甲醇~水板式精馏塔的设计计算

1、东华大学化工原理课程设计题目甲醇-水混合液板式精馏塔的设计学 院化工学院专业班级轻化1101班学生指导教师2014年 6 月 27摘要设计选用板式精馏塔作为别离设备采用连续精馏的方法别离甲醇-水混合液。一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、 出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸。因此我们对 精馏塔首先进展物料衡算，根据查得的甲醇 -水物系平衡数据用作图法求得理论塔板数 并由全塔效率确定实际塔板数，然后确定操作压力，操作温度，平均分子量，平均密度 等根本物性参数。对塔高、塔径、塔板、溢流装置等各个部件进展计算与核算校验如 负荷

2、性能图并确定操作弹性，最后计算接收等一些附件的尺寸。按任务书的任务顺序 完成任务。关键词：板式精馏塔；连续精馏；图解法AbstractThe desig n use a type of the plate type colu mn as separati on equipme nt using the method of continu ous distillati on separati on metha no l-water mixture. A full plate tower is mai nly posed of cyli ndrical tower body, tower boar

3、d, liquid pipe dow n, the overflow weir, the liquid dish and gas and liquid in to, export tube ponents and other parts, this n eeds of every part to make a choice and give reas on able tech no logy size. So we to, first of all, the material of the colu mn calculatio n, accord ing to check metha nol-

4、water content is bala nee data obta ined by mapp ing method theory tower nu mber by the board and tower efficie ncy the determ in atio n of the actual tower nu mber plate, the n check the operat ing pressure, operati ng temperature, average molecular weight, the average den sity of basic property pa

5、rameters. High tower, tower of diameter, tower board, overflow device and so on each parts calculati on and acco unting check (such as load performa nee chart) and determ ined the elasticity of operati on, fin ally calculated over the size of the some accessories, etc. According to the task of mitme

6、nts to plete the task order.Key wordsPlate colu mn; Con ti nuous distillati on; Graphic methodIII / 46目录摘要IAbstradl第1章总论51.1概述51.2塔设备简介6塔设备类型6筛板塔优点6第2章设计方案确定及流程说明72.1进料状况72.2加料方式和加料热状况72.3塔顶冷凝方式72.4回流方式82.5加热方式82.6工艺流程简介8第3章精馏塔的设计计算93.1物料衡算9原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率910原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量全塔物料衡算103.2塔板数确实定103

7、. 2.1理论塔板数的求解10回流比确实定11操作线方程11图解法确定理论塔板数11全塔效率及实际塔板数12全塔效率12实际塔板数12133.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力13操作温度13平均摩尔质量13液相和气相平均密度14液相平均密度14气相平均密度15液相平均外表力15液相平均粘度163.4精馏塔塔体和塔板主要尺寸计算17塔高和塔径17精馏段17提馏段18342塔板主要工艺尺寸的计算19342.1溢流装置19342.2塔板板面布置22筛孔计算及排列223.5塔板的流体力学验算23阻力和单板压降校验23精馏段23提馏段24雾沫夹带校验25精馏段25提馏段25漏液校验253.

8、 精馏段25提馏段25液泛校验26精馏段26提馏段263.6负荷性能图27精馏段负荷性能图2727漏液线气相负荷下限线液体流量下限线28361.3液体流量上限线28361.4雾沫夹带线28液泛线29操作弹性30提馏段负荷性能图3030漏液线气相负荷下限线3.622液体流量下限线31液体流量上限线31雾沫夹带线31液泛线31操作弹性323.7精馏塔接收尺寸的计算32进料管32回流管33塔顶蒸汽接收33釜液排出管34完毕语35参考文献31附录I符号说明32致34第1章总论1.1概述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

9、通过精细接触到达相际传质和传热目的的 气液传质设备之一。精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进展加热， 然后进展屡次混合蒸气的 局部冷凝和混合液的局部加热汽化以到达别离目的的一种化工单元操作。 精馏操作应在 塔设备中完成，塔设备提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以到达理想的别离效果，因此它在石油化工生产中得到广泛应用1.2塔设备简介塔设备类型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 表那么为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。122筛板塔优点而实验说明筛板塔的优点是：构造简单，气体压降小，板上液面落差也较小

