甲醇水精馏装置设计说明书

1、海南大学化学工程与工艺专业化工单元设备设计说明书题 目：甲醇一水精馏装置设计设计小组 成员（学号）：年 级：指导教师： 完成日期：化工单元设备设计任务书 15甲醇 - 水精馏装置设计一、设计题目试设计一座 甲醇水连续精馏装置 ,要求年产纯度为 95%的甲醇 17000 吨,塔底馏出 液中含甲醇不得高于 2%,原料液含甲醇 45%（ 以上均为质量百分数 ）。设计条件一） 精馏塔1）塔顶压力4KPa （表）2）进料热状态自选（3）回流比自选（4）塔底加热蒸汽压力 0.3MPa （表）单板压降 0.7KPa6）全塔效率ET=52%7）塔板类型筛板或浮阀塔板（ F1 型）二）换热器配置于精馏装置中的预

2、热器 冷凝器 冷却器 再沸器等选一设计（1）加热介质一一饱和水蒸汽0.3MPa （绝）;（2）冷却介质一一冷却循环水，进口温度30T，出温度40C；（3）换热器允许压降105Pa；（ 4）换热器类型标准型列管式或板式换热器。三、工作日每年工作 300 天，每天 24 小时连续运行。四、生产厂址海南洋浦工业开发区 五、设计内容一）选择合适的精馏塔（ 1 ）精馏塔的物料衡算；（2）塔板数的确定；（3）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4）精馏塔的塔体工艺尺寸的计算；（5）塔板的主要工艺尺寸的计算；（6）塔板的流体力学验算与塔板负荷性能图；（7）精馏塔接管尺寸计算；（8）绘制精馏装置工艺流程图

3、；（9）绘制精馏塔设计条件图；（10）对设计过程的评述和有关问题讨论。（二）选择合适的换热的（1）确定设计方案 选择换热器类型；流动空间及流速的确定。（2）确定物性数据（3）估算传热面积（4）工艺结构尺寸（5）换热器核算（6）绘制换热器设计示意图；（7）对换热器设计过程的评述和有关问题讨论。六、编写设计说明书（一）封面（二）目录（三）总论（四）装置流程： 装置流程图与流程叙述（五）换热器设计（六）精馏塔设计（七）设计评述与小结（八）设计绘图精馏装置工艺流程图；精馏塔设计条件图；换热器设计示意图九）参考文献甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书目录第一章绪论11.1甲醇的介绍11.2化工原理课程设

4、计的目的和要求 11.3精馏操作对塔设备的要求 11.4板式塔类型 21.5精馏塔的工作原理和工艺流程说明 21.6精馏塔的设计步骤 3第二章总体设计方案的确定42.1操作条件的确定42.2确定设计方案的原则5第三章塔板的工艺计算63.1精馏塔的物料衡算63.2塔板数的确定73.3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算 93.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 133.5塔板主要工艺尺寸的计算16第四章 塔板的流体力学的验算 194.1塔板压降194.2液面落差214.3液沫夹带214.4漏液214.5液泛224.6塔板负荷性能图23第五章塔附件设计295.1换热器设计 295.2 产品贮罐的设计及选型

5、 355.3馏塔接管尺寸的计算365.4塔的总体高度设计375.3泵的设计及选型37第六章总结40附录41参考文献41甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书第一章绪论1.1甲醇的介绍甲醇，又称“木醇”或“木精”，是最简单的饱和一元醇。甲醇用途广泛，是基础 的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、 氯甲烷、硫二甲酯等多种有机产物，也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后 可作为新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇和氨反应可以制造一甲胺。因此，甲醇的 生产具有很大的市场及经济价值。我国经济的快速发展，国内甲醇产量虽然在稳步增加，但是需求量也大大增加，使 得我国

6、甲醇市场供需严重失调。而由于收到国外低价甲醇进军中国的冲击，更加加重了 我国市场的供需矛盾。近年来，我国采取了多种政策，使得我国甲醇产量有所上升。在 2010年，我国也成为全球主要的甲醇消费市场，也成为世界第一大甲醇生产国。1.2化工原理课程设计的目的和要求课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养综合运用本门课程及 有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起 着培养独立工作能力的重要作用。1.3精馏操作对塔设备的要求为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：(1) 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或

7、液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能 在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(3) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗， 从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的 真空度，最终破坏物系的操作。(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(6) 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，不同的塔型各有某些独特的优点， 设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选

