常压甲醇水筛板精馏塔设计方案

1、常压甲醇水筛板精馏塔设 计方案一 . 化工原理课程设计的目的与要求1. 提高学生综合运用所学知识进行化工工艺设计的能力。2. 提高学生分析问题和独立工作的能力。3. 培养学生实事的科学态度和严谨认真的工作作风。4. 提高学生工程绘图的能力。二 . 化工原理课程设计的基本容1. 设计方案的确定 : 所选定的工艺流程设备形式等的理论依据。2. 主要设备的化工工艺及结构计算 : 物料衡算、能量衡算、工艺参数的选定、设备的主要 结构尺寸的确定等。3. 附属设备的设计或选型：主要附属设备的主要工艺尺寸的计算和设备型号规格的选定4. 工艺流程图：以单线图的形式描绘，标出主体设备与附属设备的物料流向、物流量

2、和主 要测量点等，用 2 号图纸绘制。5. 主要设备装配图：图面应包括设备的工艺尺寸主要零部件的结构尺寸、技术特性表和接 管表等，用 1 号图纸按工程制图要求绘制。6. 设计说明书：包括目录、设计任务书、流程图、设计方案的说明与论证、设计计算与说 明、对设计中有关问题的分析讨论、设计结果汇总（主要设备尺寸各物料量和状态能耗 主要操作参数以及附属设备的规格型号等）和参考文献目录。三化工原理课程设计的基本程序1. 准备工作： 认真阅读设计任务书， 明确所要完成的设计任务。 结合设计任务进行生产实际 的调研， 收集现场资料， 或查阅技术资料， 以便了解与设计任务有关的典型装置的工艺流 程主体设备结构

3、附属设备及测量控制仪表的装配情况等，为后面的设计工作做好准备。2. 确定设计方案，绘制工艺流程图。3. 进行工艺设计计算。4 进行设备的结构结构设计，绘制主体设备的总装配图。5. 进行附属设备的设计计算和选型。6. 编写设计说明书。第一节概述1.1精馏操作对设备的要求精馏所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的塔设备， 首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，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： 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、拦液或液泛 等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，

4、即当塔设备的气（汽）、液负荷有较大围的变动时，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。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。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。塔的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。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，进行选型。1.2体系介绍常压下甲醇与水的二元溶液就属

5、正偏差溶液。 由于对于一定的x值，其两组分的蒸汽压 均比理想溶液计算的值偏高，必然泡点比理想溶液的低，在t-x-y图中其泡点线除两端点外 均下移，使泡点线与露点线之间的间距增大，亦即使 a增大。甲醇水体系汽液平衡数据（101.325kPa）:参考课程设计数据t/ Cxya100.00.000.0096.40.020.1347.5893.50.040.237.1791.20.060.3046.8489.30.080.3656.6187.70.100.4186. 4684.40.150.5176.0781.70.200.5795.50780.300.6654.6375.30.400.7294.04

6、73.10.500.7793.5271.20.600.8253.1469.30.700.872.8667.50.800.9152.69660.900.9582.53650.950.9792.4564.51.01.0XYiX2，算得常压下不同温度时甲醇对水的相对挥发度。备注:常压下甲醇-水物系的t-x-y图与y-x图如下图所示:x.y1 C n1- 1I0.9 -equation line stright lineoa-Tjr-06-T0 5 -iQ4 -/r03 -1i02 -/iD.1 -00-1 11 i i i * r 11T0 00.102 Q 3 Q 4 Q 50.60.70.8 O

7、 S1.3板式塔类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔， 也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔 等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板， 如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔 板等。目前从国外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者 使用

8、尤为广泛。泡罩塔泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要原件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，1000mm选用 80mm的泡罩；塔径大于分圆形和条形两种，国应用较多的是圆形泡罩。 泡罩尺寸分为 80mm、100mm、150mm 三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径小于2000mm选用 150mm的泡罩。泡罩筛板的主要优点是操作弹性较大，液汽围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作 稳定可靠。 其缺点是结构复杂， 造价高； 板上液层厚， 塔板压降大， 生产能力及板效率较低。 近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要（如分离黏度大、 易结焦等物系）外一般不宜选用。1.3.

