日5 月 14 号 5 绘制设备图 5 月 15 日5 月 20 号 6 编写论文 5 月 21 日6 月 15 号 7 后期修改 6 月 15 日6 月 17 号 3 目录 一 综 述 .6 1.1 精馏 6 1.1.1 精馏的含义 6 1.1.2 精馏的原理 6 1.2 相和相平衡 7 1.3 精馏的分类 7 1.3.1 精馏的分类方式 7 1.3.2 间歇精馏 7 1.3.3 连续精馏 8 1.3.4 减压精馏及其应用 8 1.3.5 加压精馏及其应用 8 1.3.6 常压精馏 8 1.3.7 恒沸精馏 9 1.3.8 萃取精馏 9 1.4 常用精馏塔的结构形式 9 1.4.1 板式塔 .10 1.4.3 怎样合理地选择精馏塔的操作条件 .12 1.4 甲醇的性质及用途 .12 二 甲醇精馏塔的工艺计算 13 2.1 原始数据 .13 2.2 物料衡算关键组分 .13 2.2.1 摩尔分率计算 13 2.2.2 平均摩尔质量 .13 2.2.3 物料衡算 .13 2.3 塔板的计算 .14 2.3.1 水，甲醇属理想物系，可采用图解法求理论塔板层数。 .14 2.3.2 最小回流比及操作回流比 .14 2.3.3 求操作线方程 .14 2.3.4 全塔效率估算 .14 2.3.5 用逐板计算法求理论塔板层数和实际塔板数 .15 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据 .16 2.4.1 操作温度的计算 .16 2.4.2 操作压力的计算 .16 2.4.3 平均摩尔质量计算 .16 2.4.4 平均密度计算 .17 2.4.5 液相平均表面张力 .18 2.4.6 液相平均黏度计算 .18 2.5 精馏段塔体工艺计算 .19 2.5.1 精馏段塔经计算 .19 2.5.2 溢流装置计算 .20 2.5.3 塔板布置 .21 2.6 精馏段流体力学验算 .21 4 2.6.1 塔板压降 21 2.6.2 液沫夹带、漏液、液泛的验证 .22 2.7 提馏段塔体工艺计算 .23 2.7.1 提馏段塔径计算 23 2.7.2 溢流装置计算 .24 2.7.3 塔板布置 .25 2.8 提馏段流体力学验算 .26 2.8.1 塔板压降 .26 2.8.2 液沫夹带、漏液、液泛的验证 .27 三 塔板符合性能图 .28 3.1 精馏段 .28 3.1.1 漏液线 .28 3.1.2 液沫夹带线 28 3.1.3 液相负荷下限线 .29 3.1.4 液相负荷上限线 .29 3.1.5 液泛线 29 3.2 提馏段 .30 3.2.1 漏液线 .31 3.2.2 液沫夹带线 .31 3.2.3 液相负荷下限线 .32 3.2.4 液相负荷上限线 .32 3.2.5 液泛线 .32 四 辅助设备 .34 4.1 塔高 .34 4.2 设计结果汇总表 .34 结 论 36 参考文献 .37 符号说明 .38 致谢 40 5 摘要 甲醇是重要的化工基础原料，广泛应用于有机合成、染料、医药、农药、涂料、 交通和国防等工业中。除合成氨之外，甲醇是唯一由煤经气化和天然气经重整大规 模合成的化学品，是一碳化工的基础产品和有机化工原料。甲醇又是固体煤或气体 天然气转化成的液体清洁燃料，便于储存和运输，是重要的能源载体。这种既可用 于生产高附加值化工产品，又可用作车用替代燃料的特点，使甲醇成为近年来煤化 工和天然气化工发展的主要产物，同时也使甲醇化学和甲醇化工的发展成为化学工 业与能源工业的一个重要领域。 关键词：水 、 甲醇 、 精馏塔 西北大学毕业设计论文 一 综 述 1.1 精馏 1.1.1 精馏的含义 一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用 最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。 把液体混合物进行多次部分气化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合 物分离成为所要求组分的操作过程称为精馏。 1.1.2 精馏的原理 为什么把液体混合物进行多次部分气化同时又多次部分冷凝，就能分离 为纯或比较纯的组分呢？由于液体混合物中所含组分的沸点不同，当其在一定 温度下部分气化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而 液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了汽液两相的组成。当对部分气化 所得的蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓 度较气相高，而未冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样多次地进行 部分气化和部分冷凝，将最终在液相中留下基本上是高沸点，在气相中留下基 本是低沸点组分。