8、型。1.4板式塔类型在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中， 气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目 的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代 表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世 纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握， 没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经 过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10

9、.5%，板效率提高产量15%左右； 而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少 40%左 右；安装容易，也便于清理检修。然而筛板塔也存在着一些缺点：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀；（2）操作弹性较小（约23）；（3）小孔筛板容易堵塞。本次设计就是针对水甲醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备 的选型。1.5精馏塔的工作原理和工艺流程说明精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸气由塔底进入， 与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发 （低沸点）组分不断地向蒸气中 转移，蒸气中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降

10、液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥 发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。 由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔 中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸 发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。精馏原理蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化，利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，a的特性，实现分离目的的单元操作 连续精馏塔装置流程如图1.1所示：原料液自塔中部的适当位置加入塔内，塔顶冷凝器将上升的蒸汽冷凝成液体，其中 一部分作为塔顶产品（馏出液）采出，另一部分引入塔顶作为“回

11、流液”，在塔板上建立液层。塔的底部装有再沸器（塔釜），加热液体产生蒸气回流到塔底，再沿塔上升。 加料口将精馏塔分成两段，上段为精馏段，加料口以下为提馏段。在精馏段的各层塔板 上，气相与液相密切接触，在温度差和组成差的存在下（传热、传质推动力），气相进行部分冷凝，使其中部分难挥发组分转入液相；同时，气相冷凝时释放的潜热使液体部 分汽化，部分易挥发组分转入气相中。经过每层塔板后，净的结果是气相中易挥发组分 的含量增高，液相中难挥发组分增浓。只要精馏段有足够的塔板层数，在塔顶即可获得 指定纯度的易挥发组分产品。同理，只要提馏段有足够的塔板层数，在塔底可得到高纯 度的难挥发组分产品。从以上分析可知，为

12、达到混合液的高纯度分离，除了精馏塔具有 足够层数塔板以外，还必须从塔顶引入“回流液”和从塔底产生上升蒸气流，易建立气 液两相体系。因此，塔顶液相回流和塔底上升蒸气流是精馏过程连续进行的必要条件。“回流”是精馏与普通蒸馏的本质区别。1.6精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：（1） 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主 要设备型式及其材质的选取等进行论述。（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。（3）塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸等， 并画出塔的操作性能图。（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。（5）抄写说明书。（6

13、）绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。5第二章总体设计方案的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指 标。本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预加热器至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采 用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至 储罐。该物系属易分离系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1操作条件的确定2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、

14、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物 料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利 于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要 使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当 物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提 高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后, 便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能 量消耗。2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的

15、联系。在实际的生产中 进料状态有多种，本设计选择的进料方式是泡点进料。但一般都将料液预热到泡点或接 近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制， 不致受季节气温的影响。 此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。一般蒸馏塔釜残液中的主 要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点是可 以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，但是由于直接蒸汽加热的加入，对釜内溶 液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相 应降低，要在精馏段增

16、加塔板以达到生产要求。根据任务书的要求，对于本次任务采用 间接蒸汽加热更为简单，方便。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量使生产达到技术上最先进、经济上 最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点:(1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳 定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应 的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行 调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中 安

17、装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其 次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通 过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当 地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷 却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小， 即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因

18、此在设计时，是否合理利用热能，采用哪 种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费 用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水 的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些， 以节省传热面积。(3) 保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。 又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破 坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则 应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，

19、而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章塔板的工艺计算3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率表3.1甲醇-水相关物性参数表项目分子式摩尔质量M沸点/C甲醇ACHaOH32.0464.5水BH2O18.02100甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为：18.02kg/kmolXf0.45/ 32.04 0.55/18.0231.51%Xd0.95/32.0491.44%0.95/32.04 0.05/18.02x W0.02/32.041.135%3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量塔顶产品相对原子质量：Md 32.04 0.9144 18.

20、02 (1 0.9144)30.84kg/mol原料液相对原子质量：Mf 32.04 32.04 (1-0.3151) 18.0222.43kg/kmol塔底产品相对原子质量:M W 0.01135 32.04 (1-0.01135)18.0218.18kg/h3.1.3物料衡算进料量：D 17000t/a317000 10300 24kg/h 2361.1kg/h2400kg / h 77.8kmol/hF W DFx fw Dx dF=231.30kmol/hW=153.5kmol/h甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书9塔顶易挥发组分回收率为:塔底难挥发组分回收率为:FXf100%97.