10、，生产 能力及板效率均较泡罩塔高。泡罩塔板由于齿封开度是固定的，因此其对蒸汽负荷变动 的适应性能不好。气速小时，气液接触不好；气速大时，又易使蒸汽吹开液体。多孔塔 板虽然构造简单，处理能力大，但操作弹性比拟小。对于筛板塔来说，塔板上开有许多 均布的筛孔，筛孔在塔板上作正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使板上能维持一定厚 度的液层。操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层鼓泡而出，气、 液间密切接触而进展传质。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体 经筛孔向下泄漏。所以，筛板塔的效率较高，操作弹性较大，能较好的适应进料量的变 化。此外，筛板塔还具有构造简单、处理能力强等优

11、点。由于筛板塔板的蒸汽是水平吸 入液层的，因此气液搅动较好、雾沫夹带小、接触时间长、传质效果好、其效率比泡罩 塔板约高15%。第2章设计方案确定及流程说明2.1进料状况设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔该物 系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是构造比浮阀塔 更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。塔板效率高，比泡罩塔高 15%左右。压降较低。缺 点是塔板安装的水平度要求较高，否那么气

12、液接触不匀。2.2加料方式和加料热状况加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。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，塔的操作比拟容 易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径一样，无论是设计计算还是实际 加工制造这样的精馏塔都比拟容易，为此，本次设计中采取泡点进料。2.3塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。甲醇和水不反响而且容易冷却，故使用全冷凝器,塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此别离也是为了得到甲醇应选用全冷凝器。2.4回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶

13、。其优点 是回流冷凝器无需支撑构造，其缺点是回流控制较难。如果需要较高的塔处理或因为不 易检修和清理，这种情况下采用强制回流故本设计采用强制回流。2.5加热方式加热方式为直接加热和间接加热。直接加热由塔底进入塔。由于重组分是水故省略 加热装置。但在一定的回流比拟条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使用理论板数增 加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液局部汽化维持原来浓度，以减少理论板数。本 设计采用间接蒸汽加热。2.6工艺流程简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜或再沸器，冷凝器，冷却器，原料预热 器及贮槽等.原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部参加塔蒸馏釜或再沸器的 溶液受热后局部汽化，

14、产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进展传质, 从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液 体，冷凝的液体一局部作为塔顶产品，另一局部由塔顶引入塔作为回流液，蒸馏釜中排 出的液体为塔底的产品。第3章精馏塔的设计计算3.1物料衡算原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为Ma 32kg/kmol水的摩尔质量为Mb 18kg/kmol原料液摩尔分率0.45/32Xf0.3150.45/32(1 0.45)/18塔顶摩尔分率0.9140.95/320.95/32(1 0.95) /18塔底摩尔分率0.0113Xw0.02/32 (1 0.02)/1

15、80.02/32原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量 Mf 0.315 32 (1 0.315) 18 22.412kg / kmol塔顶产品平均摩尔质量 Md 0.914 32 (1 0.914) 18 30.802kg/kmol塔底产品平均摩尔质量 Mw 0.0113 32 (1 0.0113) 18 18.159kg / kmol3.1.3全塔物料衡算原料处理量8 4 107F=473.222kmol / h22.412 330 24采出率D xF xW0.315 0.0113 小 c"FW0.336FXd Xw0.914 0.0113塔顶产品流量D塔釜产品

16、流量W0.336F0.336 473.222159.206 kmol / hF D 473.222159.206314.016kmol / h3.2塔板数确实定3. 2.1理论塔板数的求解甲醇一水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得甲醇一水物系的气液平衡数据表 3-1，绘出x-y图，见图3-1表3-1甲醇-水物系气液平衡数据温度tC液相中的摩尔分数 x气相中的摩尔分数 y1000.000.00096.40.020.13493.50.040.23491.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.57978.0

17、0.300.66576.00.330.69275.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.87067.60.800.91566.00.900.95865.00.950.97967.61.001.000321.1回流比确实定在图中对角线上，自点E 0.315,0.315起做q线泡点线，该线与平衡线交点坐标为yq 0.678，可得q线与平衡线的交点坐标 xq,yq为0.315,0.678,那么最小回流比为RminXdyqyq X0.914 0.6780.678 0.3150.651取回流比 R 1.7Rmin 1.7 0.651 1.1063.2