由此可见，部分气化和部分冷凝，都使汽液相的组成发生了 变化，多次部分气化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯的或 比较纯的组分。 塔内所发生的传质、传热过程如下：（1）汽液两相进行热的交换利 用部分气化所得气体混合物中的热来加热部分冷凝所得的液体混合物；（2） 气、液两相在热交换过程中同时进行质的交换。温度较低的液体混合物被温度 较高的气体混合物加热而部分汽化。此时，因挥发能力的差异，低沸点组分比 高沸点组分挥发的多，结果表现为低沸点组分从液相转入气相，气相中易挥发 组分增浓；同理，温度较高的气体混合物，因加热了温度较低的液体混合物， 而使自己部分冷凝，同样因为挥发能力的差异，使高沸点组分从气相转入液相， 液相中难挥发组分增浓。精馏塔是由若干塔板组成的，塔的最上部称为塔顶， 塔的最下部称为塔釜。一块塔板只进行一次部分气化和部分冷凝，塔板数越多， 部分气化和部分冷凝的次数就越多，分离效果就越好。 通过整个精馏过程，最终由塔顶得到的易挥发组分（塔顶馏出物） 。塔釜得 7 到的基本上是难挥发组分。 1.2 相和相平衡 相就是指在系统中具有相同物理性质和化学性质的均匀部分，不同相之间， 往往有一个相界面，把不同的相分别开。如，水和冰混合在一起，水为液相， 冰为固相；空气为多种气体的混合物，只具有一相；糖溶解在水里形成糖水， 形成均匀一相，若糖有不溶解的，就形成为两相。 在一定的温度和压力下，如果物料系统中存在两个和两个以上的相，物 料在各相的相对量以及物料中各组分在各相中的浓度不随时间变化，我们称系 统处于平衡状态。平衡时，物质还是在不停的运动，但是，各相的量和各组分 在各相的浓度不随时间变化，当条件改变时，将建立起新的相平衡，因此相平 衡是运动的、相对的，而不是静止的、绝对的。 1.3 精馏的分类 1.3.1 精馏的分类方式 精馏可以从三个角度去分类。 第一、按精馏操作的方式的不同，间歇精馏和连续精馏。 第二、按精馏操作的条件（如压力）不同，可分为加压精馏、常压精馏、 减压精馏等。 第三、按精馏分离原理的不同，可分为一般精馏和特殊精馏。特殊精馏又 包括恒沸精馏、萃取精馏、水蒸汽蒸馏及分子蒸馏等。 1.3.2 间歇精馏 间歇精馏就是将处理的物料一次加入精馏塔釜内，然后加热进行精馏， 直到塔顶和塔釜产品不符合要求为止。排出残余的物料后，再装入一批物料进 行精馏。其精馏塔没有提馏段和精馏段之分。 操作时，釜液经间接加热至沸腾，釜中产生的蒸气上升到精馏塔内，在此 进行热的交换和质的交换。塔内上升的蒸气从塔顶引致分凝器；分凝器所得冷 凝液的一部分再引致塔顶部的塔板，作为回流；而未冷凝的蒸气及另一部分冷 凝液则进入冷凝冷却器，在其中使蒸气全部冷凝，并使馏出液冷却至一定温度 进入贮槽，若需要获得不同沸点范围的馏出液时，则应装置若干个贮槽，按沸 8 点范围的不同分别收集。 1.3.3 连续精馏 连续精馏指的是精馏操作连续进行、连续采出。连续精馏的塔一般一般是 由精馏段和提馏段组成，此两段是以进料板为分界，进料板以上的部分为进料 段，进料板以下的部分为提馏段（包括进料板） 。但是少数的连续精馏塔，他 们或者只有精馏段而无提馏段，或者只有提馏段而无精馏段。 操作时，原料液经换热器换热到指定的温度，从提馏段的最上一层塔板 （即进料板）加入塔内。如果液体进料，则物料在该板与精馏段的回流液汇合， 然后逐层下流至塔釜。在逐层下降的同时就从液体中不断蒸出了易挥发（低沸 点）组分，从而使下流至塔釜的液态含有较多的难挥发组分（高沸点） 。把塔 釜液的一部分连续引至贮槽；另一部分送至塔底部的蒸发釜（再沸器）加热气 化。蒸发釜中产生的蒸气自塔底逐层上升，使蒸气中易挥发组分逐渐增浓，然 后进入塔顶分凝器。一部分蒸气在分凝器中冷凝，所得的液体送回塔顶作为回 流；其余部分蒸气或者作为气相产品直接引出，或者进入冷凝冷却器，将未冷 凝的蒸气全部冷凝，冷凝液流至产品贮槽。 这种把原料液不断地加入塔内，又从塔顶和塔釜连续不断地采出的过程， 就称为连续精馏。 1.3.4 减压精馏及其应用 在减压（低于一个大气压）下进行分离混合物的精馏叫做减压精馏。 减压下，纯物质的沸点较正常压力下要低。减压精馏，就是借助降低系 统压力，使混合液的泡点下降，在较低压力下沸腾，以达到降低精馏操作的温 度。不言而喻，减压精馏适用于高沸点物质的混合物，以及在高温下精馏会引 起物质的聚合或分解变质的混合物。 1.3.5 加压精馏及其应用 指塔顶压力高于大气压力下操作的精馏过程叫加压精馏。 加压精馏常用于被分离混合物沸点较低情况下，如在常温常压下混合物为 气态的物料。如从烃类裂解气中分离出甲烷、氢的精馏。 