21、61%W(1-xw)F (1-Xf)100%95.80%3.2塔板数的确定3.2.1理论板数的求取图3.1图解法求解回流比采用图解法求解，由图3.1得：纵截距为0.5803Rmin0.9144-0.5803Rmin 10.9144Rmin0.5757取操作回流比为:R 2Rm.0.5757 21.15143.2.2精馏塔的气液相负荷L R D 1.15 77.8 89.47kmol/hV L D 89.47 77.8 167.27kmol/hL L F 89.47 231.3 320.77kmol/hV V-(1-q) F V 167.27kmol / h3.2.3操作线方程精馏段操作线：y

22、x止 0.5349x 0.4253R 1 R 1提馏段操作线：y x-WXw 1.918x-0.01042V V3.2.4图解法求理论板数图3.2塔板的求解简图根据3.2所示，可求得结果为:总理论塔板数NT为9块（包括再沸器） 进料板位置NF为自塔顶数起第6块325实际板层数的求取精馏段实际塔板数：N精6/52% 12块提馏段实际塔板数：N提3/52% 6块3.3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力：pD 101.3 4105.3kPa设每层塔压降：p 0.7kPa （一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力：Pf 105.3 0

23、.7 12 113.7kPa精馏段平均压力：pm （105.3 113.7）/2 109.5kPa塔釜板压力：pW 105.3 0.7 18 117.9kPa提馏段平均压力：pm （117.9 113.7）/2 115.8kPa3.3.2操作温度计算由气液相图（如3.3）得：甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书1530.84kg / kmol图3.3气液相图塔顶温度：tD 66.01 C进料板温度：tF 76.57 C塔底温度：所以，精馏段平均温度：tm(66.0176.57)/271.29 C提馏段平均温度：tm(98.5876.57)/287.58 C3.3.3平均摩尔质量的计算1.塔顶平

24、均摩尔质量计算由Xd y10.9144查平衡曲线（图3.3)得 x10.8700M VDm0.9144 32.04 (1-0.9144) 18.0230.22kg/kmol0.8700 32.04 (1-0.8700) 18.022. 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（如3.2）得Xf 0.2609M VFm0.6557 32.04 (1 0.6557)18.0227.21kg/kmolyF 0.6557M LFm 0.260932.04(1-0.2609)18.0221.68kg/kmol3. 塔底平均摩尔质量计算 查平衡曲线（3.3）得x W 0.007196y W 0.03879ML

25、Wm 0.007196 32.04 (1-0.007196 18.02 18.12kg/kmolMVWm 0.03879 32.04 (1-0.03879 18.02 18.56kg/mol4. 精馏段平均摩尔质量MVm (30.84 27.21)/2 29.03kg/kmolMLm (30.22 21.68)/2 25.95kg/kmol5. 提馏段平均摩尔质量M m=(21.68+18.12)/2=19.90kg/molM vm=(27.21 + 18.56)/2=19.56kg/mol334平均密度计算1. 精馏段平均密度的计算I 气相由理想气体状态方程得Vm p m M Vm / RT

26、 m n 液相31.110kg/m3109.5 29.038.314 (273.15 71.29)wiA塔顶液相平均密度的计算查手册可得：t=20C时：A 0.791g/m3tD=66.01C时：p B=980.5kg/m 3由经验公式 (20 c-0.0011) 1-f (t-20) 1 0.000036 (t-20)其中 f=0.0016 得 A 0.7490g/cm3749.0kg/m3所以:LDmWAWB13757.9kg/m 0.950.05749.0980.5B进料板平均密度的计算由 tD=76.57 C 查手册得：b 974.2kg/m3由上述经验公式得：a 0.7396g/cm

27、3 739.6kg/m3进料板液相的质量分率:a a=(0.2609 X 32.04)/(0.2609 X 32.04+ (1-0.2609 )x 18.02)=0.3856 p LFm=1/(0.3856/739.6+ ( 1-0.3856) /974.2)=868.01kg/m 3 精馏段液相平均密度为：p Lm=(757.9+868.01)/2=812.96 kg/m2提馏段平均密度的计算I气相时，由理想气体状态方程得VmpmM Vm /RTm115.8 19.568.314 (273.15 98.58)0.7329kg/m提馏段平均密度 Lm (868.01 955.7)/2 911.