18、.1.2操作线方程精馏段气液负荷 V (R 1)D(1.106 1) 159.206 335.278kmol. hL RD 1.106 159.206176.073kmol / h提馏段气液负荷，由于泡点进料，q=1那么V 335.278kmol /hL'176.073 473.222649.252 kmol / h精馏段操作线方程DVXd176.073x335.2780.9140.525X 0.434335.278提馏段操作线方程L'x'普“3.2.1.3图解法确定理论塔板数y'L' W649.252x649.252 314.016314.0160.0

19、1131.937X 0.011335.2780010.20.3 OJ 0.50.60.7 O.S 091图3-1理论板层数图解法由图3-1可知，总理论塔板数Nt为8块(包括塔釜)，进料板位置Nf为自塔顶数起 第5块。322全塔效率及实际塔板数全塔效率根据奥康奈尔经历式Et 0.49( l)式中塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度, L 塔顶与塔底平均温度下的液相黏度， 查相关资料得甲醇-水物系的相对挥发度为0.245无因次量，量纲为1;Pa s4.617，计算得 0.348那么全塔效率Et0.494.617 0.348'0.43743.7%，3.2.2.2实际塔板数精馏段实际塔板数NpNt

20、410Et0.437提馏段实际塔板数NpNt37Et0.437实际总塔板数N总17不含塔釜3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算331操作压力每层板的压降 P 0.7kPa塔顶操作压力PD101.3kPa进料板压力 PF 101.3 0.7 10 108.3kPa塔底压力 P 101.3 0.7 17 113.2kPa101.3 108.3精馏段平均压力Pm104.8kPam 2108.3 113.2提馏段平均压力 PT110.75kPa2操作温度插法X2X1t2 t1查表1得0.33 0.376.0 78.0解得进料板操作温度tF 77.09 C,同理可得 塔顶操作温度tD 65.71

21、T塔底操作温度tw 99.98 C平均摩尔质量xD %0.914,由平衡曲线得 为0.805塔顶平均摩尔质量 Mvd,t 0.914 32 (1 0.914) 18 30.802kg/kmolM LD,m 0.805 32 (1 0.805) 18 29.27kg/kmolxFx2 0.315,由平衡曲线得y2 0.678进料板平均摩尔质量 Mvf,t 0.678 32 (1 0.678) 18 27.492kg/kmolMLF,m 0.315 32 (1 0.315) 18 22.412kg/kmolxw 0.0113，由平衡曲线得y30.018塔底平均摩尔质量Mvw,m 0.018 32

22、(1 0.018) 18 18.252kg/kmolMLW,m 0.0114 32 (1 0.0114) 18 18.159kg/kmol精馏段平均摩尔质量 Mv,m 30.82 Q27'49229.147kg / kmolML,m29.2722.4122提馏段平均摩尔质量27.49218.252222.41218.159225.841kg / kmol22.872 kg/kmol20.286 kg/kmol液相和气相平均密度查相关资料得甲醇与水在个温度下的密度如表3-2表3-2甲醇与水在各温度下的密度温度tc60708090100p甲醇kg/m 3751743734725716:水k

23、g/m3983.2977.8971.8965.3958.4液相平均密度计算式aAaBL ,mLA LB查表2数据运用插法求塔顶液相平均密度所以LD ,ma 75165.71 60743 75170 60解得b 983.2977.8 983.2 解得65.716070 60，'746.431kg/m33b 980.117kg/m10.95/746.431(1 0.95)/980.1173755.437 kg /m同理可得进料板液相平均密度lf ,m 850.454kg / m3塔底液相平均密度Lw,m 951.965kg / m3精馏段液相平均密度L,m 802.945kg/m3提馏段液

24、相平均密度L,m 901.209kg / m3气相平均密度由理想气体状态方程计算得精馏段气相平均密度PmM V，m102.7 29.1611.045kg/m3V，mRTm8.314 (71.40 273.15)提馏段气相平均密度Vm 先竺 106.9 22.8860.814kg/m3RTm8.314 (88.54 273.15)液相平均外表力查资料得甲醇与水在各温度下的外表力如表3-3。表3-3甲醇与水在各温度下的外表力温度tC60708090100o甲醇(mN/m)18.7617.8216.9115.8214.89(水(mN/m)66.264.362.660.758.8n计算式 LmXi i

