甲醇水分离过程板式精馏塔的设计

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第一章 设计任务书

1.1 设计题目

设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计

设计要求：年产纯度为98%的甲醇14000吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60% 。

1.2操作条件

1) 操作压力 常压 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选

4) 塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压）

1.3塔板类型

筛孔塔

1.4 工作日

每年工作日为330天，每天24小时连续运行。

1.5 设计说明书的内容

(1) 流程和工艺条件的确定和说明 (2) 操作条件和基础数据 (3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定；

(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图；

(10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取 (11) 塔板主要结构参数表

(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论

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第二章 设计原则

2.1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，尽量采用科学技术上的最新成就，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。必须具体考虑如下几点： 2.1.1满足工艺和操作的要求

⑴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。

⑵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。 2.1.2满足经济的要求

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。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。

2.1.3满足安全生产的要求

例如甲醇属易燃有毒物料，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，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

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2.2精馏操作对塔设备的要求和类型

2.2.1 对塔设备的要求

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：

⑴ 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。

⑵ 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。 ⑶ 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。

⑷ 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 ⑸ 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 ⑹ 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，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。 2.2.2 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。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。

筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

⑴ 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

⑵ 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 ⑶ 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 ⑷ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

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筛板塔的缺点是：

⑴ 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 ⑵ 操作弹性较小(约2～3)。

⑶ 小孔筛板容易堵塞。

第三章 设计步骤

3.1精馏塔的设计步骤

本设计按以下几个阶段进行：

⑴ 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。

⑵ 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

⑶ 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、泵等，并画出塔的操作性能图。

⑷ 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。

⑸ 抄写说明书。

⑹ 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

3.2 确定设计方案

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，将原料液通过预热器加热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加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

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第四章 精馏塔的工艺计算

4.1物料衡算

4.1.1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32.04kg/kmol 水的摩尔质量为： Mb18.01kg/k m原料液摩尔分率：0.4/32.04F0.4/32.040.6/18.010.27

塔顶摩尔分率：0.98/32.04D0.98/32.040.02/18.010.96

塔底摩尔分率：0.001/32.04W5.621040.001/32.040.999/18.01

4.1.2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0.2732.04(10.27)18.0121.80kg/kmol 塔顶产品平均摩尔质量MD0.9632.04(10.99)18.0130.94kg/kmol 塔底产品平均摩尔质量

MW5.6210432.04(15.62104)18.0118.03kg/kmol 4.1.3全塔物料衡算

D1.410730.94(24330)57.13kmol/h

DDW0.965.62104F57.130.275.62104203.43kmol/h FWWFD203.4357.13146.3kmol/h

4.2精馏段操作线方程

甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

① 由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y图，见图4.1。表1 温度/℃ x y 温度/℃ x y 100 0.00 0.00 75.3 0.40 0.729 96.4 0.02 0.134 73.1 0.50 0.779 93.5 0.04 0.234 71.2 0.60 0.825 6

91.2 0.06 0.304 69.3 0.70 0.870 89.3 0.08 0.365 67.6 0.80 0.915 87.7 0.10 0.418 66.0 0.90 0.958 84.4 0.15 0.517 65.0 0.95 0.979 81.7 0.20 0.579 64.5 1.00 1.00 78.0 0.30 0.665 查得:yδ=0.647，xδ=0.273 Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)

