毕业设计（论文）-70000吨年甲醇与水精馏装置设计.doc

i 摘要摘要 甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类 的代表物。无色、透明、高度挥发、易燃液体。略有酒精气味。分子式 c-h4-o。近年 来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有 机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工 业。由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。甲 醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。它广泛用 于有机合成、医药、农药、涂料、染料、汽车和国防等工业中。只要用于制造甲醛和 农药（杀虫剂、杀虫螨）、医药（磺胺类、合霉素类）等的原料、合成对苯二甲酸二 甲酯、甲基丙烯酸甲酯、丙烯酸甲酯的原料之一、醋酸、氯甲烷、甲胺和硫酸二甲酯 等多种有机产品。等，并用作有机物的萃取剂和酒精的变性剂等。近年来碳一化学工 业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯 和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，蒸在研究开发和工业化中。甲醇化工已成为化学 工业中一个重要的领域。 目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。随着 原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料甲醇的价格还会稳步提高。国内又 有一批甲醇项目在筹建。这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法 是至关重要的。 本设计进行 70000 吨/年甲醇水精馏装置设计，其主要内容包括对精馏装置进行 物料的衡算、塔工艺操作参数、理论塔板数及实际塔板数、精馏塔的主要结构尺寸、 塔板结构尺寸、辅助设备的计算和选型、以及设计工艺流程图、平面设备布置图和精 馏塔结构简图。 关键词：甲醇，精馏，工艺计算，设备选型，泡点进料，物料衡算 ii abstractabstract the methanol in industry, medicine, civil and so on, all have a wide range of applications, is a kind of very important raw materials. this design for 50000 tons/year methanol water distillation equipment design, the main content of rectification device materials including the calculation, tower process operation parameter and theory and the actual number of tower plate tower number, the main board of the column structure size, tower board structure size and auxiliary equipment and of the calculation of the selection, and design process flow diagram, plane equipment layout and structure of the column diagram. keywords: methanol, distillation, process calculation, equipment selection 1 目录目录 摘要.i abstract.ii 目录.1 第一章、概述第一章、概述.1 1.1 流程选择.1 1.2 技术来源 1 1.3 设计任务及要求 1 第二章、塔的工艺计算第二章、塔的工艺计算.4 2.1 塔型选择 4 2.2 操作条件的确定 4 2.2.1 操作压力.4 2.2.2 进料状态.4 2.2.3 加热方式4 2.3 有关的工艺计算 4 2.3.1 最小回流比及操作回流比的确定.5 2.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算.5 2.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量.6 2.3.4 理论塔板层数的确定.6 2.3.5 全塔效率的估算.6 2.3.6 实际塔板数 p n.7 2.4 精馏塔主要尺寸的计算.7 2.4.1 精馏段与提馏段的体积流量.7 2.4.1.1 精馏段.7 2.4.1.2 提馏段.9 2.4.2 塔径的计算.10 2.4.3 塔高的计算.12 2.5 塔板结构尺寸的确定 12 2.5.1 塔板尺寸 .12 2.5.2 弓形降液管 .14 2.5.2.1 堰高.14 2 2.5.2.2 降液管底隙高度 0 h14 2.5.2.3 进口堰高和受液盘.14 2.5.3 浮阀数目及排列.14 2.5.3.1 浮阀数目.14 2.5.3.2 排列.14 2.5.3.3 开孔区面积计算15 2.5.3.4 筛孔计算与排列15 2.6 流体力学验算.15 2.6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) p h15 2.6.1.1 干板阻力 c h15 2.6.1.2 板上充气液层阻力 1 h .16 2.6.1.3 由表面张力引起的阻力h16 2.6.2 漏液验算.16 2.6.3 液泛验算.17 2.6.4 雾沫夹带验算.17 2.6.5 液体在降液管内的停留时间18 2.7 操作性能负荷图 18 2.7.1 雾沫夹带上限线.18 2.7.2 液泛线.18 2.7.3 