28、9kg/m由tD=66.01C查手册得LWmx W A (1-x W)b 58.6024mN/m由上述经验公式得：3A 719.9kg/m塔底液相的质量分率：0.007196 32.04A0.012720.007196 32.04 (1-0.007196)18.0213LWm 0.012721-0.01272955.7kg/m719.9959.8II液相 查手册得：时 b 959.8kg/m333.3.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算即(T Lm=刀 Xi CT i1. 塔顶液相平均表面张力的计算A 16.6384mN/m B 65.0372mN/mLDm x1 A (1-

29、x-i) B 20.7814mN/m2. 进料板液相平均表面张力的计算由tF=76.57C查手册得A 15.4626mN/m B 63.3064mN/mLFM xF A (1 -xF)B 50.8240mN/m3. 塔底液相平均表面张力的计算由tw=98.58C查得A 12.8144mN/mB 58.9343mN/ m精馏段液相平均表面张力甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书提馏段液相平均表面张力屛LFmLWm 50.8240 58.602454.7132mN/m2 23.3.6液体平均粘度计算LmLDmLFm220.7814 50.8240235.8072mN/m液相平均粘度依下式计算即lg

30、Lm=E xilgi1. 塔顶液相平均粘度的计算查手册得 tD 66.01 C 时 A 0.2959mPa s B 0.4313mPa s得 lg i LDm=0.9144lg(0.2959)+ (1-0.9144) lg(0.4313) =-0.511 LDm=0.3056mPa.s2. 进料板平均粘度的计算由tF=76.57C查手册得1 A=0.282mPa.s1 B=0.3738mPa.slg i LFm=0.2609lg(0.282)+ (1-0.2609) lg(0.3738)=-0.461 LFm=0.3473mPa.s精馏段平均粘度1 Lm=(0.3056+0.3473)/2=0

31、.3265mPa.s3. 塔底液相平均粘度的计算由tW=98.58C查手册得1 A=0.228mPa.s1 B=0.2828mPa.slg 1 LWm=0.007196lg(0.228)+ (1-0.007196) lg(0.2828) =-0.551 LWm=0.2824mPa.s提馏段平均粘度1 Lm=(0.2824+0.3473)/2=0.3149mPa.s3.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算3.4.1塔径的计算1.精馏段气、液相体积流率为VS=VMVm/3600 p Vm=(167.27X 29.03)/(3600X 1.110)=1.2152nf/s Ls=LM Lm/3600p Lm=

32、(89.47X 25.95)/(3600X 812.96)=0.0007933n?/s1 1丄)0.0007933( 8佗96) 仃7 2 Vs( V 1.2152 ( 1.110取塔板间距Ht 0.45m，板上液层高度hL 0.06mHt -hL 0.45-0.060.39m由史密斯图（3.4）查得 C200.08由 C C20( L)0.2 得 C 0.08(35.8072/20)0.2 0.08988 20由 UmaxCJ 得V VUmax 0.08988严.96-1.1!0 2.431m/s 1.11021得）（2）1.702n/s图3.4史密斯图D4 1.21523.14 1.702

33、取安全系数为0.7,则空塔气速为 u 0.7Umax 0.7 2.4310.96m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为 AtD2 0.785m24实际空塔气速为 u Vs/At 1.2152/0.785 1.548m/su/u max 1.548/2.4310.6368 （安全系数在充许的范围内，符全设计要求）2. 提馏段气、液相体积流率为V =V Mvm/3600 p m=(167.27X 19.56)/(3600X 0.7329)=1.2401nf/sL=LMLm/3600p m=(320.77X 19.90)/(3600X 911.9)=0.001944n?/sLsVm0.00194

34、4( 911.9 )1.2401( 0.7329)0.05315取塔板间距Ht 0.45m，板上液层高度hL 0.06mHt -hL 0.45-0.060.39m查史密斯图得C200.084由 C C20l)02 得 C 0.084 (54.7132/20)0.2 0.102720maxUmax 0.1027911.9-0.73290.7329D4 1.24013.14 2.1733.621m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为u 0.6u max 0.6 3.621 2.173m/s0.85m按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At -D20.785m24实际空塔气速为 u Vs/AT

35、1.2401/0.7851.580m/su/u max 1.580/3.6210.43633.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效咼度为Z精（N精-1） Ht （12 1） 0.45 4.95m提馏段有效高度为Z提（N提-1） Ht （6-1 0.45 2.25m在进料板上方开一个人孔，其高度为 0.8 m故精馏塔有效高度为 Z=Z精+Z提+0.8=4.95+2.25+0.8=8m3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算因塔径 D=1.0m,所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（此种溢流方 式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使

36、用。）各项计算如下：1. 溢流堰高度的计算（1）精馏段A堰长I w可取 lw=0.7D=0.7mB溢流堰高度hw由 hw=hL how选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直 形溢流堰板。）堰上层液高度how由弗兰西公式计算，即2h ow284 E（ b）3 1000（ Iw）近似取E= 1.0 （根据设计经验，取E=1时所引起的误差，能满足工程设计要 求2 2则how284 匚（Lh）3 2.84（O.OO。7933 3600）0 007249m1000（ Iw 1000（0.7取板上清液层高度hL=0.06 m故 hW hL-hOW 0.06-0.0072490.