25、i 1查表3-3数据运用插法求塔顶液相平均外表力A 18.7665.7160b 66.265.716017.82 18.76，解得 A 18.223mN/m70 6064.3 66.2，解得 B 65.115mN / m所以LD,m0.914 18.223 (1 0.914) 65.11522.235mN/m70 60同理可得进料板液相平均外表力 LF ,m 48.616mN / m塔底液相平均外表力LW,m 58.305mN/m精馏段液相平均外表力22.235 48.616L,m235.426mN /mL,m48.616 58.305253.461mN / m提馏段液相平均外表力液相平均粘度

26、查资料得甲醇与水在各温度下的外表力如表3-4表3-4甲醇与水在各温度下的黏度温度t(C)406080100120pl 水mPa s0.4390.3440.2770.2280.196丄甲醇mPa s0.5490. 4700.3550.2820.237n计算式 LmXi ii 1查表4数据运用插法求塔底液相平均黏度所以LD,mA 0.35065.71 60b 0.47965.71600.306 0.35070 600.414 0.47970 60解得解得0.325mPas0.442mPas0.914 0.325 (1 0.914) 0.442 0.335mPas同理可得进料板液相平均黏度LF,m

27、0.348mPas塔底液相平均黏度LW ,m 0.287mPas精馏段液相平均黏度提馏段液相平均黏度0.3350.3480.342mPasL,m20.3480.2870.318mPasL,m23.4精馏塔塔体和塔板主要尺寸计算341塔高和塔径取板间距Ht 0.4m,上液层高度hL 0.08m，那么 别离空间为 Ht hL 0.4 0.08 0.32m精馏段气液相流量 V 335.278kmol /h，L 176.073kmol / h气液相体积流率为VM Vm335.27829.1613600 vm36001.045LM Lm176.07325.843600 LmI3600 802.945Ls

28、L0.00157802.945Ls液夜气动能参数为32.598m /sm3 / s0.01782.598、 1.045在史密斯关联图上图3-1查得C200.068图3-2史密斯关联图那么气体负荷因子校正为C C20咗严 o.。68 （讐严。0762最大允许气速UmaxC L V 0.0762y v取平安系数为0.7（平安系数在允许的围, 那么空塔气速u 所以塔径0.7U max 0.7 2.111802.945 1.045，；2.111m/sV 1.045符合设计要求)1.478m / sD栏爲需提馏段气液相流量V'气液相体积流率为335.27&mol/h,L'649.

29、294kmol / h夜气动能参数为V'Mvm335.27822.8863600 vm36000.814L'M；m649.29420.2863600 Lm3600 901.209Ls ： L0.00406901.2091r ,VsV2.620.0.814Ls0.05160.00406m3 /s2.620m3 / sVs查图 3-1 得 C20 0.051那么气体负荷因子校正为C ' C20(L)0.2 °.°51(讐严 °062120最大允许气速V 0.0621V取平安系数为0.7（平安系数在允许的围, 那么空塔气速u' 0.7um

30、ax 0.7 2.065 所以塔径Umax C901.625 0.814 2.065m/s0.814符合设计要求）1.446m/ sD为设计和制造方便, 精馏段空塔气速4Vs. 4 2.°651.519mu' 3.14 1.446塔径统一圆整为 D 1.6m，那么4VsU它1.292m/s3.14 1.6提馏段空塔气速4VsD24 2.6203.14 1.621.303m/ s塔的横截面积At At精馏段有效高度为Z (Np提馏段有效高度为 Z' (NpD23.141.622.011m2441)Ht(101)0.43.6m1)Ht(71)0.42.4m塔板主要工艺尺寸