9、2 筛板塔筛孔塔板简称筛板， 结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。 根据孔径的大小分为小孔 径筛板（孔径为 3到8mm和大孔径筛板（孔径为 10到25mm两类。工业应用中以小孔径 筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离黏度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力大；气体分散均 匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦，黏度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小， 传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可 使筛板的操作非常精确， 弥补了上述不

10、足， 故应用日趋广泛。 在确保精确设计和采用先进控 制手段的前提下，设计中可大胆选用。1.3.3 浮阀塔浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的， 它吸收了两种塔板的优点。 其 结构特点是在塔板上开有若干个阀孔， 每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。 气流从浮阀 周边水平的进入塔板上液层， 浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动， 自行调节。 浮阀的类 型很多，国常用的有 F1 型、 V-4 型及 T 型等，其中以 F1 型浮阀应用最为普遍。 浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可 随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触

11、时间较长，故塔 板效率较高。其缺点是处理易结焦、高黏度的物料时，阀片易于塔板粘结；在操作过程中有 时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 应予指出以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。 由于浮阀具有生产能力大， 操作弹性大 及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛， 是目前新型塔板研究开发的主要方向。 近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、 管型浮阀、 梯形浮阀、双层浮阀、 V-V 浮阀、混合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导向作用和气 体的分散作用， 使气液两相的流动更趋于合理， 操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。 但 应指出，在工

12、业应用中，目前还多采用 F1 型浮阀，其原因是 F1 型浮阀已有系列化标准，各 种设计数据完善，便于设计和对比。而采用新型浮阀，设计数据不够完善，给设计带来一定 的困难， 但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及工业应用的增加， 其设计数据会不断完 善，在较完善的性能数据下，设计中可选用新型浮阀。1.4 设计要求设计条件：体系：甲醇 - 水体系已知：进料量 F=240 kmol/h进料浓度 ZF = 0.15 (摩尔分数) 进料状态：q= 1操作条件：塔顶压强为 4 kPa( 表压) ，单板压降不大于 0.7kPa 。塔顶冷凝水采用深井水，温度t = 12 C；分离要求：塔釜加热方式：间接蒸汽加

13、热 全塔效率 ET = 52%D = 0.995 ； W = 0.002 ；回流比 R/ Rmin =1.6 。1.5 精馏塔的设计步骤a) 根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；b) 根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；c) 确定塔径、塔高等工艺尺寸d) 进行塔板的设计， 包括溢流装置的设计塔板的布置升气道 (泡罩筛孔或浮阀等) 的 设计及排列；e) 进行流体力学验算；f) 绘制塔板的负荷性能图；g) 根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重 复上述设计过程，一直到满意为止。第二节 设计方案的确定2.1 操作条件的确定2.1.1 操作压力塔的操作压力的选择实

14、际上是塔顶和塔底温度的选取问题。在塔顶产品的组成确定以 后，塔顶的温度和压力只能选定一项。2.1.2 进料状态若进塔原料为过冷液体， q 值大，则热量主要由塔釜输入，必要求蒸馏釜的传热面 积大，设备体积大，此外，因提馏段气液流量大，提馏段塔径要加大。于是，冷液进塔 虽可减少理论塔板数，使塔高降低，但蒸馏釜及提馏段塔径增大，亦有不利之处。泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大 致相同，在设备制造上比较方便。所以根据设计要求，泡点进料，q= 1。2.1.3 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有足够的热量供应；由于甲醇-水体

15、系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔 底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm 2 （温度130 C）间接水蒸汽加热。2.1.4 冷却剂与出口温度采用深井水，入口温度 t = 12C，由于水的出口温度一般不能超过50C左右，否则溶解于水中的无机盐将会析出，在传热壁面上形成污垢而影响传热效果。同时考虑到塔 顶产品与冷却剂之间必须保持10到20C的传热温差，取冷却剂出口温度为30C2.1.5 回流比（R）的选择实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R选值r-/ ivf曹用/、2：R值，常的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔气、