37、05275m提馏段A堰长lw可取 lw=0.7D=0.7mB溢流堰高度hw由 hw=hL 一 how选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直 形溢流堰板。）堰上层液高度how由弗兰西公式计算，即hw2.84 匚（Lh）31000（ Iw0-7O.aO-事IMS得 Af/AT=0.095图3.5弓形降液管参数图Wd/D=0.15m所以 Af 0.0950.78520.07458 m001求）近似取E= 1.0 （根据设计经验，取E=1时所引起的误差，能满足工程设计要，则 how2 22.84 Lh；32.84/ 0.001944 3600、3E （亠）3-（）30.01

38、318m1000lw10000.7取板上清液层高度hL=0.06 m故 h W hL - h OW0.06-0.014610.04539m2.弓形降液管的宽度Wd和截面积Af因为lW=0.7m07 0 7查弓形降液管参数图（如下图）D 1.0Wd=0.15 X.0=0.15m3600AfHT35依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即A、精馏段：3600 0.07458 0.4542.31s 5s故降液管设计合理。0.0007933 3600B、提馏段：3600 0.074580.4517.55s 5s故降液管设计合理。0.0019443600Lh3. 降液管底隙高度ho降液管底隙高度依下式计

39、算：h。S3600l wUq取 uo=0.08m/s (根据经验，一般取 uo=O.O7O.25m/s)精馏段：h0 O.。007933 3600 0.01417m3600 0.7 0.08hw-hg 0.05275-0.014170.03858m0.006m，故降液管底隙高度设计合理。提馏段：h00.001944 36000.03471m3600 0.7 0.08hW-h00.04539-0.034710.01068m0.006m故降液管底隙高度设计合理。3.5.2塔板布置1. 塔板的分块因为D= 1000mm，所以选择采用分块式，塔板查表可知分为三块板。2. 边缘区宽度确定溢流堰前的安定区

40、宽度：Ws=Ws=70mm ,边缘区宽度：Wc=35mm3 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下面式子计算，则有222 r -1 x 、Aa 2(x、r -xsin -180 r精馏段：其中 xD-(Wd Ws)1.0/20.15 0.07)0.28m2r= D/2 - Wc-=1.0/2-0.035=0.465mAa 2(0.28 一 0.4652 -0.28223.14 0.465. -1 0.28、sin 一0.46518020.6275m本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取利孔直径d0 5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t 3d035 15mm筛孔数目n为1.155A

41、0t21.155 0.62750.01523222 个开孔率为220.907 虫0.907 000510.1%t0.015甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书气体通过阀孔的气速为精馏段：VsU0 A01.215219.17m/s0.101 0.6275vs1.2401提馏段：u。s19.57m/sA0.101 0.6275第四章塔板的流体力学的验算4.1塔板压降4.1.1干板阻力hc计算:精馏段：图4.1干筛孔得流量系数图干板阻力hc由式hc 0.051(Uo)2(工)计算,并取do/ S = 5/3=1.67，可查干筛孔 coLm得流量系数图得，co=0.80所以 hc 0.051 (191

42、7)2(丄!血)0.03998m液柱0.8812.96提馏段：由精馏段计算步骤可得hc 0.051(1957)2(07329)0.02453m液柱0.8911.94.1.2气体通过液层的阻力h及h|气体通过液层的阻力hl由公式VsA t - A f1.21520.785-0.074581.7105m/s4.2充气系数关联图丘 ua 一V 1.7105 .1.110 1.8021查充气系数关联图得 00.58所以hl0hL 0.58 0.060.0348m 液柱提馏段： 由精馏段计算步骤得1.2401ua1.7456m/s0.785-0.07458Fa 1.74560.73291.4944查充气