液相负荷上限线.20 2.7.4 液相负荷下限线.20 2.7.5 漏液线.20 2.7.6 操作性能负荷图.21 2.8 有关该浮阀塔工艺设计计算结果汇总.23 2.8 各接管尺寸的确定 25 2.8.1 进料管.25 2.8.2 釜残液出料管.25 2.8.3 回流液管.26 2.8.4 塔顶上升蒸汽管.26 2.8.5 水蒸汽进口管.26 第三章、辅助设备的计算和选型第三章、辅助设备的计算和选型.28 3.1 换热器的选型.28 3.1.1 全凝器的选型28 3.1.1.1 试算和初选换热器的规格28 3 3.1.1.2 核算压强降29 3.1.1.3 核算总的传热系数30 3.1.2 原料预热器的选型31 3.1.3 原料预热器的选型34 3.1.3.1 试算和初选换热器规格34 3.1.3.2 核算压强降35 3.1.3.3 核算总的传热系数36 3.2 贮罐的选型 37 3.2.1 原料贮罐的选型37 3.2.2 产品贮罐的选型37 3.3.3 釜液贮罐的选型.37 3.3 离心泵的选型 38 3.3.1 原料泵的选型.38 3.3.2 釜液泵的选型.38 3.3.3 产品泵的选型.38 3.4 主要设备一览表.40 致谢致谢.41 参考文献参考文献.42 第一章 概述 1 第一章、概述第一章、概述 甲醇最早是用于木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点 65， 能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和水不能形成恒沸 点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用金属镁处理，就得到 无水甲醇。甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆的溶剂和甲基化剂等。 本设计进行甲醇和水的分离，采用直径为 1.0m 的精馏塔，选取效率较高，塔板结 构简单，加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液管。 1.1 流程选择 精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、釜液冷却器和产品冷却器等设备， 原料经原料泵打入原料预热器中，加热至泡点后进入精馏塔内，塔顶采用全凝器，冷 凝后一部份进入精馏塔作为回流液，一部分采出，塔底采用低压蒸汽进行加热，为了 节约能量，我们采用釜残液对原料进行进热，再用水蒸气加热这样可以省去一部本设 备，节约了成本。 1.2 技术来源 目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算 法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。 1.3 设计任务及要求 原料：甲醇水溶液，年产量 70000 吨 甲醇含量：8%(质量分数)，原料液温度：20 设计要求：塔顶的甲醇含量不小于 90%(质量分数) 塔底的甲醇含量不大于 2%(质量分数) 表 1.1 甲醇水溶液体系的平衡数据 由水甲醇体系平衡数据： xy t/ xy t/ xy t/ 0.0000.000100.0 0.1500.51784.4 0.7000.87069.3 0.0200.13496.4 0.2000.57981.7 0.8000.91567.5 0.0400.23093.5 0.3000.66578.0 0.9000.95866.0 0.0600.30491.2 0.4000.72975.3 0.9500.97965.0 0.0800.36589.3 0.5000.77973.1 1.0001.00064.5 0.1000.41887.7 0.6000.82571.2 可得 t-x-y 平衡图： 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 2 水-甲醇体系t-x-y图 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 100.0 105.0 0.0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 x(y) t/ 图 1.1 水-甲醇平衡体系 t-x-y 物性参数 水的物性参数：m水 = 18.02 kg/kmol 表 1.2 水的物性参数 压强压强 p10-5 pa 温度温度 t 密度密度 kg/m3 比热容比热容 cp10-3 j/kgk 黏度黏度 105 pas 表面张力表面张力 103 n/m 1.010 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 999.9 999.7 998.2 995.7 992.2 988.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 4.212 4.191 4.183 4.174 4.174 4.174 4.178 4.167 4.195 4.208 4.220 178.78 130.53 100.42 80.12 65.32 54.93 46.98 40.60 35.50 31.48 28.24 75.61 74.14 72.67 71.20 69.63 67.67 66.20 64.33 62.57 60.71 58.84 甲醇的物性参数：m甲醇 = 32.00 kg/kmol 第一章 概述 3 表 1.3 甲醇的物性参数 压强压强 p10-5 pa 温度温度 t 密度密度 kg/m3 比热容比热容 cp10-3 j/kgk 黏度黏度 105 pas 表面张力表面张力 103 n/m 1.010 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 809 801 792 782 772 764 754 746 736 725 714 2.366 2.458 2.512 2.550 2.572 2.618 2.675 2.730 