化工原理甲醇-水板式精馏塔设计

1、化工原理课程设计一、甲醇水板式精馏塔设计条件（1）生产能力：3万吨/年，年开工300天（2） 进料组成：甲醇含量65%（质量分数）（3） 采用间接蒸汽加热并且加热蒸汽压力：0.3MPa（4） 进料温度：采用泡点进料（5） 塔顶馏出液甲醇含量99%（质量分数）（6） 塔底轻组分的浓度1%（本设计取0.01）（7） 塔顶压强常压（8） 单板压降0.7Kpa（9） 冷却水进口温度25(10)填料类型：DN25金属环矩鞍散堆填料二、设计的方案介绍1、工业流程概述工业上粗甲醇精馏的工艺流程，随着粗甲醇合成方法不同而有差异，其精制过程的复杂程度有较大差别，但基本方法是一致的。首先，总是以蒸馏的方法在蒸馏塔

2、的顶部，脱出较甲醇沸点低的轻组分，这时，也可能有部分高沸点的杂质和甲醇形成共沸物，随轻组分一并除去。然后，仍以蒸馏的方法在塔的底部或侧脱除水和重组分，从而获得纯净甲醇组分。其次，根据精甲醇对稳定性或其他特殊指标的要求，采取必要的辅助办法。常规甲醇精制流程可以分为两大部分，第一部分是预精馏部分，另一部分是主精馏部分。预精馏部分除了对粗甲醇进行萃取精馏脱出某些烷烃的作用之外，另外的还可以脱出二甲醚，和其它轻组分有机杂质。其底部的出料被加到主塔的中间入料板上，主塔顶部出粗甲醇，底部出废液，下部侧线出杂醇。2、进料的热状况精馏操作中的进料方式一般有冷液加料、泡点进料、汽液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热

3、蒸汽加料五种。本设计采用的是泡点进料。这样不仅对塔的操作稳定较为方便，不受厦门季节温度影响，而且基于恒摩尔流假设，精馏段与提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，因此塔径基本相等，在制造上比较方便。3、精馏塔加热与冷却介质的确定在实际加热中，由于饱和水蒸气冷凝的时候传热的膜系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确控制加热温度。水蒸气容易获取，环保清洁不产生环境污染，并且不容易使管道腐蚀，成本降低。因此，本设计是以133.3 总压是300 kpa的饱和水蒸汽作为加热介质。冷却介质一般有水和空气。在选择冷却介质的过程中，要因地制宜充分考虑。以茂名市地处亚热带为例，夏天室外平均气温28。因此，计算选用28 的冷却水

4、，选择升温10，即冷却水的出口温度为38。4、塔顶的回流方式 对于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安装在比精熘塔略高的地方，液体依靠自身的重力回流。但是必须保证冷凝器内有一定持液量，或加入液封装置防止塔顶汽相逃逸至冷凝器内。本设计采用重力回流，全凝器放置略高于塔顶的位置，并且设置流量计检测和保证冷凝器内的液面高度。5、精熘塔塔釜的加热方式加热方式分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。间接蒸汽加热是通过再沸器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，重新再进入塔底。使上升蒸汽与回流下来的冷液再进行热质交换。这样减少了理论板数，从而降低了成本，但是也存在着增加加热装置的缺点。综合考虑以上两方面因素，本设计选用间接蒸

5、汽加热。三、精馏塔的物料衡算按精甲醇每年3万吨计算，年工作日为300天。粗甲醇进料组如表2.1，要求：(1)精甲醇的纯度为99.99% (2）甲醇收率98% 表3.1 粗甲醇进料组成主要成分CH3OHH2OWt%65%35%1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分数甲醇的摩尔质量：M甲醇=32kg/kmol水的摩尔质量：M水=18kg/kmol xF=0.65/520.65/32+0.35/18=0.511xD=0.99/320.99/32+0.01/18=0.982xW=0.01/320.01/32+0.99/18=0.0062.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量为：MF=0.511×3