=（0.99-0.647）/(0.647-0.273) =0.917

R=1.8Rmin=1.8*0.917=1.651

LRD1.65157.1394.32kmol/h

V(R1)D(1.6511)57.13151.45kmol/h V'V151.45kmol/h

L'LF94.32203.43297.75kmol/h

4.3精馏段操作线方程

yRn11DRnR1 y1.651n11.65110.96n1.6511

yn10.623n0.362

4.3提馏段操作线方程

yL'm1L'WWmL'WW y297.75m1146.3146.3m297.75146.35.62104297.75

y4m11.97m5.4210

4.4进料方程

由于为泡点进料，则q=1

yqq1Fq1 yF0.2 77

4.5图解法确定塔板数

Y

X

图4.1

可知，总理论塔板数NT为12块(包括再沸器) 进料板位置NF为自塔顶数起第9块。

4.6 理论板层数NT的求取

精馏段理论塔板数 NT=8块 提馏段理论塔板数 NT=3块

精馏段实际塔板数 N精=8.8/60%=15块 提馏段实际塔板数 N提=3.2/60%=6块

4.7塔效率

η= xD×D/(xF×F)=99.83%

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第五章 精馏塔结构设计

5.1塔径与板间距

5.1.1精馏段

L=78.63kmol/h V=126.11 kmol/h

精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600ρ LS=LMLm/3600ρ

Vm=（126.11×29.46）/(3600×1.049)=0.9838 mLm=(78.63×19.99)/(3600×787.33)=0.000554 m

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/s

/s

umaxC0.2LV)由史密斯关联图（如图5.1）查得式子中，负荷因子CC20(0.02VC20再求图的横坐标为

Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=(0.000554/0.9838) ×(716.91×1.049) 0.5=0.0176

取板间距，HT=0.40m,

板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m 由史密斯关联图得C20 =0.065

气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.065×(62.6/20) 0.2 =0.0817 Umax=2.06 取安全系数为0.8，则空塔气速为

U=0.8Umax=0.8×2.06=1.648m/s

D=(4Vs/(πμ))1/2=[(4×0.8671)/(3.14×1.648)] 0.5=0.819

按标准塔径圆整后为D=1.2m

塔截面积为At=3.14×0.6×0.6=1.1304 m2

实际空塔气速为U实际=1.648/1.1304= 1.458m/s

U实际/ Umax=1.458/2.06=0.71(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)

史密斯关联图（图5.1）

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5.1.2提馏段塔径的计算与板间距的确定

L’=251.28kmol/h V’=126.11kmol/h

提馏段的气、液相体积流率为

V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(126.11×22.66)/(3600×0.8846)=0.8973m3/s

L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(251.28×19.96)/(3600×907.51)=3.85×10-6m3/s

umaxC0.2LV)由史密斯关联图（如图3）查得C20再式中，负荷因子CC20(0.02V求图的横坐标

Flv=L’/V’×(ρl/ρv)0.5=(3.85×10-6/0.8973)×(907.51/0.8846)0.5=1.3×10-4 取板间距，HT=0.40m，

板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34 m 由史密斯关联图，得知C20=0.07

气体负荷因子C= C20×(σ/20)0.2= 0.07×(54.271/20) 0.2=0.0855

Umax=0.0855×[(907.51/0.8846)-1]0.5=2.73 m/s

取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×2.73=2.184m/s D=(4Vs/(πμ))1/2=[(4×0.8973)/(3.14/2.184)] 0.5=1.580m 按标准塔径圆整后为D=1.2m

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塔截面积为At=3.14×0.6×0.6=1.13 m2 实际空塔气速为U实际=2.184/1.13=1.93m/s

U实际/ Umax=1.93/2.73=0.707(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)

5.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（15-1）×0.40=5.6 m 提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2 m 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=5.6+2+0.8=8.4m

5.3塔板结构参数的确定

5.3.1 精馏段

1.溢流装置计算 因塔径 D=1.2m，

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的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 1) 堰长lw

可取lw=0.60D=0.72m 2) 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由下列公式⑷计算，即有 how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.0083m

取板上清液层高度hL=0.05 m 故 hw=0.0417m

3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由Wd/D=0.6 m 查⑷可求得 Af/AT=0.057 Wd/D=0.15 Af=0.057×0.785=0.0448 m2

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Wd=0.125×1.2=0.15 m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.0448×0.40/ (3600×0.0084)=21.31s＞5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho ho= Lh/（3600×lw×uo'） 取uo'=0.07m/s

则ho=0.0084×3600/(3600×0.72×0.07)

=0.020024 m＞0.02m

Hw-ho=0.0417-0.020024=0.02167191＞0.006 m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

2.塔板布置

1) 塔板的分块

因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。 2) 边缘区宽度确定

取Ws=W’s= 65mm , Wc=35mm 3.开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下面式子计算，则有 Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）] 其中 x=D/2－(Wd＋Ws)

r= D/2－Wc

并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125 由上面推出 Aa=0.530m2 4.筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3 do=15mm

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筛孔的数目n为 n=1.155Ao/t2=2721个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1% 气体通过阀孔的气速为

uo=Vs/Ao=1.481/（Aa×φ）=27.67m/s

5.3.2 提馏段 (计算公式和原理同精馏段)