2.770 2.831 2.892 0.825 0.700 0.600 0.524 0.470 0.400 0.510 0.319 0.278 0.245 0.225 24.50 23.29 22.07 20.87 19.67 18.50 17.33 16.19 15.04 13.92 12.80 水蒸汽的物性参数：m水蒸汽 = 18.00 kg/kmol 表 1.4 水蒸汽的物性参数 温度温度 t 压强压强 p10-5 pa 密度密度 kg/m3 汽化潜热汽化潜热 kj/kg 100101.330.59702258.4 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 4 第二章、塔的工艺计算第二章、塔的工艺计算 2.1 塔型选择 根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 7000/（30024）=9722kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产 过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。 2.2 操作条件的确定 2.2.1 操作压力 由于甲醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操 作压力选为常压。 其中, 塔顶压力为 1.01325105pa 塔底压力为 1.01325105+70016=1.12525105pa 2.2.2 进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段 工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的 塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次 设计中采取饱和液体进料。 2.2.3 加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的 热量供应；由于甲醇水体系中，甲醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故 可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器， 并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。 2.3 有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩 尔分数。 原料液的摩尔组成： 第二章 塔的工艺计算 5 3 32 8/32 0.047 8/3292/18 ch oh f ch ohh o n x nn 3 32 2/32 0.0113 2/3298/18 ch oh w ch ohh o n x nn 3 32 90/32 0.8350 90/32 10/18 ch oh d ch ohh o n x nn 原料液的平均摩尔质 mf=0.04732+(1-0.047)18=18.658kg/mol 同理可求得：md=29.69kg/mol ,mw=18.16kg/mol 20下，原料液中 23 33 998.2/,792/ h och oh kg mkg m 由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表 2.1。 表 2 .1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称原料液馏出液釜残液 /% f x (摩尔分数) f x 摩尔质量/kg kmol 沸点温度 /t 8 0.047 18.66 92.8 90 0.8350 29.69 67.2 2 0.0113 18.16 97.99 2.3.1 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料，过点做直线交平衡线0.047 qf xx(0.047,0.047)e0.047x 于点，由点可读得 yq=0.256，因此：dd rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.8350-0.256)/(0.256-0.047)=2.77 可取操作回流比 r=1.13rmin r=2.771.13=3.132 2.3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为： f=70000000/（18.65830024）=521.08kmol/h 由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) 0 vfdw 0 0y 21.33/dkmol h 00fdw v yfxdxwx591.72/wkmol h (泡点) wllqfrdqf1q 0 91.97/vkmol h 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 6 2.3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：(1)() cvdld qrd ii 馏出液几乎是甲醇，其焓按纯甲醇来计算： qc=21.33 32 1100=7.5 105kj/h 因取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25和 35则 平均温度下的比 热，于是冷凝水流量可求：4.174/ pc ckj kg c wc= 5 21 7.5 10 17968/ ()4.174 (3525) c pc q kg h ctt 2.3.4 理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： yn+1=xn+=0.76xn+0.2021 1r r 1 d x r 提馏段操作线方程： 1 00 6.430.072659 nmwm ww yxxx vv 线方程：q0.047x 在相图中分别画出上述直线（可见于图 1） ，利用图解法可以求出yx nt=7 块(含塔釜) 其中，精馏段 5 块，提馏段 2 块。 