43、系数关联图得0.58所以h|0.630.060.0348 m 液柱4.1.3液体表面张力的阻力h的计算精馏段：h4 35.8072 100.003600m液柱Lmgd0812.96 9.8 0.0052甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书提馏段：h 4 Lm4 54.7132 100.004898m液柱Lmgd0911.9 9.8 0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp及hp可按下式计算hp hc hl h 0.03998 0.0348 0.0036000.07838m 液柱hp 0.02453 0.0348 0.0048980.06423m 液柱气体通过每层塔板的压降pp及pp计算pp h

44、p Lg 0.07838 812.96 9.8 624Pa 0.7kPa （设计允许值）Pp hp Lmg 0.06432 911.9 9.8 575Pa 0.7kPa （设计允许值）4.2液面落差对于筛板塔，且D 1600mm，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大, 故可忽略页面落差影响。4.3液沫夹带液沫夹带量e及e用如下公式计算：eV （Hf严取 hf 2.5hL 2.5 0.06 0.15m-6精馏段：ev0.04179kg液 /kg气 0.1kg液 / kg气5.7 10( 1.7105)3.235.8072 10-3 0.45-0.15eV5.7 10-654.7132 10

45、-31.7456 严0.45-0.150.02919kg 液 / kg 气 0.1kg 液 / kg 气故在本设计中液沫夹带量ev及ev在允许范围内4.4漏液对筛板塔，漏液气速U0,min（ U0,min ）由下式计算u, min4.4c .(0.0056 0.13h l - h ) l / v精馏段u0, min 4.4 0.78(0.0056 0.13 0.06-0.003600) 812.96/1.110 9.195m/s实际孔速 u019.17m/s9.195n/s稳定系数 Ku0/u0,min19.17/9.195 2.08 1.5提馏段u0，min 4.4 0.78(0.0056

46、0.13 0.06-0.004898 911.9/0.7329 11.16m/s实际孔速 u。 19.57m/s u。, min稳定系数 K 水 u/uo,min 19.57/11.161.751.54.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及Hd应服从下式Hd(H t h w) ; H d(Ht hW)取0.5（对易发泡物系，0.30.5 ;对不易发泡物系，0.6 0.7 )(HthW)0.5 (0.50.05275)0.2764m 液柱(HT hW)0.5 (0.5 0.04539)0.2728m液柱而HdhphL hd ; Hdhp hL hd板上不设进口堰，贝精馏段：hd 0.1

47、53(亘)2 0.153 (0.08)2 0.0009792m液柱l Wh 0Hd 0.07838 0.0060.00097920.08536 m 0.25m提馏段：hd 0.153(亘)2 0.153 (0.08)2 0.0009792m液柱l Wh 0Hd 0.06423 0.006 0.00097920.07121m0.25m故在本设计中不会出现液泛现象4.6塔板负荷性能图461漏液线由提馏段漏液气速U,min4.4c0 (0.0056 0.13hL -h) L/ Vu 0，minVs， min23板上清液高度： hw how堰上液层高度how2.84 匚(Lh)1000( lwLh L

48、s得，精馏段最小气相体积流率:22 84l -Vs, min4.4cA0 .0.0056 0.13hW E ( h )3-h l/ v1000Iw4.4 0.8 0.101 0.62752.84 z 3600 Ls 寫)812.960.0056 0.13 0.05275 1 (s)3 - 0.003600 10000.71.1106.04,0.008860.110L；3取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls，m3/s0.00050.00100.00150.0020Vs，m3/s0.5910.6030.6130.622由上表数字即可作出漏液线4.6.2液沫夹带线以ev=0.1 k

49、g液/kg气为限，求精馏段Vs-Ls关系如下由液沫夹带量5.7 10-6(Ua3.2HT-hf气体通过液层的速度Ua A t - A fVs0.785-0.074581.408Vs堰上清液层高度hOW型1 (氓u10000.720.846LJ甲醇-水连续板式筛板精馏塔设计说明书hf 2.5hL2.5( hW2 2hW)2.50.05275 0846Ls可 0.132 2.12L仝HT-hf 0.45-(0.1322 22.12Ls3)0.318-2.12Ls3清液高表示的板压降ev5.7 10-6(1.408VS( 235.8072 100.318-2.12Ls321.69-11.28Ls 亏0.1在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表Ls，m3/s0.00050.00100.00150.0020Vs， m3 /s1.621.581.541.51Vs由上表得出液沫夹带线。4.6.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hw=0.006m,作为最小液体负荷标准，由下式得堰上液层高度hOW2.84匚（直）1000（ lw0.006m取E=1,则精馏段最小的液体体积流率Ls min( 0.006 10002.840.736005.97