6、2+0.489×18=25.154MD=0.982×32+0.018×18=31.748MW=0.006×32+0.994×18=18.0843.物料衡算原料处理量：qn，F=30000×10324×300×25.154=165.66kmol/h165.66=qn，D+qn，W165.66×0.511=0.982qn，D+0.006qn，W联立方程解得：qn，D=85.71kmol/h qn，W=79.94kmol/h 4.平均相对挥发度视甲醇与水为理想物系，故塔的平均挥发度的确定可运用拉乌尔定律，采用试

7、差法计算:x=p-pB°pA°-pB° 双组分理想液体相对挥发度的计算： =pA°pB° 式中：-液体温度为T时纯组分A、B的饱和蒸汽压，KPa: -溶液上分组分的平衡压力，设为操作压力 -相对挥发度 假定温度T，查甲醇、水的饱和蒸汽压表，采用试差法计算出，带入式中，计算出相应的x值。若计算得到的x值与所求混合液组成的x值相等，则假定的T值正确，同时得到相应的值。 表3.1 甲醇的饱和蒸汽压温度/压力/KPa温度/压力/KPa3021.7567485215.1993527.8637590254.94694035.3618995300.48345

8、44.49296100352.41695055.52686105411.39665568.76295110478.10876084.53133115553.279165103.194120637.673670125.1458125732.673675150.8157130837.402580180.6671351084.249 表3.2 水的饱和蒸汽压温度/压力/KPa温度/压力/KPa温度/压力/KPa304.2455314.4953324.7578335.0335345.3229355.6267365.9453376.2795386.6298396.9969407.3814417.7844

9、28.2054438.6463449.1075459.58984610.0944710.624811.1714911.7455012.3445112.975213.6235314.3035415.0125515.7525616.5225717.3245818.1595919.0286019.9326120.8736221.8516322.8686423.9256525.0226626.1636727.3476828.576温度/压力/KPa温度/压力/KPa温度/压力/KPa6929.8527031.1767132.9727233.9727335.4487436.9787538.5637640

10、.2057741.9057843.6657945.4878047.3738149.3248251.3428353.4288455.5858557.8158660.1198762.4998864.9588967.4969070.1179172.8239275.6149378.4949481.4659584.5299687.6889790.9459894.3019997.759100101.32101104.99102108.77103112.66104116.67105120.79106125.03107129.39108133.88109138.5110143.24111148.1211215

11、3.13113158.29114163.29115169.02116174.61117180.34118186.23119192.28120198.48121204.85122211.38123218.09124224.96125232.01计算结果见表3.3 表3.3 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度及相对挥发度塔顶产品塔底产品进料液xD=0.982xW=0.006xF=0.511tD=337.70KtW=372.80KtF=359.30KD=4.12D=3.48D=3.70平均相对挥发度的计算:=3DWF计算得甲醇和水的平均挥发度：=3.765.最小回流比及操作回流比精馏塔操作有五种进

12、料状况，此次设计要求采用泡点进料的方式进料。因为设为泡点进料，所以q线方程：xQ=xF相平衡方程：y=x1+(-1)xxQ=xF=0.511,=3.76解得：yq=3.76×0.251+(3.76-1)×0.25=0.797Rmin=xD-yqyq-xq=0.982-0.7970.797-0.511=0.646设备费用和操作费用之和为最低时对应的回流比为适宜回流比。对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大，每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着

13、回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.8倍。所以取 R=1.8Rmin R=1.8×0.646=1.166.求精馏塔的气液相负荷回流流量：qn,L=Rqn,D=1.16×85.71=99.42上升蒸汽量：qn,V=R+1qn,D=(1.16+1)×85.71=185.13提馏回流量：qn,L=qn,D+qn,F=99.42+79.94=179.36提馏上升：qn,V=qn,V=185.13精馏段的操作方程

14、：y=qn,Lqn,Vx+qn,Dqn,VxD=99.42185.13x+85.71185.13×0.982=0.54x+0.455提馏段的操作方程：y=qn,Lqn,Vx-qn,Wqn,VxW=0.97x-0.0037.计算求理论板数塔顶流出液组成及回流液组成均为第一层板的上升蒸汽组成相同，即：y1=xD=0.982由于每层的理论板的气液两相互成平衡，故可以用气液平衡公式求得x1,即：y1=x11+(-1)x1解得：x1=0.935由于从下一层板上升的蒸汽组成y2与x1符合精馏段操作线关系，故用精馏段操作线方程可由x1求得y2。即：y2=0.54x+0.455=0.96同理可以求得