2.3.5 全塔效率的估算 用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：o conenell 由相平衡方程式可得 1 (1) x y x (1) (1) y x x y 根据甲醇水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板) 1 0.8350 d yx 1 0.615x (加料板)0.256 f y 0.047 f x 0113 . 0 w x塔釜）(072 . 0 w y 因此可以求得： =3.168 =6.977, =6.7881fw 全塔的相对平均挥发度： =5.31m 3 1fw 3 3.168 6.977 6.788 第二章 塔的工艺计算 7 全塔的平均温度： tm=86.0 3 twtftd 3 99.9780.9220.67 在温度下查得 h2o=0.331 ch3ch2oh=0.258 m tsmpasmpa 因为 lili x 所以=0.0470.258+(1-0.047)0.331=0.328lfsmpa 全塔液体的平均粘度： smpawldflmll315 . 0 3/ )286 . 0 330 . 0 328 . 0 (3/ )( 全塔效率 0.245 0.245 1 0.49()0.4943.2% (5.31 0.315) tle 2.3.6 实际塔板数 p n 块（含搭釜）/7/0.43216pttnne 其中，精馏段的塔板数为：5/0.432=12 块 2.4 精馏塔主要尺寸的计算 2.4.1 精馏段与提馏段的体积流量 2.4.1.1 精馏段 整理精馏段的已知数据列于表 3(见下页)，由表中数据可知： mvf=0.25632+(1-0.256)18=21.58kg/kmol mlf=0.04732+(1-0.047)18=18.66kg/kmol mv1=0.835032+(1-0.8350)18=29.69kg/kmol ml1=0.61532+(1-0.615)18=26.61kg/kmol 所以精馏段平均摩尔质量： 118.6626.61 22.64/ 22 lfl lm mm mkg kmol 121.5829.69 25.64/ 22 vfv vm mm mkg kmol 精馏段平均温度： 92.8067.2 80.00 22 fd m tt tc 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 8 表 2.2 精馏段的已知数据 位置进料板塔顶(第一块板) 0.08 f x 1 0.9 d yx 质量分数 0.379 f y 1 0.740x 0.047 f x 1 0.8350 d yx 摩尔分数 0.256 f y 615 . 0 1x 66.18lfm61.26 1lm 摩尔质量/kg kmol 21.58 vf m 129.69vm 温度/92.8067.2 在平均温度下查得 23 33 971.8/,736/ h och oh kg mkg m 液相平均密度为： 32 11 lmlm lmch ohh o xx 其中，平均质量分数 0.080.74 0.41 2 lmx 所以， 3 859.00/lmkg m 精馏段的液相负荷3.132 21.3366.81/lrdkmol h 3 66.81 22.64 1.76/ 859.00 lv h lm lm lms v=v=91.97kmol/h 121.5829.69 25.64/ 22 vfv vm mm mkg kmol =0.855 vm 3 /kg m 代入式中,可计算出精馏段的汽相负荷。 3600 vm s vm vm v 3 91.97 25.64 0.74/ 36003600 0.855 vm s vm vm vms 精馏段的负荷列于表 2.3。 第二章 塔的工艺计算 9 表 2.3 精馏段的汽液相负荷 名称液相汽相 平均摩尔质量/kg kmol 22.6425.64 平均密度/ 3 /kg m 859.000.885 体积流量/ 3 /mh1.76(0.00049) 3 /ms2664.5(0.74) 3 /ms 2.4.1.2 提馏段 整理提馏段的已知数据列于表 2.4，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段 的负荷，结果列于表 2.5。 表 2.4 提馏段的已知数据 位置塔釜进料板 0.02 w x 0.08 f x 质量分数 0.121wy 0.379 f y 0113 . 0 wx 0.047 f x 摩尔分数 072 . 0 wy 0.256 f y 16.18lwm66.18 lfm摩尔质量/kg kmol 01.19vwm 21.58 vf m 温度/ 97.9992.80 表 2.5 提馏段的汽液相负荷 名称液相汽相 平均摩尔质量/kg kmol 18.4120.30 平均密度/ 3 /kg m 945.70.750 体积流量/ 3 /mh11.44(0.0032) 3 /ms2489.3(0.691) 3 /ms 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 10 2.4.2 塔径的计算 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相 等。由以上的计算结果可以知道： 汽塔的蒸汽流量： 3 0.740/s sj vvms 汽塔的液相流量： 3 0.00320.0032/sstllms 汽塔的汽相平均密度： 3 /818 . 0 2 75 . 0 885 . 0 2 mkg vtvj v 汽塔的液相平均密度： 3 /35.902 2 7 . 945859 2 mkg ltlj l 塔径可以由下面的公式给出： 4 s v d u 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。 