31、的计算溢流装置因塔径D 1.6m可选用单溢流弓形降液管，平直堰，凹型受液盘，不设进堰口堰长 lW 0.7D 0.7 1.6 1.12m1精馏段出口堰高hWhL hDW上液层高度hL 0.08m堰上液层高度2how2.84 e(®辽 1000(1w)Lh/I4.268，查图 3-3得 E 1所以，hOW 0.0084m， hW 0.072m图3-3液流收缩系数计算图降液管宽度Wd和降液管横截面积AflW/D=0.7，查图 3-3 得 Wd /D 0.14 , Af / AT 0.088所以 Wj 0.14 1.6 0.224m2Af 0.088 2.0110.177m2液体在降液管中停

32、留时间3600AHLh19.82s （5s,符合要求）降液管底隙高度hLh03600lwuo0.032m0.02m,设计合理hw %0.040m >0.006m设计合理选用凹形受液盘，凹槽深度 hw 55mmQ* 0.050.0*0.02图3-4弓形降液管的宽度与面积2提馏段出口堰高hv hL hOw，上液层高度hL 0.08m堰上液层高度' 2how空4e（与1000 lwLh/I；511.009，查图 3-3得 E 1所以，how 0.016m， hv 0.064m降液管宽度Wd和降液管横截面积Af与精馏段一致。液体在降液管中停留时间3600Af H tLh17.43s &g

33、t;5s符合要求降液管底隙高度h0.043m >0.02m设计合理3600WU0hw h)0.023m (>0.006m设计合理)凹形受液盘与精馏段一样，凹槽深度 hw 55mm342.2塔板板面布置1精馏段取安定区宽度 W 0.065m，边缘区宽度 Wc 0.035m，Wd 0.224mx D (Wd Ws)0.511mR D Wc 160.0350.765mAa 2 (x . R2 x2R2arcsin )180 R_0 5112 (0.511.0.7652 0.5112 0.7652arcsin )1800.7650.597m22提馏段取与精馏段一样的参数。342.3筛孔计算

34、及排列因为处理物系没有腐蚀性可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d0 5mm筛孔按正角形排列，取孔中心距t 3d。15mm那么开孔率A0A0.907 (d°)27.4筛孔数1.1581.1580.5970.0152256筛孔总面积AAa 7.400 0.5970.044m'图3-5干筛孔的流量系数3.5.1.1精馏段干板阻力气体速率hc 0.051（出）2（亠）0.032mCoL精馏段筛板气速Vs u°18.06m/sA0提馏段筛板气速u0 21.93m/ sA03.5塔板的流体力学验算3.5.1阻力和单板压降校验因为do 1.667，查图3-5确定空流系数Co0.82A

35、t Af1.417m s动能因子Fa u。匚M 1.449，查图3-6得o 0.62气体通过液层的阻力hi0hL0(hWhOW)0.0496m液相外表力的阻力4 LLgd00.0036 m气体通过每层塔板的液体柱高度hp hc hi h0.032 0.0496 0.00360.0854m单板压降Php Lg 673Pa 0.673kPa0.7kPa，符合要求图3-6充气系数°和动能因子Fa间的关系3.5.1.2提馏段干板阻力hc 0.051(U0)2(-1亠)0.033mC0L气体速率'VsUa1.429m. sAtAf动能因子Fa u0 LM 1.289，查图 3-6得 0

36、0.64气体通过液层的阻力h；0hL0(hv hOW) 0.0512m液相外表力的阻力4'L 0.0048 m气体通过每层塔板的液体柱高度LgdohP hC hl h'0.033 0.0512 0.0048 0.0890m单板压降 P' hp Lg 687Pa0.687kPa 0.7kPa，符合要求雾沫夹带校验液沫夹带将导致塔板效率下降。通常塔板上液沫夹带量e要求低于0.1kg液体/kg干气体精馏段3.265.7 10UaHt hf0.0794kg液/ kg干气体0.1kg液体/ kg干气体，符合要求提馏段3.265.7 10e'UaHt h'f0.00

37、28kg液/ kg干气体0.1kg液体/ kg干气体，符合要求漏液校验3. 精馏段漏液点气速U0W,min4.4C。O.。056。仙 h L 11.026m sU0稳定系数1.638 1.5,不会发生漏液现象U0W,min提馏段漏液点气速U0W,min4.4C。0.0056 0.13h_ h'-12.468 s稳定系数Uo1.759 >1.5,不会发生漏液现象U0W,min3.5.4液泛校验为防止塔发生液泛,降液管液层高度 H d应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔的出口堰,Hd(Ht hW)，由于甲醇一水为一般物系取 0.6。3.5.4.1精馏段hd0.1)0.00029