15、y2x2y3.xn-1如此重复，直至xnxF此后，改用提馏段操作线方程，x1=xw即：y=qn,Lqn,Vx-qn,Wqn,VxW=0.97x-0.003，求出y2同理可得：x2'y3'x3'.xm'如此重复计算，直至计算到xm'xw计算结果见下表：逐板计算法的理论塔板数y y的值x x的值y10.982Xd0.982y20.960182532x20.935523207y30.922159507x30.865110198y40.864902729x40.759079128y50.795198267x50.629996791y60.729337199x60

16、.508031851y70.489790895x70.508031851y80.194284977x80.203386574y90.055458334x90.060266324y100.01191421x100.015375474y110.00010073x110.003196629有上述的计算结果可以得到：进料板为第7块，精馏段塔板数为6块，提馏段塔板数为5块。8.全塔的效率及实际板数计算根据奥康奈尔经验关联式：ET=0.49(L)-0.245式中：全塔效率 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPas由tm=tD+tW2=337.7+372.82=355.25

17、K，查液体粘度共线图得： A=0.298mPas B=0.352mPas 进料液平均粘度计算式：lgm=xilgilgm=0.508lg0.298+1-0.508lg0.352解得：m=0.323mPas=3.76×0.323=1.21带入奥康奈尔经验关联式得：ET=0.49(L)-0.245=0.492×(1.21)-0.245=0.468实际塔板数的计算：ET=NiN式中：Ni理论塔板数 N实际塔板数已知Ni=11 N=110.468=23.5 圆整为24块实际精馏段塔板数 6÷0.46813 实际提馏段塔板数 5÷0.46811理论进料板为第14块

18、板，实际进料板为24块。四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力塔顶的操作压力：PD=101.33kpa取每层的压力降为：0.6kpa进料板的压力：PF=101.33+0.6×13=109.13kpa塔底板的压力：PW=101.33+0.6×24=115.73kpa精馏段平均压力：Pm=101.33+109.132=105.23kpa提馏段平均压力：Pm'=115.73+109.132=112.43kpa2.操作温度由泡点温度可知tD=337.70K tF=359.30K tW=372.80K精馏段的平均温度：tm=337.70+359.302=348.

19、50K提馏段的平均温度：tm'=370.80+359.302=366.05K3.平均摩尔质量塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由xD=y1=0.982由相平衡方程y1=x11+-1x1，解得x1=0.935MVDm=0.982×32+1-0.982×18=31.748kg/komlMLDm=0.935×32+1-0.935×18=13.09kg/koml进料板的平均摩尔质量：xF=0.508 yF=0.729MVFm=0.729×32+1-0.729×18=28.386kg/komlMLFm=0.505×32+1-0.5

20、08×18=25.112kg/koml精馏段气、液混合物平均摩尔质量MVm=31.748+28.3862=30.067kg/komlMLm=13.09+25.1122=19.101kg/koml提馏段气、液混合物平均摩尔质量:xW=0.003 yF=0.0009MVWm'=0.009×32+1-0.0009×18=18.0014kg/komlMLWm'=0.003×32+1-0.003×18=18.042kg/koml提馏段气、液混合物平均摩尔质量 MVm'=18.0014+28.3862=23.194kg/komlML

21、m=18.042+25.1122=21.577kg/koml4平均密度（1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即塔顶 Vm=PmMVmRTm=105.23×30.0678.314×348.50=1.09（kg/m3）塔底 Vm'=Pm'MVm'RTm=112.43×18.00148.314×366.05=0.665（kg/m3）（2）液相平均密度按公式计算:1m=xiPi塔顶进料液相平均密度由tD=337.70K，查共线图可得：A=756.00kg/m3 B=980.51kg/m31LDm=0.982 756+0.018980