1.3.6 常压精馏 在大气压（常压）下操作的精馏过程叫常压精如果被分离的混合物在常压 下有较大的相对挥发度，并且塔顶物料可以用水来冷凝冷却，塔釜物料可以用 9 水蒸汽来加热，这时应采用常压精馏。例如乙醇和甲醇的提纯。 1.3.7 恒沸精馏 在被分离的物系中加入共沸剂（或称共沸组分） ，该共沸剂必须能和物系 中一个或几个组分形成具有最低沸点的恒沸物，以致于使需要分离的几种物质 间的沸点差（或相对挥发度）增大。在精馏时，共沸组分能以恒沸物的形式从 精馏塔顶蒸出，工业上把这种操作称为恒沸精馏。 恒沸精馏的过程中，所加入的共沸组分必须从塔顶蒸出，而后冷凝分离， 循环使用。因而恒沸精馏消耗的能量较多。 1.3.8 萃取精馏 在被分离的混合物中加入萃取剂，萃取剂的存在能使被分离混合物的组 分间的相对挥发度增大。精馏时，其在各板上基本保持恒定的浓度，而且从精 馏塔的塔釜排除，这样的操作称为萃取精馏。 萃取剂的选择原则： （1）萃取剂的选择性要大。被分离组分在萃取剂中相对挥发度的大小称 为萃取剂的选择性。被分离组分在萃取剂中相对挥发度增大的多，分离就容易， 也就是选择的萃取剂选择性大。选择性是选择萃取剂最主要的依据。因为选择 性的大小也就是决定了被分离组分中轻重关键组分分离的难易程度。因此塔板 数的多少、回流比的大小也与它有密切的关系。 （2）萃取剂对被分离组分的溶解度要大，这样塔板上的液体才能形成均 相，不会分层。 （3）萃取剂的沸点应比被分离组分的沸点高的多，否则萃取剂易从塔顶 挥发损失掉。 （4）热稳定性、化学稳定性要好，无毒性，不腐蚀设备。 （5）回收容易价格易得。 1.4 常用精馏塔的结构形式 对精馏过程来说，精馏设备是使过程得以进行的重要条件。性能良好的精 馏设备，为精馏过程的进行创造了良好的条件。它直接影响到生产装置的产品 质量、生产能力、产品的收率、消耗定额、三废处理以及环境保护等方面。 常用的精馏塔型式有填料塔和板式塔，填料塔有拉西环填料塔、鲍尔环填 料塔、鞍型填料塔、波纹填料塔、丝网填料塔、丝网波纹填料塔等。丝网波纹 10 填料塔因其在保持高传质效率的前提下，降低了造价，也越来越受到青睐。对 于甲醇来说予塔采用这种塔型的为数不少。 无论采用哪种塔都必须以下共同的要求： （1）具有适宜的流体力学条件，达到汽液两相的良好接触。 （2）结构简单，制造成本低，安装检修方便。在使用过程中耐吹冲，局 部的损坏影响范围小。 （3）要求有较高的分离效率和较大的处理量，同时要求在宽广的汽液负 荷范围内塔板效率高而且稳定。 （4）蒸气通过塔的阻力小，压降小。 （5）塔的操作稳定可靠，反应灵敏，调节方便。 1.4.1 板式塔 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和 按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收,有些类 型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时 （以气液系统为例） ，液体在重力作用下,自上而下依次流过各层塔板,至塔底 排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块 塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触 传质。 工业上最早出现的板式塔是筛板塔和泡罩塔。筛板塔出现于 1830 年，很长一 段时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自 1854 年应用于工业生产以后，很快得到板式塔，直到 20 世纪 50 年代初，它始 终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构 复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量 的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开 发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50 年代起，筛板塔迅速 发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易， 结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊 场合外，已不再新建。60 年代以后,石油化工的生产规模不断扩大,大型塔的直 径已超过 10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔 板不断出现，已有数十种。 