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（同精馏段）。各项计算如下： 1) 堰长lw

可取lw=0.60D=0.60m 2) 溢流堰高度hw

由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.0159m

取板上清液层高度hL=0.06 m 故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m 3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由Wd/D=0.6 m 查图⑷可求得 Af/AT=0.057 Wd/D=0.125 Af=0.057×0.785=0.044745 m Wd=0.125×1.0=0.125 m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.044745×0.40/ (3600×0.0022)=8.14s＞5s 其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho ho= Lh/（3600×lw×uo'） 取 uo'=0.17m

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则ho=0.0022×3600/(3600×0.6×0.17)

=0.022 m＞0.02m

Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197m＞0.006 m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。

2. 塔板布置

1) 塔板的分块

因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。 2) 边缘区宽度确定

取Ws=W’s= 65mm , Wc=35mm 3. 开孔区面积计算

开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有 Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）] 其中 x=D/2－(Wd＋Ws)

r= D/2－Wc

并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125 由上面推出Aa=0.530m2 4. 筛孔计算与排列

本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3 do=15mm 筛孔的数目n为 n=1.155Ao/t2=2721个

开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1% 气体通过阀孔的气速为

uo=V’s/Ao=1.466/（0.101×0.530）=27.38m/s

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第六章 筛板的流体力学验算

6.1精馏段

6.1.1 塔板的压降 1. 干板的阻力hc计算

干板的阻力hc计算由公式：hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl） 并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772 所以hc=0.051(27.67/0.772) 2×(1.01/819.1)=0.0786m液柱 2. 气体通过液层的阻力hl的计算

气体通过液层的阻力hl由公式：hl=βhL

ua=Vs/（AT－Af）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/s Fo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2) 查得β=0.54 所以hl=βhL=0.54×(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱 3. 液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）计算,则有 hσ=(4×37.97×10-3)/(819.1×9.81×0.005)=0.0038 m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算 hP=hc+hl+hσ=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱 气体通过每层塔板的压降为

△ Pp= hP×ρl×g =0.1094×819.1×9.81=879.07Pa＜0.9KPa（设计允许值）

6.1.2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。 6.1.3液沫夹带

液沫夹带量，采用公式：ev=5.7×106/σL×[ ua/(HT－hf)]3.2

由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m 所以： ev=(5.7×10-6/37.97×10-3) [1.897/(0.4-0.125)] =0.068kg液/kg气＜0.1kg液/kg气

可知液沫夹带量在设计范围之内。 6.1.4 漏液

对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

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Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=8.81m/s

实际孔速为Ｕo27.67m/s＞Uo,min

稳定系数为 Ｋ=Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.14＞1.5 故在本设计中无明显漏液。 6.1.5液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子：Hd≤ψ(HT＋hw) 甲醇与水属于一般物系，取ψ= 0.5，则ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m 而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则有

hd=0.153(uo’)2=0.153×(0.07)2=0.0007m液柱 Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱

则有： Hd≤ψ(HT＋hw)，于是可知本设计不会发生液泛。

6.2 提馏段

6.2.1 塔板的压降 1.干板的阻力hc计算

干板的阻力hc计算由公式：hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl）

并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772，所以h’c= 0.0561m液柱 2.气体通过液层的阻力hl计算

气体通过液层的阻力hl由公式：hl=βhL

ua=Vs/（AT－Af）=1.879m/s Fo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/s m1/2 可查图得β=0.58，所以hl=βhL=0.0344m液柱 3.液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力的阻力hσ

由公式hσ=σL/（ρl×g×do）计算,则有hσ=0.0052m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式：hP=hc+hl+hσ=0.0947m液柱 气体通过每层塔板的压降为

△Pp= hP×ρl×g = 850.59Pa＜0.9kPa 计算结果在设计充值内 6.2.2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。

16

6.2.3 液沫夹带

液沫夹带量，采用公式：ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf)]3.2由hf=2.5hL=0.125m 所以ev=5.7×10-6/55.13×10-3[1.879/(0.40-0.125)]3.2

=0.048 kg液/kg气＜0.1 kg液/kg气 可知液沫夹带量在设计范围之内。 6.2.4漏液

对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式

Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=9.55m/s Uo=27.38m/s＞Uo,min

稳定系数为 K= Uo / Uo,min =27.38/9.55=2.87＞1.5，故在本设计中无明显漏液。6.2.5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd≤ψ(HT＋hw) 甲醇与水属于一般物系，取ψ= 0.5 则

ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.417）=0.221m

而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则有

hd=0.153(uo’)2=0.004m液柱

Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱

则有：

Hd≤ψ(HT＋hw)

于是可知本设计不会发生液泛。

17

第七章 塔板负荷性能图

7.1精馏段

7.1.1漏液线

Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2 Uo,min=Vs, min/Ao hL= h w +hOW

hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

Vs, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2 =5.178 (0.007151+0.1219Ls2/3) 1/2

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7.1

Ls m3/s Vs m3/s 7.1.2液沫夹带线 ev =0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下： ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf) ]3.2 ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vs hf=2.5hL=2.5(hw+ how) hw=0.0417

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3 HT－hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3

ev=5.7×10-6/37.97×10-3[1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)]3.2 =0.1

整理得 Vs=1.70-13.00 Ls2/3

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7.2

Ls m3/s Vs m3/s 7.1.3液相负荷下限线 对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005 Ls,min=0.00024m/s

据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

18

0.0005 0.461 0.0015 0.484 0.0030 0.510 0.0045 0.529 0.0005 1.619 0.0015 1.530 0.0030 1.429 0.0045 1.346

7.1.4 液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式

θ=（Af×HT）/Ls=4

故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 m3/s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 7.1.5 液泛线

令Hd=ψ(HT＋hw) Hd=hp+hL+hd hP=hc+hl+hσ hl=βhL hL= h w +hOW

联立得 ψHT＋(ψ-β-1)hw=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ

忽略hσ，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得

a’ V2s=b’-c’ Ls2-d’ Ls2/3 式中 a’=[0.051/(Aoco)2]×（ρv/ρl） b’=ψHT＋(ψ-β-1)hw c’=0.153/(lwhO)2

d’=2.84×10-3×E×( 1+β)(3600/lw)(2/3)

将有关数据代入,得

a’=[0.051/(0.101×0.530×0.772)2]×（1.01/819.1）=0.037 b’=0.5×0.4＋(0.5-0.54-1)×0.0417=0.157 c’=0.153/(0.6×0.02)2=1062.500

d’=2.84×10-3×1×( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3)=1.444 故 V2s=4.24-28716.22 Ls2-39.03 L2/3s

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.3

Ls m3/s Vs m3/s 负荷性能图7.1

0.0005 3.99 0.0015 3.66 0.0030 3.17 0.0045 2.60 19

54Vs32Vs,max10AVs,min00.002Ls0.0040.006

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得

Vs,max= 1.623m3/s Vs,min=0.400 m3/s 故操作弹性为：Vs,max/ Vs,min=1.623/0.400=4.058

7.2提馏段

7.2.1漏液线

Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2 Uo,min=Vs, min/Ao hL= h w +hOW

hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

Vs, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2 =6.151 (0.005821+0.1219Ls2/3) 1/2

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7.4

Ls m3/s Vs m3/s 7.2.2液沫夹带线 ev =0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下： ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf)]3.2

20

0.0005 0.500 0.0015 0.530 0.0030 0.562 0.0045 0.588

ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vs hf=2.5hL=2.5(hw+ how) hw=0.0417

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3 HT－hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3

ev=5.7×10-6/37.97×10-3[1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)] 3.2 =0.1 整理得：Vs=1.70-13.00 Ls2/3

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7.5

Ls m3/s Vs m3/s 7.2.3 液相负荷下限线 对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005 Ls,min=0.00064m/s

据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 7.2.4 液相负荷上限线

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式

θ=（Af×HT）/Ls=4

故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 m3/s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 7.2.5液泛线

令Hd=ψ(HT＋hw) Hd=hp+hL+hd hP=hc+hl+hσ hl=βhL hL= h w +hOW

联立得：ψHT＋(ψ-β-1)hw=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ

忽略hσ，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得：a’ V2s=b’-c’ Ls2-d’ Ls2/3 式中 a’=[0.051/(Aoco)2]×（ρv/ρl）

b’=ψHT＋(ψ-β-1)hw

0.0005 1.619 0.0015 1.530 0.0030 1.429 0.0045 1.346 21

c’=0.153/(lwhO)2

d’=2.84×10-3×E×( 1+β)(3600/lw)(2/3) 将有关数据代入,得

a’=[0.051/(0.101×0.530×0.772)2]×（0.80/915.6）=0.026 b’=0.5×0.4＋(0.5-0.58-1)×0.0417=0.155 c’=0.153/(0.6×0.022)2=878.100

d’=2.84×10-3×1×( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3)=1.482故 V2s=5.96-33773.08 Ls2-57.00 Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.6