22、.51解得： LDM=759.13（kg/m3）进料液相的平均密度由tF=359.30K ，查共线图可得A=735.00kg/m3 B=969.20kg/m31LFm=0.508 735+0.492969.20解得： LFM=834.17（kg/m3）塔底进料液相平均密度由tW=372.80K，查共线图可得：A=717.10kg/m3 B=958.15kg/m31LDm=0.003 717.10+0.997958.15解得： LDM=957.18（kg/m3）精馏段平均密度：LM=759.13+834.172=796.65kg/m3提馏段平均密度：LM=834.17+957.182=895.6

23、75kg/m35.液面平均张力 液相平均表面张力按下式计算：LM=xii式中：i液体混合物中各纯组分的表面张力，mN/m xi液体混合物中各组分的质量分数塔顶液相平均表面张力由tD=337.70K，查液体表面张力共线图得A=18.40mN/m B=65.30mN/mLDM=0.982×18.40+0.018×65.30=19.2442mN/m进料板液相平均表面张力由tF=359.30K，查液体表面张力共线图得A=16.10mN/m B=61.42mN/mLDM=0.508×16.10+0.492×61.42=38.40mN/m 塔底液相平均表面张力 由t

24、W=372.80K，查液体表面张力共线图得A=14.60mN/m B=58.60mN/mLDM=0.003×14.60+0.997×58.60=58.468mN/m 精馏段平均表面张力 LM=19.2442+38.402=28.82mN/m 提馏段平均表面张力 LM'=38.40+58.4682=48.434mNm6.液体平均粘度计算液相平均粘度按下式计算 lgLm=xilgi式中：i液体混合物中各纯组分的粘度，mN/m xi液体混合物中各组分的质量分数，mPas塔顶平均粘度由tD=337.70K，查液体粘度共线图得：A=0.345mPas B=0.437mPasl

25、gLm=0.982lg0.345+0.018lg0.437解得：Lm=0.347进料板的平均粘度由tF=359.30K，查液体粘度共线图得：A=0.279mPas B=0.341mPaslgLm=0.504lg0.279+0.492lg0.341解得：Lm=0.318由tW=372.80K查液体粘度共线图得：A=0.232mPas B=0.284mPaslgLm=0.003lg0.232+0.997lg0.284解得：Lm=0.284精馏段平均粘度：Lm=0.347+0.3182=0.3325提馏段平均粘度：Lm'=0.318+0.2842=0.301五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔

26、径的计算 塔径依据流量公式计算，即：D=4Vs式中：D塔径，m Vs气体体积流量，m3/s 空塔气速，m/s空塔气速的计算方法是先求得最大空塔气速max，再乘以一定的安全系数=(0.60.8)max精馏段的气、液体积流率为qV,V=qn,VMVm3600Vm=185.13×30.0673600×1.09=1.42m3/sqV,L=qn,LMLm3600Lm=99.42×19.1013600×759.13=6.95×10-4m3/sqV,LqV,V(LV)1/2=6.95×10-4×36001.42×3600

27、5;(759.131.09)1/2=0.012取板间距HT=0.5m，板上层液高度hL=0.06m，HT-hL=0.5-0.06=0.44m查史密斯关联图得：C14=0.092则C=C14Lm140.2=0.092×（38.4014）0.2=0.113max=CL-VV=0.113×759.13-1.091.09=2.98取安全系数为0.6，则空塔气速=0.6max=0.6×2.98=1.788m/s塔径D=4Vs=4×1.42×1.788=1.01m按照标准圆整后为D=1.2m提馏段的气、液体积流率为qV,V'=qn,VMVm3600

28、Vm=112.43×18.00143600×895.675=6.27×10-4m3/sqV,L'=qn,LMLm3600Lm=179.36×19.1013600×0.665=1.43m3/sqV,V'qV,L'(L'V')1/2=6.27×10-4×36001.43×3600×(895.6750.665)1/2=0.016取板间距HT=0.5m，板上层液高度hL=0.06m，HT-hL=0.5-0.06=0.44m查史密斯关联图得：C24=0.096则C=C24Lm