max (0.6 0.8)uu max u max lv v uc 取塔板间距，板上液层高度，那么分离空间：0.4 t hm500.05 l hmmm 0.40.050.35 tl hhm 功能参数： 0.0032902.35 ()0.144 0.7400.818 sl sv l v 图 2.1 史密斯关联图 从史密斯关联图查得：c20=0.061，由于，需先求平均表面张力： 0.2 20( ) 20 cc 全塔平均温度，在此温度下，甲醇的c tttwfd 00.86 3 99.97 8 . 92 2 . 67 3 平均摩尔分数为，所以，液体的临界温度：224 . 0 3 0113 . 0 047 . 0 615 . 0 ktxticic617)374273()224 . 0 1 ()240273(224 . 0 设计要求条件下甲醇水溶液的表面张力 2 1 16/dyn m 平均塔温下甲醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算： 第二章 塔的工艺计算 11 ， 1.222 11 () mc mc tt tt 2 2 . 1 / 4 . 1216 25273617 00.86273617 2mdyn 所以： 0.20.2 2 20 12.4 0.0610.0559 2020 cc max 902.360.8175 0.05591.85/ 0.8175 lv v ucm s 取安全系数为 0.6 0.6 1.851.11/um s 4 0.740 0.92 3.14 1.11 dm 根据塔径系列尺寸圆整为mmd1000 此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 22 44 0.74 0.94/ 3.14 1.0 sj j v um s d 提馏段的上升蒸汽速度为： 22 44 0.691 0.88/ 3.14 1.0 st t v um s d 2.4.3 塔高的计算 塔的高度可以由下式计算： 12 (2) dtpfw zhns hshhhhh 已知实际塔板数为 n=16 块，板间距由于料液较清洁，无需经常清0.4 t hm 洗，可取每隔 8 块塔板设一个人孔，则人孔的数目 s 为： s=16/8+1=3 个 取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，0.6phm1.2 d hm2 w hm 进料板空间高度，封头高度=0.225 m，裙座高度=5 m，那么，全塔高0.5 f hm 1 h 2 h 度： 1.216230.43 0.60.5(2.00.225)514.7zm 2.5 塔板结构尺寸的确定 2.5.1 塔板尺寸 因塔径 d1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 取ws=ws= 0.05m, wc=0.035m 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 12 查得 mdlw60 . 0 0 . 160 . 0 60 . 0 第二章 塔的工艺计算 13 图 2.2 弓形降液管的参数图 查弓形降液管的参数图，得 0.0580 f t a a 138.0 d wd 故 2 046 . 0 785 . 0 0580 . 0 0580 . 0 maatf 0.1380.138 1.00.138 d wdm 依式验算液体在降液管中停留时间，即 t 3600 f h a h l 验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 0.046 0.4 37.555 0.00049 ft sj ah s l 液体在提馏段降液管内的停留时间 0.046 0.4 5.755 0.0032 ft st ah s l 故降液管设计合理。 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 14 2.5.2 弓形降液管 2.5.2.1 堰高 采用平直堰，堰高 wlow hhh 取，则 1 50,10 ow hmm hmm50 1040 w hmm 2.5.2.2 降液管底隙高度 0 h 若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速 0 10hmm 25mm 为 精馏段： 0 0 0.00049 0.082/ 0.60 0.010 sj w l um s l h 提馏段： 0 0 0.0032 0.21/ 0.60 0.025 st w l um s l h 的一般经验数值为 0 u0.07 0.25/m s 2.5.2.3 进口堰高和受液盘 选用凹形受液盘，深度。50 1040 w hmm 2.5.3 浮阀数目及排列 采用碳钢板，取利孔直径。3mmmmd5 0 2.5.3.1 浮阀数目 浮阀数目 0 2 0 4 ud v n s 气体通过阀孔时的速度 0 v f u 取动能因数，那么，11f smu/17.12 8175 . 0 11 2/1 0 2.5.3.2 排列 因为 d 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为 3 块，故采用等 腰三角形叉排。 边缘区宽度确定 取, wc=0.035mws=ws= 0.05m 第二章 塔的工艺计算 15 2.5.3.3 开孔区面积计算 开孔区面积按式计算 a a 2 221 2sin 180 a rx ax rx r 其中 mww d x sd 312 . 0 )05 . 0 138 . 0 ( 2 0 . 1 )( 2 mw d r c 465 . 0 035 . 0 2 0 . 1 2 故 21 2 22 537. 0 465. 0 312. 0 sin 180 465 . 0 312 . 0 465 . 0 312 . 