Ls m3/s Vs m3/s

负荷性能图7.2

6540.0005 5.592 0.0015 5.137 0.0030 4.470 0.0045 3.722 Vs32Vs,max1Vs,minA000.0010.002Ls0.0030.0040.005

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图(1---3)可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得

Vs,max= 1.562m3/s Vs,min=0.514 m3/s 故操作弹性为

Vs,max/ Vs,min=1.562/0.514=3.039

22

第八章 辅助设备的计算及选型

8.1 原料贮罐

设计原料的储存利用时间为3天

Qm,h=6313.13 kg/h×24h×3

=454545.36kg 则可知： V= Qm,h/进料密度 =454545.36/904.75 =502.40m3

设其安全系数为：0.8 则有：V实际=502.40/0.8=628.0m3

8.2 产品贮罐

设计产品的储存时间为3天

Qm,h=89.02×30.38×24h×3

=194718.79kg

产品密度=甲醇密度×0.882+水密度×0.118

=750.0×0.882+979.4×0.118 =777.07kg/m3 则可知：

V= Qm,h/产品密度 =194718/777.07 =250.58 m3

设其安全系数为：0.8 则有：

V实际=250.58/0.8

=313.23 m3

选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92）

原料储罐的选择规格为： 名称 标准序号 公称体计算体内积/m3 规格

23

径总/mm 高材料 总重/kg 积/m3 660 /mm 9500 HG-21502.1-92-217 600 10338 Q235-A.F 21840

产品储罐的选择规格为 名称 标准序号 公称体计算体内积/m3 规格 HG-21502.1-92-208 300 积/m3 330 /mm 7500 径总/mm 8305 Q235-A.F 12760 高材料 总重/kg 8.3 原料预热器 原料加热：采用压强为270.25kPa的水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式采用逆流加热 则

Qm,h=50000×1000/(330×24)=6313.13 kj/(kg·K) 同时有Ｃp,h,甲醇=2.48 kj/(kg·K) Cp,h,水=4.183 kj/(kg·K) 质量分数 xF=0.40

根据上式可知：Cp c=2.48×0.4+4.138×0.6

=3.502kj/(kg·K)

设加热原料温度由10℃到85℃ 则有：

φ= Qm,h×cp,c×ΔT =6313.13×3.502×75 =1.658×106 kj/h

选择传热系数K=800 w/(m2·K) 则传热面积由下列公式计算：

A=φ/（K×ΔTm） 其中 ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =76.49 K 故有： A=φ/（K×ΔTm）= 27.20 m2

取安全系数为0.8 则A实际=27.20/0.8=33.87 m2

选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：25×2.5mm 名称 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 管程数N 管子根数n 规格 500 1.6 Ⅳ 152 名称 中心排管数 管程流通面积计算换热面积换热管长度/m2 /m2 /mm 规格 -- 0.0119 33.87 3000 24

8.4塔顶全凝器

甲醇的气化热r⑹

Qc=(R+1)D×r

=(1.130+1)×(89.02×30.38/3600)×1101 = 1758.85kg/h

冷凝塔顶产品由温度67.0℃冷却到温度40℃ 采用冷凝水由20℃到40℃ 知道

ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =23.33 K

选择K=800w/( m2·K) 则有：

A= Qc /(K×ΔTm) = 94.24m2

取安全系数为0.8

实际面积A=94.24/0.8=117.80 m2

选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：25×2.5mm 名称 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 管程数N 管子根数n 规格 600 1.6 Ⅱ 254 名中心排管数 管程流通面积计算换热面积换热管长度称 /m2 /m2 /mm 规格 0.0399 117.08 6000 8.5塔底再沸器 Qc=V’w r

=(189.61×2258×18.02)=2143.8kg/h

塔釜产品由温度103.2℃加热到温度130℃

ΔTm=130.0-103.2=26.8K 选择K=1000w/( m2·K) 则有：

A= Qc /(K×ΔTm)=78.00 m2

25

取安全系数为0.8 则有A实际=78.00/0.8=100.00 m2 名称 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 管程数N 管子根数n 规格 600 2.5 Ⅳ 242 名中心排管数 管程流通面积计算换热面积换热管长度称 /m2 /m2 /mm 规格 0.0190 100.00 6000 8.6 产品冷却器 假设产品从67.0℃冷却到40℃时 冷却水从进口温度15℃到40℃时