16、液流量L, V, L, V增加，势必使蒸馏釜加热量 及冷凝器冷却量增大，耗能增大，即操作费用增大。 若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大， 设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与 回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应 的R值称为 最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳用的适宜R值围为：R =（ 1.22） Rmin。本设计考虑以上原则选用：R = 1.6 Rmin。热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再 用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶

17、蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而 且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生 低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时， 还应考虑到所需增加设备的投资和由 此给精馏操作带来的影响。2.2确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便

18、能通过这些仪表来观测和控制生产过程。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费 用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。第三节板式精馏塔的工艺计算1 .理论塔板数的计算

19、与实际板数的确定1.1理论板数计算物料衡算质量分数与摩尔分数转换:质量分数摩尔分数F0.2390.15D0.9950.991146W0.0020.001126已知进料量F 240Kmol/h，进料组成XF 0.15，进料q 1设计要求：Xd 0.991146 Xw 0.001126衡算方程：F D W240 D WD36.09Kmol /hFXf DX DWXw240 0.150.991146D0.001126WW203.91Kmol /h1.1.2 q 线方程XF 0.15 q 1 q线方程为：X 0.15读图可知平衡线和 q线交点为Xe0.15,Ye0.518R min和R的确定RninX

20、d Ye 0.99 0.518 1 283Ye Xe0.518 0.15.R 1.6Rmin1.6 1.238 2.05精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程：RXd2.050.991146Yn 1XnXn0.6721Xn 0.32497R 1R 13.053.05精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D = 36.09kmol/h R = 2.05精馏段：L= RD= 73.985kmol/hV提馏段：=(R+ 1) D= 110.0745kmol/hL= L+ qF= 73.985+240=313.985kmol/hV= V( 1 q) F= V= 110.0745kmol/h提馏段操作线方程

21、的确定提馏段操作线方程:Ym 1LWXwX mVV313.985 v.X110.0745203.91 0.001126110.07452.85248Xm 0.002086逐板计算法逐板计算法，就是从塔顶或塔底出发，交替使用相平衡方程和操作线方程，逐板计算各理论板的气、液相组成，直到达到规定的分离要求为止。每利用一次相平衡关系就算做一块理 论塔板，利用相平衡关系的总次数就是所需的总理论板数。二沅精爛帝理论叛敦理SH-雾庶阶讣算梅BS根据已知条件编写逐板计算程序，利用MATLA龍序进行求解，运行可得如下结果:计算结果精馏段理论塔板数为:9（ 块）提馏段理论塔板数为:5.925611e+000（ 块

22、 ）共需理论塔板数为:1.492561e+001（ 块 ）由上往下，各塔板上的液相组成:a =Columns 1 through 110.51180.9790 0.9594 0.9280 0.8779 0.8001 0.68380.3054 0.1592 0.1057 0.0586Columns 12 through 150.0259 0.0098 0.0033 0.0009由上往下，各塔板上的气相组成:b =Columns 1 through 110.78450.9911 0.9829 0.9698 0.9487 0.9150 0.86270.6690 0.5303 0.4320 0.299

23、5Columns 12 through 150.1652 0.0717 0.0259 0.0075操作线上的点平衡线上的点(X。0.99110.9911)(X10.9790,Y2X20.9594,丫3X30.9280,Y40.9829)0.9698)0.9487)X40.8779,Y50.9150)X50.8001,Y60.8627)X60.6838,Y7X70.5118,Y80.3054,Y90.5303(X!0.97900.9911)(X20.9594,Y20.9829)(X30.9280,Y0.9698)(X40.8779,Y40.9487)(X50.8001,Y0.9150)(X60.