0 2maa 2.5.3.4 筛孔计算与排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取利孔直径3mmmmd5 0 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 mmdt15533 0 筛孔数目 n 为 个 0 22 1.1551.155 0.573 2941 0.015 a n t 开孔率为 % 1 . 10 015 . 0 005 . 0 907 . 0 907 . 0 22 0 t d 开孔率在 10%14%之间，满足要求。 2.6 流体力学验算 2.6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) p h 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) 1pc hhhh 2.6.1.1 干板阻力 c h 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为。 oc u 气体通过阀孔的气速为 精馏段： 0 0 0.74 13.64/ 0.101 0.537 s v um s a 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 16 提馏段： 0 0 0.691 12.74/ 0.101 0.537 s v um s a （1）精馏段： smu vj c /23.11 885 . 0 1 . 73 1 . 73 825 . 1 825 . 1 0 0 13.64/um s 因为 c uu 00 所以 0.1750.175 0 (13.64) 19.919.90.0366 859 c lj u hm （2）提馏段： smu vt c / 3 . 12 75 . 0 1 . 73 1 . 73 825 . 1 825 . 1 0 因为 00c uu 0 12.74/um s 所以 0.1750.175 0 (12.74) 19.919.90.0328 945.7 c lt u hm 2.6.1.2 板上充气液层阻力 1 h 取板上液层充气程度因数，那么：0.5 1 0.5 0.050.025 l hhm 2.6.1.3 由表面张力引起的阻力h 由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以： （1）精馏段：0.03660.0250.06160.0616 859 9.81519.1 p hmpa （2）提馏段：0.03280.0250.05780.0578 945.7 9.81536.2 p hmpa 2.6.2 漏液验算 对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 0,min u vll hhcu /)13. 00056. 0(4 . 4 0min, 0 4.4 0.559 (0.00560.13 0.060.0035) 859/0.885 7.62/m s 实际孔速 00,min 13.64/um su 稳定系数为 第二章 塔的工艺计算 17 0 0,min 13.64 1.791.5 7.62 u k u 可见也不会产生过量漏液。 2.6.3 液泛验算 溢流管内的清液层高度 dpdl hhhhh 因为本设计不设置进口堰高，所以=0.153()2 d h 0 u 精馏段:=0.1530.0822=0.00103 m d h 提馏段:=0.1530. 212=0.00675m d h （1）精馏段：mhmh lp 05 . 0 ,060 . 0 0.0600.050.001030.11103 d hm 为防止液泛，通常，取校正系数，则有：() dtw hhh0.5 ()0.5 (0.40.04)0.220 tw hhm 可见，即不会产生液泛。() dtw hhh （2）提馏段：mhmh lp 05 . 0 ,0562 . 0 0.05620.050.006750.11295 d hm 为防止液泛，通常，取校正系数，则有：() dtw hhh0.5 ()0.5 (0.40.04)0.220 tw hhm 可见，即不会产生液泛。() dtw hhh 2.6.4 雾沫夹带验算 泛点率= 1.36 100% v ssl lv fb vl z kc a 查得物性系数，泛点负荷系数（精馏段：cf=0.092 提馏段：cf=0.089）1.0k 21.02 0.1380.724 l zdwdm 2 20.7852 0.0460.693 btf aaam （1）精馏段： 泛点率= 0.885 0.7401.36 0.00049 0.724 8590.885 100%45.2%70% 1.0 0.092 0.693 可见，雾沫夹带在允许的范围之内 （2）提馏段： 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 18 泛点率= 0.750 0.6911.36 0.0032 0.724 945.70.750 100%69.8%70% 1.0 0.089 0.693 可见，雾沫夹带在允许的范围之内 2.6.5 液体在降液管内的停留时间 （1）精馏段： 0.046 0.4 37.555 0.00049 ft sj ah s l （2）提馏段： 0.046 0.4 5.755 0.0032 ft st ah s l 2.7 操作性能负荷图 2.7.1 雾沫夹带上限线 取泛点率为 70%代入泛点率计算式，有： （1）精馏段： 0.885 1.36 1.36 0.724 8590.885 0.7 1.0 0.092 0.693 v j ssl ss ljvj fb vl z vl kc a 整理可得雾沫夹带上限方程为： 1.38930.6 ss vl （2）提馏段： 0.75 1.36 1.36 0.724 945.70.75 0.7 1.0 0.089 0.693 vt ssl ss ltvt fb vlz vl kc a 整理可得雾沫夹带上限方程为： 1.49934.2 ss vl 2.7.2 液泛线 （1）精馏段： 令 () dtw hhh 由 11 ; dpldpcllwow hhhh hhhhhh hhh 第二章 塔的工艺计算 