甲醇-水溶液连续精馏筛板塔设计

设计题目名称：甲醇---水溶液连续筛板精馏塔设计

一·设计条件：

1) 进精馏塔的料液含甲醇40%（质量分数，下同），其余为水； 2) 塔顶的甲醇含量高于93%； 3) 残液中甲醇含量低于0.05%；

4) 生产能力为年产50000吨93%的甲醇；每年工作日为300天，每天24小时运转； 5) 全塔总效率：60% 6) 操作条件

a） 塔顶压力 常压 b） 进料热状态 泡点 c） 自选回流比

d） 加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）

e） 单板压降小于等于0.9kpa设计内容： f） 厂址为宁夏地区

二．设计内容：

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计算 5） 塔板主要工艺尺寸的计算 6） 塔板的流体力学验算 7） 塔板负荷性能图 8） 精馏塔接管尺寸计算

9） 对设计过程的评述和有关问题的讨论

10）绘制生产工艺流程图，筛板塔工艺条件图（A2）。

三．符号说明：

英文字母：

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 △PP----气体通过每层筛板的压降 C----负荷因子 无因次 t----筛孔的中心距 C20----表面张力为20mN/m的负荷因子

do----筛孔直径 u’o----液体通过降液管底隙的速度 D----塔径 m Wc----边缘无效区宽度

ev----液沫夹带量 kg液/kg气 Wd----弓形降液管的宽度 ET----总板效率 Ws----破沫区宽度 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 θ----液体在降液管内停留时间 hc----与干板压降相当的液柱高度 m υ----粘度

hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m ρ----密度 hf----塔板上鼓层高度 m σ----表面张力

hL----板上清液层高度 m Ψ----液体密度校正系数 h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标 ho----降液管的义底隙高度 m max----最大的 how----堰上液层高度 m min----最小的 hW----出口堰高度 m L----液相的 h’W----进口堰高度 m V----气相的

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 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

Lh----液体体积流量 m3/h Ls----液体体积流量 m3/s n----筛孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa

△Pp---气体通过每层筛的压降 KPa T----理论板层数 u----空塔气速 m/s

u0,min----漏夜点气速 m/s

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

θ----液体在降液管内停留的时间 s

υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面张力N/m φ----开孔率 无因次 α----质量分率 无因次 下标

Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的

目 录

一、概述

1．精馏操作对塔设备的要求 2．板式塔类型

3．精馏塔的设计步骤 二、精馏塔的物料衡算 三、塔板数的确定

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 六、塔板主要工艺尺寸的计算 七、筛板的流体力学验算 八、塔板负荷性能图 九、筛板塔设计计算结果 十、辅助设备的计算及选型 ⒈ 原料贮罐 2．产品贮罐

３．原料预热器 4．塔顶全凝器 5．塔底再沸器 6．产品冷凝器 7．精馏塔

8．管径的设计 十一、参文献考 一、概述

1． 精馏操作对塔设备的要求和类型 ㈠ 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。 ㈡ 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。 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。 2．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。

本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。 二、精馏塔的物料衡算

⑴ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol 水的摩尔质量为： 18.01kg/kmol

xf=(0.40/32.04)/(0.40/32.04+0.60/18.01)=0.273

xd=(0.93/32.04)/(0.93/32.04+0.07/18.01)=0.882 ⑵ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 Mf=32.04×0.273+18.01×(1-0.273)=21.84kg/mol Md=32.04×0.882+18.01×(1-0.882)=30.38kg/mol 则可知：

原料的处理量：F=50000/(330×24×21.84)=289.06kmol/h 根据回收率： η= xd×D/(xf×F)=99.5% 则有： D=89.02kmol/h 由总物料衡算：F= D+W 以及: xf×F= xd ×D+W×xw 容易得出： W=200.04kmol/h xw=0.00199 三、塔板数的确定 ⑴ 理论板层数NT的求取

因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1---1） 最小回流比及其操作回流比的求解：yδ=0.647，xδ=0.273 Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ) =(0.882-0.647)/(0.647-0.273) =0.628

取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×0.628=1.130 a．精馏塔的气、液相负荷 L=R×D=1.13×89.02=100.59kmol/h V=(R+1)×D=2.13×89.02=189.61kmol/h L’=L+F=100.59+289.06=389.65kmol/h V’=V=189.61kmol/h

b．精馏段、提馏段操作线方程

精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xd=0.5305x+0.414 提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=2.055x’-0.002 c．图解法求理论塔板层数 根据图一所示，可求得结果为 总理论塔板数NT为8块(包括再沸器) 进料板位置NF为自塔顶数起第4块 ⑵ 理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数 N精=3/60%=5块 提馏段实际塔板数 N提=5/60%=9块

四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 ⑴ 操作压力的计算

设每层塔压降： △P=0.9KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa） 进料板压力： PF=101.3+5×0.9=105.8(KPa) 精馏段平均压力：Pm=(101.3+105.8)/2=103.5(KPa) 塔釜板压力： PW=101.3+14×0.9=113.9(KPa) 提馏段平均压力：Pm’=(105.8+113.9)/2=109.85(KPa) ⑵ 操作温度的计算

安托尼系数 A B C Min～Max H2O 7.07406 1657.46 227.02 10～168 CH3OH 7.19736 1574.99 238.23 -16～91 H2O的安托尼方程： lgPAO=7.07406-1657.46/(tA+227.02) CH3OH的安托尼方程： lgPBO=7.19736-1574.99/(tB+238.86) 甲醇的tB

lg101.3=7.19736-1574.99/(tB+238.86) tB=64.5(℃)