24、6838,Y60.8627)(X70.5118,Y70.7845)(X8 0.3054,Y80.6690)(X90.1592,Y90.5303)X100.1057,Y10 0.4320)0.7845)0.6690)/*X90.1592,Y!00.4320 严 0.1057%X110.0586,Y12X12O.。259 ,Y13(X130.0098,Yi4(X 140.0033,Y150.0009)0.2995)0.16520.0717)0.0259)(X110.0586%0.2995)X120.0259,Y120.1652)(X130.0098,Y130.0717)X140.0033,Y140

25、.0259)(X150.0009,Y150.0009)(1.1.8 M T图解法图解法以在y-x直角坐标中的直角阶梯法最为常用。图解法简单步骤:1) 首先在直角坐标上作出恒压下的y-x相平衡线和对角线。2) 在x轴上定出X d、Xf、Xw三点，并通过三点做垂线交对角线于a、e、b三点。3) 借助于q线，作出精馏段和提馏段的操作线。Distillation column theoretical plate number0.00.10.20.30.40.50.6070.80.9104）从点a开始在平衡线和精馏段操作线之间做梯级，当梯级跨过两段操作线交点d时，改在相平衡线和提馏段操作线之间做梯级，直

26、到梯级达到或跨过b点为止。5）梯级在相平衡线上的顶点数即为所需要的理论板数。若塔顶采用分凝器，则分凝器相当于一块理论版，应从总梯级数中减去1;塔底再沸器是否相当于一块理论板需要看再沸器的型式，一般情况下可以看做一块理论板予以扣除。6）进料板相当于跨过交点d的梯级。1.00.9080.70.60 5040,30.20.10.0X读图可知：精馏段理论板数9块，提馏段理论板数 =6块1.2实际板层数的确定（以逐板计算法为依据）N 精 9/0.5218 块N提 5.9256/0.52 111块（不包括再沸器）Np N精 N提 29块2精馏塔操作条件计算2.1 操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾

27、技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料， 一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用 抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。塔顶压力 PD101.3 4 105 . 3KPa单板压降 P0.7KPa进料板压力 PF105.3 0.718 117 . 9KPa塔底压力 PW105.3 0.730 126.3KPa精馏段平均压力Pm (105.3117.9)/2111 . 6 KPa提馏段平均压力Pm (117.9126.3) /2244 . 2KPa2.2 操作温度的计算泡点进料： X F 0.15通过“ t-x-y ”图查得：进料板温度tF

28、84.5 C塔顶温度：tD 64.7 C塔底温度：tW98.8C精馏段平均温度 tm(84.5 64.7) / 2 74.6C提馏段平均温度 tm (84.5 98.8) / 2 91.65 C2.3塔物料平均分子量、力、流量及密度的计算231 密度及流量设甲醇为a,水为b 甲醇分子量为：32.04kg/kmol （ M a）水的分子量为：18.01 kg/kmol ( M b)I、精馏段精馏段平均温度74.6 C查 t-x-y 图得 xa= 0.435 , ya= 0.748b 975.05 kg/m33查表得:a = 738.2 kg/m （按饱和液体计），液相平均分子量:M lXa M

29、a(1xa )M b24.11kg /kmol气相平均分子量:M v ya M a(1Ya)M b28.50kg / kmol液相密度:MlMaXaM bXb822.41kg/m3气相密度:PmMvRT31.1kg / m （气相视为理想气体）液相流量LsM L3600 L73.985 24.116.025 10 4m3/s3600 822.41气相流量:VsV MV3600 V110.745 滋500.7922m3/s3600 1.1U、提馏段提馏段平均温度：91.7 C查 t-x-y 图得 xa0.055, ya 0.282a 720.15kg/m3, b 964.15kg/m3液相平均分

30、子量：M| xaMa (1 xa)Mb 18.78kg/ kmol气相平均分子量：yaM a (1ya)M b21.97kg/kmol液相密度:m|M axaM bxbab934.328kg/m3气相密度:PmMvRT30.889kg / m （气相视为理想气体）L M l313.985 18.78液相流量：LS1.7531 10 m /s3600 L3600 934.328气相流量：Vs卫仝 110288 2197 0.7571m3/sS 3600 V3600 0.889液相表面力的确定：查化工原理附录 2水的物理性质及附录 9有机液体的表面力共线图 知：塔顶液相表面力tD64.7 C,a