38、7mHd Hp n m 0.166m(Ht hW) 0.6 (0.4 0.072) 0.283m因为Hd(Hthw)，所以不会发生液泛。3.5.4.2提馏段hdL0.153( st)0.00121mlwh0HdHp hL hd 0171m(Ht hw)0.6 (0.4 0.064)0.279m因为Hdd(Hthw)，所以不会发生液泛。用。由筛板流体力学验算结果可见，塔板构造参数选择根本合理，所设计的各项尺寸可3.6负荷性能图361精馏段负荷性能图3.6.1.1漏液线气相负荷下限线漏点气速式U0W,min4.4C, O'0。56。伽 h lU0W,minVS,minhOW22.84Lh

39、勺 2.84 3600LSbwE1000lw 1000 1.1223 0.619LS/3Vs,min1(0.0056 0.13h|h ).4.4CoAq、LL4.4 0.068 0.044'61.831L2/30.159 8.729整理得漏液线方程Vs,min0.0056 0.13(0.072 0.619哼3) 0.0036 802.9450.159 8.729 61.831L2/31.045在操作线围，任取几个L.值，算出乂值，如表3-5,在图3-7中绘出漏液线表3-5精馏段漏液线数据Ls m3/s0.0001500.00650.0142Vs m3/s0.4740.5240.5583

40、61.2液体流量下限线取堰上液层高度how 0.006m作为液相负荷下限条件，E 1，那么22.84 l 3600 Ls,min 3howE0.0061000lw2cccc 2.84 3600Ls,min 30.006 1000 1.12整理得液体流量下限线方程Ls,min0.000954m3/s在负荷性能图Ls 0.000954m3/s处作垂直线,得到图3-7中液体流量下限线。液体流量上限线取液体在降液管中停留时间5s，那么IAfHT 0.177 0.4L s ,max550.0142m3/s在负荷性能图Ls,max 0.0142m3/s处作垂直线,得到图3-7中液体流量上限线。雾沫夹带线以

41、$0.1kg液/ kg干气为雾沫夹带极限,那么3.2UaHt hfhf2.5（仏 how），hw 0.072m0.619L?3，lW 1.12m2-2.84 l 3600Ls 3howEs1000 lwUahf0.18 1.548L2/3VsAtAf2.011 0.177 0.545Vs5.7 10 60.545Vs32/335.426 100.22 1.548 Ls3.20.1整理得雾沫夹带线方程V 3.013 21.200L?3在操作线围，任取几个Ls值，算出Vs值，如表3-6,在图3-7中绘出雾沫夹带线Ls m3/s0.0009540.00650.0142Vs m3/s2.8082.27

42、51.770表3-6精馏段雾沫夹带线数据液 泛线令比 (Ht hw)Hd hph_hd，hp入hL h ， h0hL， hLIWhOW联立得Ht0 1 hW hd hch q 1 h)w忽略h将 hOW 与 Ls，hd 与 Lshe与Vs的关系式代入上式，并整理得式中0.051aV2b eLs2/ 3dLsHtV2 AqCqL0.05120.044 0.821.045 0.051802.9450.6 0.40.6 0.62 10.0720.1660.153(Gh。)201532119.12(1.12 0.032)22/3d 2.84310 3E 13600lw32.84 10 31 0.623

43、6001.122/31.002整理得液泛线方程在操作线围，任取几个3.255 2336.08L1 19.648L?3Ls值，算出Vs值，如表3-7,在图3-7中绘出液泛线表3-7精馏段液泛线数据Lsm3/s0.0009540.00650.0142Vs m3/s1.7501.5721.277 1图3-7精馏段气液负荷图361.6操作弹性在负荷性能图上，作出操作点P,连接0P,即作出操作线。由图3-5可看出，该筛 板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得Vs,max 1.56m3/s， Vs,min 0.48m3/s，那么精馏段的操作弹性为Vs,maxs,min1.560.483.25