11 （一）板式塔的操作特性 各种塔板只有在一定的气液流量范围内操作，才能保证气液两相有效接触，从 而得到较好的传质效果。可用塔板负荷性能图（图 1）来表示塔板正常操作时 气液流量的范围，图中的几条边线所表示的气液流量限度为：漏液线。气体 流量低于此限时，液体经开孔大量泄漏。过量雾沫夹带线。气体流量高于此 限时，雾沫夹带量超过允许值，会使板效率显著下降。液流下限线。若液体 流量过小，则溢流堰上的液层高度不足，会影响液流的均匀分布，致使板效率 降低。液流上限线。液体流量太大时，液体在降液管内停留时间过短,液相 夹带的气泡来不及分离,会造成气相返混，板效率降低。液泛线。气液流量 超过此线时，引起降液管液泛，使塔的正常操作受到破坏。 如果塔板的正常操作范围大，对气液负荷变化的适应性好，就称这些塔板的操 作弹性大。浮阀塔和泡罩塔的操作弹性较大，筛板塔稍差。这三种塔型在正常 范围内操作的板效率大致相同。 （二）板式塔的工业要求 工业生产对塔板的要求主要是： 通过能力要大，即单位塔截面能处理的气液流量大。 塔板效率要高。 塔板压力降要低。 操作弹性要大。 结构简单，易于制造。在这些要求中，对于要求产品纯度高的分离操作， 12 首先应考虑高效率；对于处理量大的一般性分离（如原油蒸馏等） ，主要是考 虑通过能力大。 1.4.3 怎样合理地选择精馏塔的操作条件 精馏塔的操作条件主要是指温度、压力。一般地说，主要根据物料的性质， 原料的组成，对产品纯度的要求，设备材料的来源，工厂生产的规模等具体情 况，选择合理的操作条件。例如对于各组分间相对挥发度相差较大的混合物采 用一般精馏；对于相对挥发度接近，甚至相等的混合物，采用萃取精馏或恒沸 精馏；对沸点高的混合物，采用减压精馏或水蒸气蒸馏；对于沸点低的混合物， 采用加压精馏，以适当提高冷凝温度等。 1.4 甲醇的性质及用途 甲醇是一种透明、无色、易燃、有毒的液体，略带酒精味。甲醇又名： 木醇，木酒精；其理化性质为：无色、透明、高度挥发、易燃液体。熔点- 97.8。沸点 64.5。闪点 12.22。自燃点 463.89。蒸气密度 1.11。蒸 气压 13.33kpa(100mmhg 21.2)。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮、卤代烃和许 多其他有机溶剂相混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。 甲醇的主要用途：基本有机原料之一。主要广泛应用于精细化工，塑料， 医药，林产品加工等领域的基本有机化工原料，可开发出 100 多种高附加值化 工产品，尤其深加工后作为一种新型清洁燃料和加入汽油掺烧，其发展前景越 来越广阔。目前甲醇主要下游产品为甲醛、醋酸、甲醇汽油、二甲醚等乙醇分 子是由乙基和羟基两部分组成，可以看成是乙烷分子中的一个氢原子被羟基取 代的产物，也可以看成是水分子中的一个氢原子被乙基取代的产物。乙醇分子 中的碳氧键和氢氧键比较容易断裂。 13 二 甲醇精馏塔的工艺计算 9 2.1 原始数据 表 2-1， 原始数据 物料名称 进料组成（质量分数%） 塔顶组成（质量分数%） 塔釜组成（质量分数%） 甲醇 50% 94% 0.01% 水 50% 6% 99.9% 操作压力 ： 10.325apkp 年生产能力：5.5 万吨甲醇 年开工 ：7920 小时 进料方式 ：泡点进料 2.2 物料衡算关键组分 10 按双组份确定关键组分；挥发度高的乙醇作为轻关键组分在塔顶采出；挥 发度低的水作为重关键组分在塔釜采出。 计算每小时塔底产量，每年的操作时间为 7920计算。 每小时塔全产为 5.0792064./dkmolh 2.2.1 摩尔分率计算 甲醇的摩尔质量 ： 3./mkgl甲 水的摩尔质量 ： 1802o水 5.4=0.36+3182fnx甲甲 水 9904d甲甲 水 .32=0.5319.18wnx甲甲 水 2.2.2 平均摩尔质量 )ffmxm甲 水（ 1-0.362.40.36218.3.07/l kgmol（ ） 941.89.023.614/dd kgmol 甲 水（ （ ）)()8ww甲 水（ - 2.2.3 物料衡算 (1)0.362fx0.891dx0.5931wx 塔顶产品处理量 94.26.4/3kmolh 总物料衡算 (2) 14 (3)fdwxx 联立 (1)、(2)、(3)式 解得： 92.6518/kmolh 2.3 塔板的计算 2.3.1 水，甲醇属理想物系，可采用图解法求理论塔板层数。 （1）.由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据，绘出 x-y 图，见图 5-19. （2）.