29、240.2=0.096×（48.43424）0.2=0.110max=CL-VV=0.110×895.675-0.6650.665=3.42取安全系数为0.6，则空塔气速=0.6max=0.6×3.42=2.052m/s塔径D=4Vs=4×1.42×2.052=0.939m 由于精馏段的塔径圆整后为D=1.2m，故提馏段部分也圆整到D=1.2m塔截面积为AT=4D2=4×1.22=1.13m2实际空塔气速为=qV,VAT=1.421.13=1.26m/s2.精馏塔有效塔高的计算精馏段的有效高度为Z精=N精-1HT=13-1×

30、0.50=6m提馏段的有效高度为Z提=N提-1HT=11-1×0.50=5m在进料板出及提馏段各开一个人口，其高度均为0.80m故精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8×2=6+5+0.8×2=12.6m六、塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.2m，可以选择使用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下：（1）堰长lw 取lw=0.66D=0.66×1.2=0.792m（2）溢流堰的高度hw 溢流堰高度计算公式hw=hL-h0w选用平直堰，堰上液层高度h0w依下式计算，即h0w=2.841000E（qV,L'lw）2/3近似

31、取E=1，则h0w=2.841000E（qV,L'lw）2/3=2.841000×1×（0.00131×36000.66）2/3=0.006m取板上液层高度为hL=0.05m，故hw=hL-h0w=0.05-0.006=0.044m（3）弓形降液管宽度Wd及截面积Af 由lwD=0.66，查弓形降液管参照图得：AfAT=0.0722，WdD=0.124，故Af=0.0722AT=0.0722×1.26=0.091Wd=0.124 D=0.124×1.2=0.1488依式=3600AfHTqV,L验算液体在降液管中停留的时间，即：=360

32、0AfHTqV,L=3600×0.091×0.446.95×10-4×3600=57.61s5s故降液管设计合理（4）降液管底隙高度h0 计算公式h0=qV,L'3600lw0'取0'=0.1m/s，则h0=qV,L'3600lw0'=3600×6.95×10-43600×0.792×0.1=0.009mhw-h0=0.044-0.009=0.035m>0.006m故降液管底隙高度设计合理2.塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F0=10，用式0=F0V求孔速0，即0

33、=F0V=101.09=9.58m/s求每层塔板上的浮阀数N=qV,V4d020=4.024×0.0392×9.58=352个取边缘区宽度Wc=0.05m，破沫区宽度Ws=0.07mAa=2xR2-x2+180°R2sin-1(xR)R=D2-Wc=1.22-0.05=0.55mx=D2-Wc+Ws=1.22-0.1488+0.07=0.3812mAa=20.3812×0.552-0.38122+180°×0.552sin-1(0.38120.55)=0.764m2浮阀排列方式采用等腰三角形交叉排列，取同一横排的孔心距t=75mm=0

34、.075m，则可按下式估算排间距t'，即t'=AaNt=0.764352×0.075=0.029m而应采用小于此值t'=0.025m=25mm按t=75mm，t'=25mm，以等腰三角形做图排列，得阀数N=364，按照N=364，重新核算孔速及阀孔动能因数0=qV,V4d02N=4.024×0.0392×364=9.24m/sF0=0V=9.24×1.09=9.65阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内。塔板开孔率=0=1.7889.24×100%=19.35%精馏段和提馏段的浮阀排布局图七、塔板流体力学验算1.

35、气相通过浮阀塔板的压降可根据式hp=hc+h1+h计算塔板压降（1）干板阻力 先计算出临界孔速，即oc=(73.1V)1/1.825=(73.14.02)1/1.825=4.90m/s因o<oc，则hc可以按照下式计算hc=19.900.175L=19.9×4.900.175795.65=0.033（2）板上充气液层阻力h1，本设计为分离甲醇和水的混合液，即液相为碳氢化合物，可取0=0.5，即h1=0hL=0.5×0.06=0.03m（3）克服表面张力所造成的阻力h，因本设计采用浮阀塔，其h很小，可以忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为hp=hc