31、17.40mN/m, b 65.27mN/m1 xa a(1Xa) b 0.9917.40(10.99)65.2717.88mN/m进料板液相表面力tF84.5 C,a 16mN / m,b 61.64mN / m2 xa a(1xa) b 0.15160.85 61.6454.794mN/m塔底液相表面力tw 98.8 C, a 14.40mN / m, b 59.06mN / m3 Xa a (1 Xa) b 0.001 14.4 0.999 59.06 59.02mN/m精馏段平均液相表面力精36.34mN / m全塔平均液相表面力13 38.45mN/m2液体平均粘度计算lg mXjl

32、g i塔顶液体粘度：tD 64.7 C ,a 0.335mPas, b 0.438mPalg m1Xilg0.99 lg0.3350.01 lg0.4380.336 mPa s进料板液体粘度：tw98.8 C , a0.27mPa s, B0.335mPa slg m20.15 lgO.2450.85lg0.335m20.320 mPa s塔釜液体粘度：tw98.8 C , a0.224mPa s, b0.286mPa slg m30.001 lg0.224m30.286 mPa s精馏段平均液相粘度m1 m220.328mPa s提馏段平均液相粘度m2 m320.303mPa s全塔平均液相

33、粘度m1m30.311mPa s3.塔径的确定3UD 350 dSOML 1 80CJ卿亠1 200临门800塔去何腿丐曙径凿爻313.1精馏段设 Ht 0.6m hL 0.055m1/2(Ls/Vs)( l/ s)1/ 2(0.0006025/0.7922)(822.4/1.1)0.021HthL0.545围MPl gmith法初牯藩径由图12-41得到C200.130 2CC2/(20/ )0.146u g (max)C、( L取安全系数为0.6,s)/ s 0.146. (822.4U0.6 Ug(max) =2.3m/sD . 4Vs /( u )4 0.7922/(3.14 2.3)

34、圆整取塔径为1.0m实际空塔气速u4Vs /( D2)即u 0.7922/(0.78512)1.009m/s初步核算：雾沫夹带：取 Iw 0.66D0.66 10.66mAt(|)20.785m2,查图可知Af / At0.0722允许有效空塔速度2A f 0.0722 At0.05668m1.1)11.13.98m/sAf /At 7.22%液层上部的气体速度UgVs0.79221.088m/sATAf0.785 0.05668h f2.5 hL0.1375m ，Hth f 0.4675m730.22()(Ug)3.20.0023kg/kg汽 0.1kg/kg汽12(Ht hf)停留时间：H

35、t Af / Ls (0.6 0.05668)/0.000602556.5s 5s自以上两项核算初步认为塔径取1.0m是合适的。3.2提馏段设 H T =0.45m, h l =0.06m0.075(Ls/Vs)( l/ s)1/2(0.0017531/0.7571)(934.328/0.889)1 /2Ht hL 0.390020 030 CM 0 OS OOJ 01吸 0 30.4 0.5 0.60 8 ! 00.06 jS t2 41 Smith法初牯漕桎由图 12-41 得到 C200.008CC20/(20/ )0.2 0.098允许有效空塔速度Ug(max)c、( L s)/ s

36、0.098 (934.328 0.889)/0.889 3.17m/su 0.6 Ug(max)=1.9m/sD Vs/(0.785u )0.7571/(0.785 1.9)0.71m取塔径为1.0m，实际空塔气速2u4Vs/( D )即u 0.7571/(0.785 12)0.965m/s初步核算：雾沫夹带：7莊的苫權口而秤取 Iw 0.66D0.661.00.66m弓)2 O85-查图可知Af / At0.07222f 0.0722 At0.05668mA f / A t 7.2%液层上部的气体速度0.7571UgAt Af0.7850.056681.0395m/seV2.5 h l0.1