采用作图法求最小回流比，在图 5-19 中对角线上，自点 e（0.2424,0.2424）作垂 线 ef 即为进料线（q）线该线与平衡线的交点坐标为： 0.75qy0.36qx 2.3.2 最小回流比及操作回流比 最小回流比为 min.891.75.dqxry 取操作回流比为 i20 2.3.3 求操作线方程 精馏塔的汽、液相负荷 1.526.852.983/rdkmolh 647.29/vl l0.4/kolh 精馏段操作线方程 （2-3）1dryx0.527.46 1. 提馏段操作线方程 （2- wlx 4） 0.76921.yx 2.3.4 全塔效率估算 用奥康奈尔（ ）对全塔效率进行估算;ocnel 由相平衡方程式 可得 （2-5）1()xy1yx 15 根据甲醇、水体系的相平衡数据可以查得： （塔顶第一块板）0.891dyx0.958x （加料版）36f7 .5w .1wy塔 釜 因此可以求得： 72.048fdw=410 ， =.86 ， 全塔的相对平均挥发度： 3.29mfw 全塔的平均温度： 7dtt c 在温度下查得相应黏度及用公式 计算所得黏度如下表lgllilix 表 2-3， 溶液黏度与温度 t（） x （2hompas ） （32cho ）s液（ ）mpas 76.6 0.3600 0.3450 1.2563 0.994 66 0.8981 0.3732 0.2623 0.9986 98.8 0.00005930 0.2838 0.1979 0.9987 全塔液体的平均粘度： ()/3(87)/3.98lmfldw pas 全塔效率 （2-6）0.245 0.2451.9() 1%(6.489.)tle 2.3.5 用逐板计算法求理论塔板层数和实际塔板数 采用逐板计算法求理论塔板层数 总理论塔板数 （包括再沸器） 。7tn块 从塔顶向下进料板 3f块 提馏段实际塔板数 te 由以上计算知全塔效率 1% 则： 实际塔板数： 720.3n块 精馏段实际塔板层数： 10.精 块 提馏段实际塔板层数： 4提 块 实际进料位置从塔顶向下第 11 块进料。 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物 性数据 11 16 2.4.1 操作温度的计算 根据甲醇、水 taxi 的相平衡数据可以查得： 塔顶温度 进料温度 塔釜温度6dt76.ft98.6wt 精馏段平均温度： 1.32mt c 提馏段平均温度： .987 2.4.2 操作压力的计算 塔顶压力：， 假设取每层塔板压降：10.3dapk0.8apk 塔底压强： 1.07321.wtpnp 进料板压强： 4f气 精馏段平均压强： 06.22fdjmpa 提馏段平均压强： wt kp 2.4.3 平均摩尔质量计算 由 1.3.4 全塔效率计算中可得： 塔顶相对挥发度： 2.59d 塔釜相对挥发度： 1478w 塔顶平均摩尔质量计算 由 10.89dxy (2-7)11()dx 解得 1.72x0830.614/vdm kgmol.5(5)58l 进料液平均摩尔质量计算 .6fx 0.7132.4(071).27.3/vfm kgol6.80l 塔釜平均摩尔质量计算 由 .59wx （2-8）11()wxy 解得： 0.1y0.5932.04.593824/lwm kgmol 17 0.132.4(10.)8.21.6/vwm kgmol 精馏段平均摩尔质量 (.67.85)9.3/m kgol26l 提馏段平均摩尔质量 (18.67.35).98/vm kgmol 0242041lm 2.4.4 平均密度计算 汽相平均密度计算 由参考资料 28 页式（1-3）可得： （2-9）pmrt 精馏段汽相平均密度： 3105.3291.075/84(7)mvv kgm 提馏段汽相平均密度 ： .8./6m 液相平均密度计算 由设计参考资料可查得 表 2-4， 甲醇、混合物密度 66 76.6 98.8 甲醇 94 50 0.01 水 0.8062 0.9156 0.7917 由式子 （2-10）1imlx 精馏段液相平均密度 395.680.2.9/lmkg 提馏段液相平均密度 39/2lmkgm 2.4.5 液相平均表面张力 由设计参考资料可查得 表 2-5，甲醇、水表面张力 66 76.6 98.8温 度物 质 温 度物 质 18 甲醇 17.9 17.1 14.8 水 65.4 63.54 58.01 液相平均表面张力依下式计算 （2-11） lmix 塔顶液相平均表面张力： 0.8917.01965.42.703/ldm n 进料板液相平均表面张力： .362.3f 塔釜液相平力: 0.5914.809758.01.7/lwm mn 精馏段液相平均表面张力： /lm 提馏段液相平均表面张力: 4.758.01.86/l 2.4.6 液相平均黏度计算 由设计参考资料可查得 表 2-6, 甲醇、水相对黏度 66 76.6 98.8 甲醇 0.2623 0.2363 0.198 水 0.654 0.635 0.580 液相平均黏度依照下式计算 (2-12)lgllmiiux 塔顶液相平均黏度： l0.891(.263)0.19g(.654)d 解得： lmpa 塔釜液相平均黏度： lg.5lg(.)