19 联立得 (1)(1) twowcd hhhhhh 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得h ow h s l d h s l c h s v 222/3 sss vbcldl 式中 2 0 0 0.051 () () v l a c (1) tw bhh 2 0 0.153/() w cl h 32/3 3600 2.84 10(1)() w de l 将有关的数据代入，得 2 0.0510.885 0.050 (0.101 0.573 0.559)859 a 0 (1)0.5 0.4(0.5 1 0.5) 0.040.16 tw bhh 2 0.153 4250 (0.60 0.010) c 022 33 11 10.6671 0.51 0.6671.406 0.60 w de l 故 222/3 s 0.050.164250l1.406 ss vl （2）提馏段： 令 () dtw hhh 由 11 ; dpldpcllwow hhhh hhhhhh hhh 联立得 (1)(1) twowcd hhhhhh 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得h ow h s l d h s l c h s v 222/3 sss vbc ld l 式中 2 0 0 0.051 () () v l a c (1) tw bhh 2 0 0.153/() w cl h 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 20 32/3 3600 2.84 10(1)() w de l 将有关的数据代入，得 2 0.0510.75 0.04 (0.101 0.535 0.559)945.7 a 0 (1)0.5 0.4(0.5 1 0.5) 0.040.16 tw bhh 2 0.153 680 (0.60 0.025) c 022 33 11 10.6671 0.51 0.6671.406 0.60 w de l 故 0.04v2s=0.16-680 ls2- 2/3 1.406 s l 2.7.3 液相负荷上限线 取，那么3s 3 max 0.046 0.4 0.00613/ 33 ft s a h lms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 2.7.4 液相负荷下限线 取代入的计算式：0.004 ow hm ow h004. 01 1000 84 . 2 32 min w s l l 整理可得：smhmls/000223 . 0 /8023 . 0 33 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 2.7.5 漏液线 取动能因数 0 5f （1）精馏段： 由 = 0,min vll hhcu /)13. 00056 . 0 (4 . 4 0min, 0 第二章 塔的工艺计算 21 ,min 0 s v a lwow hhh = ow h 2/3 2.84 () 1000 h w l e l 得 4.4 2/3 ,min00 2.84 0.00560.13()/ 1000 h swlv w l vc aheh l =4.4 0.559 0.101 0.537 2/3 36002.84 0.00560.0130.05061 ()0.0035859/0.00049 10000.6 s l 整理得 2/3 ,min 0.133 286.0184834.6 ss vl 代入数据即可作出精馏段漏液线 （2） 提馏段 由 = 0,min vll hhcu /)13. 00056 . 0 (4 . 4 0min, 0 ,min 0 s v a lwow hhh = ow h 2/3 2.84 () 1000 h w l e l 得 4.4 2/3 ,min00 2.84 0.00560.13()/ 1000 h swlv w l vc aheh l =4.4 0.559 0.101 0.537 2/3 36002.84 0.00560.0130.04511 ()0.0048945.7/0.75 10000.6 s l 整理得 2/3 ,min 0.133 326805 ss vl 在操作数据内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下 s l s v 代入数据即可作出精馏段漏液线 广东石油化工学院专科毕业（设计）论文：70000 吨/年甲醇水精馏装置设计 22 2.7.6 操作性能负荷图 （1）精馏段： 由以上各线的方程式，可画出精馏段性能负荷图（可见于图 2.3） 。 精精馏馏段段负负荷荷性性能能图图 0 0.5 1 1.5 2 2.5 3 00.002 0.004 0.006 0.008 0.01 ls vs 过量液沫夹带线 溢流液泛线 液相上限线 漏液线 液相下限线 操作线 图 2.3 精馏段性能负荷图 根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点p(0.00035，0.510)在正常的操作范围 内。连接op作出操作线，由图可知，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液线控 制。由图可读得： 33 maxmin 1.324/ ,0.406/ ss vms vms 所以，塔的操作弹性为1.324 0.4063.26 （2）提馏段： 由以上各线的方程式，可画出提馏段性能负荷图（可见于图 2.4） 。 第二章 塔的工艺计算 23 提提馏馏段段负负荷荷性性能能图图 0 0.5 1 1.5 2 2.5 3 00.0050.01 ls vs 过量液沫夹带线 溢流液泛线 液相上限线 漏液线 液相下限线 操作线 图 2.4 提馏段性能负荷图 根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点p(0.0023，0.474)在正常的操作范围 内。连接op作出操作