36、+h1+h=0.033+0.03=0.063m单板压降pp=hpLg=0.063×796.65×9.80=492Pa2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw)，即Hd=hp+hL+hd（1）压降相当于液柱高度 hp=0.063m（2）压头损失hd，因不设进口堰，即hd=0.153(qV,Llwh0)2=0.153×（6.95×10-40.792×0.009）2=0.0015m（3）板上液层高度，取hL=0.05m因此Hd=hp+hL+hd=0.063+0.05+0.0015=0.11m取=0.5，HT=0.5m，

37、hw=0.044m则HT+hw=0.5×0.5+0.044=0.272m可见Hd(HT+hw)，符合防止淹塔的要求3.雾沫夹带先计算泛点率F1板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1.2-2×0.1488=0.9034m板上液流面积Ab=AT-2Af=0.9034-2×0.091=0.724m2甲醇和水可按正常系统，取物性系数K=1.0，又查泛点负荷系数CF=0.128，将以上数值代入公式得：F1=qV,VVL-V+1.369qV,LZLKCFAb×100%=4.02×1.09796.65-1.09+1.36×6.95×10-4

38、×0.90241.0×0.128×0.7214×100%=43.6%又按照该公式计算泛点率，得F1=qV,VVL-V0.78KCFAT×100%=4.02×1.09796.65-1.090.78×1.0×0.128×1.26×100%=47.3%计算出泛点率都在80%以下，故可知能够满足eV<0.1kg液/kg汽的要求八、塔板负荷性能图1.雾沫夹带线根据雾沫夹带公式F1=qV,VVL-V+1.369qV,LZLKCFAb×100%对于一定物系及一定塔板结构，式中V，L，Ab，K，

39、CF及ZL均为已知值，相当于V=0.1的泛点率上限值也可以确定，便得出qV,VqV,L的关系式，按照泛点率=80%，计算如下：qV,V1.09796.65-1.09+1.369×qV,L×0.7521.0×0.128×0.672×100%=0.8整理得0.0372qV,V+1.022qV,L=0.0692液泛线由HT+hw=hp+hL+hd=hc+h1+h+hL+hd确定液泛线。忽略式中h，将上述的公式整合得到：HT+hw=5.34V02L2g+0.153(qV,Vlwh0)2+(1+0)hw+2.841000E（3600qV,Llw）2/3物

40、系一定，塔板结构尺寸一定，则HT，hw，h0，lw，V，L，0及等均为定值，而0与qV,V又有如下关系，即0=qV,V4d02N式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化，得0.0107q2V,V=0.1758-571.08q2V,L-1.32q2/3V,L3.液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于35s。根据下式算出液体在降液管内的停留时间=3600AfHTqV,L'=35s求出上限液体流量qV,L值，在qV,V-qV,L图上，液相负荷上限线为气体流量qV,V无关的竖直线。以=5s作为气体停留的时间下限，则qV,Vmax=AfHT5=0.091×

41、;0.445=0.008m3/s4.漏液线对于F1型重阀，以F0=0V=5计算则0=5V，又知qV,V=4d02N0即qV,V=4d02N5V式中，d0, N, V均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此做出与液相流量无关的水平漏液线。以F0=5作为规定气体最小负荷标准（qV,V）min=4d02N0=4d02NF0V=4×0.0392×364×51.09=1.19m3/s5.液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，依下列how的计算式how=2.841000E3600（qV,L）minlw2/3计算出qV,V的下限值，依次作

42、为液相负荷的下限线，该线为与气相流量无关的竖直线2.841000E3600（qV,L）minlw2/3=0.006取E=1（qV,L）min=0.006×10002.84×13/2lw3600=0.006×10002.843/2×0.7923600=6.754×10-4根据附表1、附表2、液相负荷上限线、漏液线及液相负荷下限线可分别作出塔板负荷性能图上的15共五条线，见下图在负荷性能图上作出操作线在负荷性能图上，作出操作点A(0.0039，2.16），连接OA，即作出操作线。由图可看出，操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得qV,V