(.3)l(0.8)lwu 解得： 08m 进料板液相平均黏度： l.362l(.3)0.69lg(.5)lf 解得： 45mupa 精馏段液相平均黏度： 0.872l mpa 提馏段液相平均黏度： .45.0.513lmu 温 度物 质 19 2.5 精馏段塔体工艺计算 13 2.5.1 精馏段塔经计算 精馏段汽、液相体积流率 (2-13)360vmsm24/15s (2-14)360lms 查设计资料取板间距为 450mm 22.9837.260.5/ms (2-15)0.51tslvghc 式中： 33/tslvhmskgg负 荷 系 数塔 板 间 距 ,下 降 液 体 的 体 积 流 量 ，上 升 蒸 汽 的 体 积 流 量 ，液 相 密 度 ，汽 相 密 度 ，重 力 加 速 度 ， 精馏段符合： 0.59.81045.16123.6.7c 最大空塔汽速： (2-maxlvc860.975. .08/ms 16) 实际气速： max(0.68) 取： a 则： .31.49 塔经 d 的计算： (2-17)0.785v d塔径，m 气体体积流量，sv3/s 20 空塔气速，u/ms3.7841.60.7859vdm 根据塔经系列尺寸圆整为 d=1.8 塔截面积： 222.54a 实际空塔气速： 3.1487/5stvus 2.5.2 溢流装置计算 1314 因塔经 需选用单溢流弓形降液，采用平直堰。1.3dm （）堰长度：由化工设计手册表查得 108wlm （）溢流堰高：采用平直堰 h (2-18)o 查设计资料， 可依参考资料用弗兰西斯公式计算：owh (2-19)23.84()10sowwlhl 液体体积流量sl3/ms 液体收缩系数e 其中液流收缩系数 e=1 2323.84.84360.4()10.16108sowwlh ml 可取板上清液层高度 6 则： .6.wm (3)弓形降液管宽度 与降液管的面积dfa 由 (2-20)0.wld 查设计参考资料图得 (2-21)0.58%ft (2-22)12dwd 0.476fam.6d （4）验算液体在降液管中停留时间 (2-23)3.80.451.fthhsl 故降液管设计合理。 （5）降液管底隙高度 0 由设计参考资料得式 21 (2-24)0036hwllu 取液体通过降液管底隙的流速 （液体通过底隙时的流速一般.7/ums 取 ）0.725/ms004.9361.8hwll.4.4wh大 于n 取 进口堰高=出口堰高0 2.5.3 塔板布置 13 （1）取 .065sm0.35cm （2）开孔区面积计算 对单溢流塔板设计参考资料 (2-25)2210sin8a xaxrr1.3()(6.5).32dsdxw0.5crm 故，计算 aa221sin8a xxr210.690.65sin2=4m (4)筛孔计算及排序 所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直。 05dm 筛孔按正三角排列，取中心距： 02.5.12.td 筛孔数目为： 221.94381aant 个 开孔率为： 022.05.97().7()%1.5dt 气体通过筛孔的气速为： 03.983.4/14sovumsa 2.6 精馏段流体力学验算 14 2.6.1 塔板压降 (1)干板阻力 的计算ch 22 由式 (2-26) 20.51vcluh 进行计算 由， 查图得051.673d0.72c 故： 液柱0.1946chm （2）液体通过耶层阻力 计算1 气体通过液层的阻力由 (2-27)lh 计算 3.7841.578/2506satfvumsa1/2201()fkgn 查得， 所以液柱.59 9.34lh （3）液体表面张力的阻力 的计算 液柱 3044.750.2861.lh mgd （4）气体通过每层塔板的液柱高度 可用下式计算ph 液柱39.581pch （5）气体通过每层塔板的单板压降 0.586.81.60.l aapgp 2.6.2 液沫夹带、漏液、液泛的验证 （1）精馏段雾沫夹带量 的验算。ve 由参考资料得： (2-28) 3.265.710avltfuhh 雾沫夹带量，kg 液体/kg 气体ve 液相表面张力， 。/mn 液层上部的有效塔截面气体器速度， 。au /ms 塔板间距， 。th 踏板上 鼓泡层高度， 。fh 代表液沫夹带量，一般规定 kg 液体/kg。ve 0.1ve 代表塔板上的鼓泡层高度，m；设计经验 。