37、5m ,Ht hf 0.3Ug730.22()(12(Ht h f)3.20.0053g/kg汽 0.1kg/kg汽停留时间:Ht A f /Ls (0.450.05668)/0.001753114.55s 5s自以上两项核算初步认为塔径取1.0m是合适的。4. 塔有效高度精馏段有效高度1)H t (181) 0.610.2m提馏段有效高度Z 提(NP21)Ht (121) 0.454.95 m7块板开一个人孔,从塔顶开始每隔所以应多加高(0.7-0.6) X 18/7+其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米(0.7-0.45 ) (12/7 ) =0.514mZ=z 精 +Z 提 +

38、1.4=10.2+4.95+0.514=15.7m5. 整体塔高(1) 塔顶空间hd取 Fb=1.6 Ht =0.96m 加一人孔 0.6 米，共为 1.56m(2) 塔底空间塔底储液高度依停留4min而定HllsAT0.0017531 4 600.7850.5360m取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m,中间开一直径为0.6米的人孔Hw 1+0.5360=1.5360m整体塔高H Z Hw H d15.71.53601.5618.8m6. 塔板主要工艺参数确定精馏塔：已知条件：T=74.6 CP=111.6kPaVS =0.7922 m3/sL S =0.0006025 m3 / s,3,

39、3s=1.1 kg/ml=822.4 kg/m36.34mN/m=0.328mPa/ s提馏段：已知条件：T=91.7 CP=122.8kPaV S =0.7571 m3/sLs=0.0017531 m3/s33S =0.889 kg/mL =934.328 kg/m56.91mN/m=0.303mPa/ s6.1溢流装置单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。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的塔中被广泛使用。选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰 ，采用凹形受液盘。6.1.1 堰长 lw精馏段:堰长lw 0.66D0.66m提馏段:堰

40、长lw 0.66D0.66m出口堰高hw精馏段：求howLs3600 0.0006025(lw)(0.66)2.5eau-4港礎收编系数匚一堰丘*D塔為Hip L港相腕量，由图12-48查得E=1.03how0.00284E(Ls/Iw)2/30.0065m0.00284 1.03(3600 0.0006025 / 0.66)2/3h ow应大于6mm不宜大于70mmhf2.5 hl 0.1375m可忽略求hL前面已假设：hL 0.055m故 hW h l hOW 0.055 0.0065 0.0485m取 hw 为 0.05(0.05 0.0065,0.10.0065)。h lhw how0

41、.05 0.0065 0.0565m提馏段:求howeai2-4潘漉收编系数匚一堰丘*D塔為 mp E港相MtS 1由图12-48查得E=1.04how 0.00284E(L s/l w)2/30.00284 1.04(3600 0.0017531 / 0.66)2/30.0133mh f 2.5 h l 0.15m可忽略求hL前面已假设：h l 0.06 m故 hwhL how 0.06 0.0133 0.0467m取 hw 为 0.05 (0.05 0.0133,0.1 0.0133)。hL0.05 0.01330.0633m弓形降液管宽度Wd和面积Af精馏段:求液面梯降b (lwD)/2

42、(0.661)/20.83m液层上部的气体速度ugVs0.7922At Af0.785 0.05668h f2.5 hL0.1375m ，Hte730.22()(ug、3.2)12(Ht h f)Af /At 7.22%停留时间:由图 12-46 得 Wd = 0.124 D 0.124m外堰间距离D 2Wd 0.752m取 Iw 0.66 D 0.66 10.66mAt (d)20.785m2,2查图可知 Af / At0.07222a f 0.0722 At 0.05668m1.088m/sh f0.4625 m0.0024kg/kg汽 0.1kg/kg汽Ht Af / Ls (0.6 0