44、提馏段负荷性能图漏液线气相负荷下限线与精馏段相似，线方程V' i3s,minr°在操作线围，任取几个L.值，算出Vs值，如表3-8,在图3-8中绘出漏液线表3-8提馏段漏液线数据Ls m3/s0.0001500.00650.0142Vs m3/s0.5200.5770.621362.2液体流量下限线与精馏段相似，液体流量下限线方程 LS 0.000954m3/s在图3-8中得到线。液体流量上限线与精馏段相似，液体流量上限线方程 Ls,max 0.0142m3/s在图3-8中得到线。雾沫夹带线与精馏段相似，雾沫夹带线方程V 3.691 23.805L?3在操作线围，任取几个Ls

45、值，算出Vs值，如表3-9,在图3-8中绘出雾沫夹带线 表3-9提馏段雾沫夹带线数据Ls m3/s0.0009540.00650.0142Vs m3/s3.4602.8622.295液 泛线与精馏段相似，液泛线方程V's 4.889 3366.268L'f 28.667L?3在操作线围，任取几个Ls值，算出Vs值，如表3-10,在图3-8中绘出液泛线表3-10提馏段液泛线数据Ls m3/s0.0009540.00650.0142Vs m3/s2.1471.9361.590二 00.0000 C.OO25 0.00500.00?500100O.C1250.0150L站）图3-8提

46、馏段气液负荷图362.6操作弹性与精馏段相似，在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP,即作出操作线。由图3-8可知提馏段筛板的 操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得Vs,max2.10m3/s，Vs,min 0.55m'/ s，那么提馏段的操作弹性Vs,maxIVs,min2.100.553.823.7精馏塔接收尺寸的计算进料管选用泵进料，取输送速度为u 2.5m/s，那么4 F g4 473.222 22.4120.042m 3600 uF F 3600 3.14 2.5 850.454经圆整选取热轧无缝钢管GB8163-87规格45 3.5mm实际管流速4 473.22

47、2 22.412Uf20.0383600 850.4543.06m/ s回流管采用直管回流管，回流管的回流量D 159.206kmol/h 0.044kmol/s塔顶液相平均摩尔质量 M ld ,m 29.27kg / kmol平均密度 LD,m 755.434kg / m3那么液体流量LsD M LD ,mLD ,m0.044 29.275755.4340.00171m3/s取管流速u 2.5m/s那么回流管直径dD4Vd4 0.00171 3.14 2.50.0295m圆整后可取回流管规格=40 3.5mm回流管实际流速Ud2.0m /s4Vd 4 0.00171d23.14 0.0332

48、塔顶蒸汽接收塔顶v335.278kmol / h, v1.066kg/m3,M30.802 kg / kmol那么体积流量:VM335.278 30.8021.066 36002.69m3/s取管蒸汽流速，那么u 20m/s可取回流管规格0.414m450 7 mm塔顶蒸汽接收实际流速Uv3.7.4釜液排出管4Vs74 2.6923.14 0.43618.03m /s塔底 W 314.016kmol/h, W951.965kg / m3, MW 18.159kg / kmol体积流量WMww314.016 18.159951.965 360030.00166m /s取管流速u 2.5m/ s，

49、那么dw4 0.001663.14 2.50.029mm可取回流管规格32 3.5mm塔顶蒸汽接收实际流速4VUW2d4 0.0016623.14 0.0253.39m/ s完毕语本设计进展甲醇和水的别离，因为甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，所以可直 接采用传统的精馏法制备高纯度的甲醇溶液，本设计进展甲醇和水的别离，采用直径 为1.6米的精馏塔，选用效率较高、构造简单、加工方便的单溢流方式、并采用了弓形 降液盘。由于在设计过程中，对板式塔只有一个整体的直观认识以及简单的工作原理的了 解，而对于设备中重要部件一一塔板、管路等缺乏了解，查询了各种相关书籍，走了 很多弯路，但终于通过自己努力解决了其中的难题。在进展设计时，我借助电脑一些辅助应用软件进展严格的验算，例如Exce I数学公式编辑器，AutoCAD等。Excel用于数据的计算和图表的绘制图解法求理论板数、负 荷性能图，方便，精准，快捷，使用数据时一目了然，