f 2.5lfh2.5010avltfueh 23 3.2635.710.578441.20.3270kgkg气 所以本设计液沫夹带量在允许范围内。 （2）漏液 对于筛板塔，漏液点空速： 00min4.(.56.13)/llvuch (2-29) 860.9.7206.32175965/s 实际空塔气速： 00min13.489.5/uus 筛板是稳定性系数： .1.6k 所以在本设计中没有明显漏液。 （3）液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 取安()dtwhh 全系数 。0.5 则： ().(045.16)0.25twhhm 而 ，板上不设进口堰：pldd.8,.plhh 可由下式计算：d 2240.3().081du0.851.67491.6 则： dtwh 故在本设计中不会发生液泛现象。 (4)气泡夹带 3dfshasl 本设计气泡夹带在充许范围内 2.7 提馏段塔体工艺计算 2.7.1 提馏段塔径计算 提馏段汽、液相体积流率计算： (2-30) 360vmsvm 3/75s 24 (2-31) 360lmsm 3149/ 取塔板间距为 450mm 提馏段符合公式： (2-32)0.512tslvghcv 提馏段符合： 0.59.8045.173.61. 最大空塔气速： (2-33)maxlvc 实际空塔气速： max853.6070.173.46 取： maxa(.)62.48 则： 以式计算： (2-34)0.785svd3.61.428m 按标准塔径圆整： 1.m 塔截面积以式计算： 实际空塔气速以式计算： /254stvsa 2.7.2 溢流装置计算 塔径圆整 需要选用单溢流弓形降液管，采用平直堰。1.2dm （）由参考资料查得 80wl （）溢流堰高度 h 依式： 计算wlo 25 依参考资料查得弗兰西斯公式计算 (2-35)23.84()10sowwlhl 液体体积流量sl3/ms 液体收缩系数e e 近似取 1。 2323.84.84360.95()10.808sowwlh ml 取板上清液层高度 6 则： .5.m （）弓形降液管宽度 与降液管的面积dfa 由参考资料查得弓形降液管管宽 ，降液管面积354dw20.48fa （）验算液体在降液管中的停留时间 (2-36)16m 故降液管设计合理。 （5）降液管底隙高度 0h 由设计参考资料得式 (2-37)0036hwllu 取液体通过降液管底隙的流速 （液体通过底隙时的流速一般 取 ）0.725/ms0.950.124368hwllu14w 特殊情况 则应取00wh 2.7.3 塔板布置 （1）取 .65sm.35cm （2）开孔区面积计算 对单溢流塔板设计参考资料 (2-38)2210sin8a xaxrr1.()(36.5).72dsdxw80.5crm 故，可计算 aa221212sin80.690.619.50.69.sin885=4a xxrm (4)筛孔计算 26 所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直。 05dm 筛孔按正三角排列，取中心距 0td 筛孔数目为： 个1.9438.aan 开孔率为： 02297()7()0%14.515t 气体通过筛孔的气速为： 03.68.3/145sovumsa 2.8 提馏段流体力学验算 20 2.8.1 塔板压降 (1)干板阻力 依式(2-26)计算ch 由式 (2-39) 20.51vclu 进行计算 由， 查图得051.673d0.72 故 液柱1385.50.1486chm （2）液体通过耶层阻力 计算1 气体通过液层的阻力由式子(2-27)， 计算1lh3.8.53/2540satfvusa11/2207()fkgnm 由充气系数 与 关联图查得板上液层充气系数查得a 0.9 所以液柱： 1.96.354lh （3）液体表面张力的阻力 的计算 （液柱） 30452.80.136.lhgd （4）气体通过每层塔板的液柱高度 可用下式计算ph 液柱14.0.53()pc m （5）气体通过每层塔板的单板压降 0.538.691.8lpa aphgp 2.8.2 液沫夹带、漏液、液泛的验证 （1）精馏段液沫夹带量 的验算，以式（2-28）计算ve 27 代表液沫夹带量，kg 液体/kg 气体；一般规定 kg 液体/kgve 0.1ve 代表塔板上的鼓泡层高度，m；设计经验 。fh 25lfh2.506.1 (2-40) 3.65.710avltfueh3.263529710.50.kgkg气 所以本设计液沫夹带量在允许范围内。 （2）漏液 对于筛板塔，漏液点空速 (2-42) 00min4.