43、max=1.78m3/s qV,Vmin=1.19m3/s 操作弹性=qV,VmaxqV,Vmin=1.781.19=1.49将设计记过汇总于下列表格中：浮阀塔板工艺设计结果汇总项目数值及说明备注塔径D/m1.2板间距HT/m0.5分块式塔板塔板类型单溢流弓形将夜管空塔气速/（m/s）1.788堰长lw/m0.792堰高hw/m0.044板上液层高度hL/m0.05降液管底隙高度h0/m0.009浮阀数N/个364等腰三角形叉排阀孔气速0/（m/s）9.24阀孔动能因数F09.65孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排间距0.025指相邻两横排的中心线距离单板压降p/pa600泛点率/%4

44、7.3降液管中清液层高度Hd/m0.11气相负荷上限qV,Vmax2.86气相负荷下限qV,Vmin2.08操作弹性1.49九、能量衡算1.塔顶冷凝器的热量衡算热量衡算式塔顶冷凝器的热量衡算图根据热量衡算公式： QV=QL+QD+QW 式中：QV塔顶蒸汽带入系统的热量 QL回流液带出系统的热量 QD流出液带出系统的热量 QW冷凝水带出系统的热量2. 各股物流的温度与压力由塔顶蒸汽组成xD=0.982，通过汽液平衡数据表，经过试差法可知塔顶蒸汽温度是64.5，该温度也为回流液和流出液的温度。塔顶的操作压强为P=101.33KPa3. 基准态的选择以P=101.33KPa、64.5的液态甲醇与水热

45、量衡算的基准态， 则：4. 各股物流热量的计算查得甲醇与水在正常沸点下的汽化焓分别为： VHm甲醇Tb=35.28kJ.mol VHm水Tb=40.69kJ.mol 正常沸点分别为： Tb甲醇=337.85K Tb甲醇=373.15K计算甲醇和水在64.5时的汽化焓： VHmT2=VHmT1(TC-TTC-Tb)0.38 式中：TC临界温度查得甲醇和水的临界温度分别为： TC甲醇=512.64K TC水=647.30K 对于甲醇： 对于水： 计算进入塔顶冷凝器器蒸汽的热量为： QV=VxDrHm甲醇64.5+V(1-xD)rHm水64.5 =312.77×0.982×35.

46、30+312.77×0.018×42.62 =11081.992×103kJ/h带入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为： QW=11081.992×103kJ/h 6. 冷却水的用量设冷却水的流量qm，则：QW=qmCp(t2-t1)取 以进出口水温的平均值为定性温度： 差得水在时的比热容为： Cpm=4.22kJ/(kg.)得 qm=QW Cpm(t2-t1)=11081.992×1034.22×20=131.3×103kg/h 7.全塔热量衡算 （1）如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。 全塔热量衡算图根据热

47、量衡算公式： 由条件知： 得： 式中：进料带入系统的热量 加热蒸汽带入系统的热量 馏出液带出系统的热量 釜残液带出系统的热量 冷却水带出系统的热量 热损失（2）各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为： （3）基准态的选择以、的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则： （4）各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度： 根据比热容计算各股物流的热量： 查得： abcd甲醇水甲醇的比热容为： 水的比热容为： 可得进料与釜残液的热量分别为：QF=FxFCpm甲醇tF-64.5+F(1-xF）Cpm水tF-64.5 =462.87×0

48、.511×86.02×21.6+462.87×0.489×75.21×21.6 =807176.986（kJ/h）QW=WxWCpm甲醇tW-64.5+W(1-xW）Cpm水tW-64.5 =348.72×0.006×86.02×35.15+348.72×0.994×75.21×35.15 =921585.64（kJ/h）将以上结果带入到热量衡算式中： 807176.986+QB=0+921585.64+11081.992×103解得：QB=1.12×107（kJ/h）热损失为：QL=0.05QB=0.05×1.12×107=559820.0327（kJ/h）8. 塔釜冷凝再沸器的热量衡算视加压塔塔顶为纯甲醇蒸汽。已知甲醇蒸汽的压力为0.57MPa（绝压），查得该压力下甲醇蒸汽的汽化热为加压塔塔顶甲醇采出量为 设热损失为0.1，则甲醇蒸汽冷凝所提供的热量为QB=0.9qm×