43、.05668)/0.000602556.5s 5s提馏段：求液面梯降b (lW D)/2(0.66 1.0)/20.83m由图 12-46 得 Wd = 0.124 D 0.124m外堰间距离Z1 D 2Wd 0.752m取 lw0.66D0.66 1.00.66mAT(f)2 0.785m2,查图可知 Af / At 0.0722 2A f 0.0722 At 0.05668mA f / At 7.2%液层上部的气体速度VsAt Af0.75710.785 0.056681.0395m/shf2.5 hL 2.5 0.0633 0.15825m ，H T hf 0.29175m0.22(73

44、)(巴；)3.212(Ht h f)0.00579kg / kg汽 0.1kg/ kg汽停留时间:Ht Af /Ls (0.45 0.05668)/0.001753114.5s 5s降液管底隙高度h0降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以ho表示般不降液管底隙高度h O应低于出口堰高hW，才能保证降液管底端有良好的液封,应低于 6mm 即 hO = hW -0.006h o也可按下式计算:hO 洼 式中uo-液体通过底隙时的流速，m/s。lWUo根据经验，一般取 uo= (0.07, 0.25 ) m/s。精馏段：取 h O =12mm提馏段：取 uo=0.1m/s，得 h O =26

45、mm6.2塔板布置及筛孔数目与排列塔板的分块D 800mm故塔板采用分层，查表塔板分为3块。边缘区宽度确定精馏段：0.05m。0.05m。查表10-33弓形宽度与面积 取WS 0.07m, WC提馏段：查表10-33弓形宽度与面积 取 WS 0.07m, WC开孔区面积Aa计算 筛孔计算及其排列精馏段：取 do 4mm,t/do 3则 t=12mm2(x . r2x22rsin180-)查表10-33弓形宽度与面积取 WS 0.07m, WC0.05m。x (D/2) (Wd Ws)0.306mr (D/2) WC 0.45m x/r 0.306/0.45=0.68得 Aa0.5046 m2筛

46、孔按正三角形排列，筛孔数目开孔率为1.155Aat21.155 0.504620.01224048个do 20.004 20.907()2 0.907()2 10.1%t0.012气体通过阀孔的气速为U0VS179 帖占口A a 0.101 0.5046提馏段:取 dO 4mm,t/dO 3则 t=12mm对单溢流型塔板，开孔区面积Aa可用下式计算，即Aa 2(xr2x2r 一sin180-)查表10-33弓形宽度与面积取 WS 0.07m, WC0.05m。x (D/2) (Wd Ws)0.306mr (D/2) WC 0.45mx/r 0.306/0.45=0.68得 Aa0.5046 m

47、2筛孔按正三角形排列，筛孔数目1.155 Ao n1.155 0.5046t220.0124048个开孔率为do 20.004 20.9。7匚）佔（丽）10.1%气体通过阀孔的气速为U0VS0.7571A a 0.101 0.504615m/ s7. 筛板的力学检验7.1塔板压降干板阻力hc计算精馏段：甲醇-水体系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板d取3mm,0 1.33，由图 12-58 得C。 0.8412-58干筛孔的流量系数he 0.0512(Uo)2s) 0.0512(空)2() 0.0236m 液柱Col0.84822.4提馏段：d取3mm,1.33，由图 12-58 得Co 0.84h

48、e12-58干筛孔的流量系数0.0512労)2()COL0.0512)2( 0.889 )0.01533m液柱0.84934.328液体表面力的阻力计算h。计算精馏段:表面力压头h 4 /(9810 LdO)提馏段：4 36.349810 822.4 0.0040.0045m 液柱表面力压头h 4 /(9810 Ldo)4 56.910.00621m 液柱9810 934.328 0.004气体通过每层塔板的液柱高hp精馏段：Fous 15.6 1.1 16.4hLhw hOw 0.05 0.0065 0.0565由图12-59得液层的有效阻力 hi 0.046m液柱0.070.060050.040.030.020.0100.020.040.060.08紅/m0.112-59 有效液层阻力hL注:F = Uq 亀 * m f A l = /i w + A-aw i m ；川一有效液层阻力m液柱.则 hP hC hl