(.56.13)/llvuch 853.6720.60171./s 实际空塔气速： 00min31.5/uus 筛板是稳定性系数： .3.672k 所以在本设计中没有明显漏液。 （3）液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 取安()dtwhh 全系数 。0.5 则： ().(045.)0.248twhhm 而 ，板上不设进口堰，pldd.3,.6plhh 可由下式计算：d 220.15()1053du.hm 则： dtwh 故在本设计中不会发生液泛现象。 (4)气泡夹带 0.15.483.21=9dfsasl 本设计气泡夹带在充许范围内 三 塔板符合性能图 19 28 3.1 精馏段 3.1.1 漏液线 以式： （3-1）00min4.(.56.13)/llvuch ,iisvalowh23.810howhel 23,min0 .844450.13/0hs wlvwvcahel 取 e=101.5%.9.28aa,min 2340731460. 860.9 8175s sl 整理得： 2/3,min0.9386.45.9s sv 在操作范围内任意取及个 值，依据上式计算出相应的 值列于表slsv 表 3-1， ,ssv3,sl 0.005 0.0095 0.0185 0.0275,sv 0.835 1.002 1.098 1.174 由上表可以做出漏液线 1 3.1.2 液沫夹带线 以 为线求0.1vekg液 气 svl （3-2） 3.2657vtfualhh 液沫夹带量，vekg液 气 塔板上鼓泡层高度，fhm 式中： 0.4172.54.8ssatfvua2.5.()lf owh03whm 29 2 23 32/360602.84.841.7161.s sow swllhel 2/32/3.5.994tf ssh263/370417014.1sv svel 整理得： 2/25s s 在操作范围内任意取几个 值，以上式算出相应的 值列于下表s sv 表 3-2， 3,ssl3,sl 0.0005 0.0095 0.0185 0.0275,sv 2.608 2.017 1.632 1.307 依表中数据在 图中作出液沫夹带线 2sl 3.1.3 液相负荷下限线 取平直堰、堰上液层高度 作为液相负荷下限条件，取 、0.6owhm1e m0.8wl 则 （3-3） 2 23 360.84.84110.h sowwllhel 得: 233,min.6./slms 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 3.1.4 液相负荷上限线 取液体在降液管 中停留时间为 4 秒，由下式： (3-3)4ftsahl (3-4)305.180.7/ftslms 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。 3.1.5 液泛线 令： ()dtwhh 由： ， ， ，pld1pch1lhwowh 联立得： owcd 近似取 e=1， 0.8wl 忽略 将 与 ， 与 ， 与 的关系式代入上式，并整理得：hosldslsv 30 (3-5)22/3ssavbcld 式中： 022023.51().3.846(1)vltwwwaacbhhldel 将有关数据代入得： 20.51.075.21869.734a().3b20.15.83c2 23 3.460.8460()(10.59)18wdel 将有关数据代入式得： 2 22/5s ssvl 在操作范围内任意取几个 值，依上式计算出相应的 。slv 表 3-3， ,ss3,sl 0.0005 0.0095 0.0185 0.0275,sv 3.673 2.9069 1.6701 1.3025 由上表数据可做出液泛线 5。 在符合性能图上做操作点 a，连接 oa 作操作线，由图知该筛板操作上线为 液泛，控制下限为漏液控制。 3.max2.41/ss.in086v 所以操作弹性为： .maxin2.41.7608sv 3.2 提馏段 3.2.1 漏液线 以式： (3-6)00min4.(.56.13)/llvuch,i0in0sva 31 lowh23.8410howel 23,min0 .84560.13/0hs wlvwvcahel 取 e=1 014.5%2aa.lm,min 2307381460. 853.6.6. .01.87s sl 整理得： 2/3,min0.9382.4.7s sv 在操作范围内任意取及个 值，依据上式计算出相应的 值列于表slsv 表 3-4， ,ssv3,sl 0.0005 0.0095 0.0185 0.0275,sv 0.944 1.129 1.235 1.310 由上表可以做出漏液线 1 3.2.2 液沫夹带线 以 为线求0.1vekg液 气 svl (3-7)