CH3OH ： Cp,c=2.48 Kj/kg K H2O ： Cp,c=4.183 Kj/kg K φ=Qm,c Cp,c △T

=89.02×30.38×2.48×(67-40)=1.811×105kj/h

取K=600 w/( m2·K)

A=φ/K△Tm

=(1.811×105×1000)/(600×26.0×3600) =3.22 m2

取安全系数为0.8 则A实际=3.22/0.8=4.03 m2 名称 公称直径Dg/mm 公称压力Pg/MPa 管程数N 管子根数n 规格 273 2.5 Ⅱ 32 名称 中心排管数 管程流通面积计算换热面积换热管长度/m2 /m2 /mm 规格 0.0050 100.00 3000 26

8.7 精馏塔

8.7.1塔顶空间

塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距为（1.5—2.0）HT=1.8×0.4=0.72 m 8.7.2塔底空间

塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 设塔底的密度为1000kg/ m3

V=(200.04×18.04×5/60)/1000 =0.30 m3

V=∏R2h 算出h=0.38 m 所以 塔底高度设计为1.45m 8.7.3塔支座为2.5m 8.7.4塔体总高度为：

H=(n-nF-nP-1)HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2 =(14-1-1-1)×0.4+1×0.4+1×0.8+0.72+1.45+0.5+2.5 =10.77 m

第九章 精馏装置工艺流程图

27

第十章 设计结论

甲醇最早是用木材干馏得到的，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，并采用了弓形降液盘。

附录：主要符号说明

Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 Af---- 降液管的截面积, m2 Ao---- 筛孔区面积, m2 AT----塔的截面积 m2 C----负荷因子 无因次

C20----表面张力为20mN/m的负荷因子 do----筛孔直径

D----塔径 m

ev----液沫夹带量 kg液/kg气 ET----总板效率 R----回流比 Rmin----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol tm----平均温度 ℃ g----重力加速度 9.81m/s2

Z----板式塔的有效高度

Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)

hl----进口堰与降液管间的水平距离 m hc----与干板压降相当的液柱高度 m

hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高

度 m

hf----塔板上鼓层高度 m hL----板上清液层高度 m

h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管的义底隙高度 m how----堰上液层高度 m hW----出口堰高度 m h’W----进口堰高度 m

hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度

m

H----板式塔高度 m HB----塔底空间高度 m Hd----降液管内清液层高度 m HD----塔顶空间高度 m

28

HF----进料板处塔板间距 m HP----人孔处塔板间距 m HT----塔板间距 m H1----封头高度 m H2----裙座高度 m K----稳定系数 lW----堰长 m

Vs----气体体积流量 m3/s Wc----边缘无效区宽度 m Wd----弓形降液管宽度 m Ws ----破沫区宽度 m Z ---- 板式塔的有效高度 m

希腊字母

δ----筛板的厚度 m

Lh----液体体积流量 m3/h θ----液体在降液管内停留的时间 s

Ls----液体体积流量 m3/s υ----粘度 mPa.s

n----筛孔数目 ρ----密度 kg/m3 P----操作压力 KPa σ----表面张力N/m △P---压力降 KPa

φ----开孔率 无因次 △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa α----质量分率 无因次 T----理论板层数 下标

u----空塔气速 m/s max----最大的 u0,min----漏夜点气速 m/s

min----最小的 uo’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s L----液相的 Vh----气体体积流量 m3/h

V----气相的

参考文献

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[3] 吴俊生,邵惠鹤.精馏设计、操作和控制[M].中国石化出版社 [4] 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津大学出版社 [5] 潘国昌,郭庆丰.化工设备设计[M].清华大学出版社 [6] 武汉大学.化学工程基础[M].高等教育出版社

[7] 吴昌祥. 板式精馏塔的操作[J]. 化学工程师, 2007.09

[8] 王中麟. 板式精馏塔进料口最佳位置的确定及理论塔板数的求解[J]. 东北林业大学学报,

2004.03.32

[9] 李云飞,葛克山.食品工程原理(第二版)[J].中国农业大学出版社,2009.08

29