由泡点方程试差可得当 tD=67.0℃时 ∑Kixi≈1 同理可求出 tF=85.2℃时 ∑Kixi≈1 tW=103.2℃时 ∑Kixi≈1 所以 塔顶温度 tD=67.0℃ 进料板温度 tF=85.2℃ 塔釜温度 tW=103.2℃ 精馏段平均温度 tm=(67.0+85.2)/2=76.1(℃) 提馏段平均温度 t’m=(103.2+85.2)=94.2(℃) ⑶ 平均摩尔质量的计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.882 查平衡曲线(图一)得 x1=0.727 MVDm=0.882×32.04+(1-0.882)×18.01=30.38kg/mol MLDm=0.727×32.04+(1-0.727)×18.01=28.21kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算

由yF=0.600 查平衡曲线(图一)得 x1=0.220 MVFm=0.600×32.04+(1-0.600)×18.01=26.43kg/mol MLFm=0.220×32.04+(1-0.220)×18.01=21.10kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算

由y1’=0.006 查平衡曲线(图一)得 x1’=0.001 M’VWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/mol M’LWm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.01=18.02kg/mol d. 精馏段平均摩尔质量

MVm=(30.38+26.43)/2=28.41kg/mol MLm=(28.21+21.10)/2=24.66kg/mol e. 提馏段平均摩尔质量

M’Vm=(26.43+18.09)/2=22.26kg/mol M’Lm=(21.10+18.02)/2=19.56kg/mol ⑷ 平均密度的计算 a. 精馏段平均密度的计算

Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

ρVm=PmMvw/RTm=(103.5×28.41)/[8.314×(273.15+76.1)]=1.01kg/m3 Ⅱ 液相 查⑵可得tD=67.0℃时 ρA＝979.4kg/m3 ρB=750.0kg/m3 tF=85.2℃时 ρA＝968.5kg/m3 ρB=735.0kg/m3 ρLDm=1/(0.93/750.0+0.07/979.4)=762.5kg/m3 进料板液相的质量分率

αA=(0.220×32.04)/(0.220×32.04+0.780×18.01)=0.334 ρLFm=1/(0.334/735.0+0.666/968.5)=875.6kg/m3 精馏段液相平均密度为

ρLm=(762.5+875.6)/2=819.1 kg/m3 b. 提馏段平均密度的计算 Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得

ρ’Vm=PmMvw/RTm=(109.35×22.27)/[8.314×(273.15+94.2)]=0.80kg/m3 Ⅱ 液相 查⑵可得tw=103.2℃时 ρA＝956.1kg/m3 ρB=720.0kg/m3 αA=(0.001×32.04)/(0.001×32.04+0.999×18.01)=0.0018 ρ’Lwm=1/(0.0018/720.0+0.9982/956.18)=955.62kg/m3 提馏段平均密度

ρ’Lm=(955.62+875.6)/2=915.6 kg/m3 ⑸ 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即 lgμLm=∑xilgμi

a．塔顶液相平均粘度的计算 由tD=67.0℃查⑵得 μA=0.4233mPa.s μB=0.3110mPa.s lgμLDm=0.882lg(0.3110)+0.118lg(0.4233) =-0.49 μLDm=0.323mPa.s

b．进料板平均粘度的计算 由tF=85.2℃查⑵得 μA=0.3320mPa.s μB=0.2550mPa.s lgμLFm=0.220lg(0.2550)+0.780lg(0.3320) =-0.50 μLFm=0.313mPa.s 精馏段平均粘度

μLm=(0.323+0.313)/2=0.318mPa.s

c．塔底液相平均粘度的计算 由tW=103.2℃查⑵得 μA=0.275mPa.s μB=0.220mPa.s lgμLWm=0.00199lg(0.220)+0.99801lg(0.275) =-0.56

μLWm=0.275mPa.s 提馏段平均粘度

μL’m=(0.275+0.313)/2=0.294mPa.s ⑹ 平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 σLm=∑xiσi

a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=67.0℃查⑵得 σA=64.91mN/m σB=18.30mN/m σLDm=0.882×18.30+0.118×64.91=23.80 mN/m b. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=85.2℃查⑵得 σA=62.22mN/m σB=16.40N/m σLFM=0.220×16.4+0.780×62.22=52.14 mN/m c. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=103.2℃查⑵得 σA=58.20mN/m σB=14.40N/m

σLWm=0.00199×14.40+0.99801×58.2=58.11 mN/m 精馏段液相平均表面张力

σLm=(52.14+23.80)/2=37.97 mN/m 提馏段液相平均表面张力

σ’Lm=(52.14+58.11)/2=55.13 mN/m 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算

⑴ 由上面可知精馏段 L=100.59kmol/h V=189.61kmol/h a． 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600ρVm=(189.61×28.405)/(3600×1.01)=1.481m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(100.59×24.655)/(3600×819.1)=0.00084m3/s 式中，负荷因子 由史密斯关联图⑶查得C20再求 图的横坐标为 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.0162

取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m

史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知 C20=0.075 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.08526 Umax=2.43

取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×2.43=1.94m/s =0.986m

按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m2

实际空塔气速为U实际=1.481/0.785=1.887 m/s

U实际/ Umax=1.887/2.43=0.78(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) ⑵ 由上面可知提馏段 L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h

a．提馏段塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为

V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(189.61×22.26)/(3600×0.80)=1.4660m3/s L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(389.65×19.56)/(3600×915.6)=0.2200m3/s 式中，负荷因子 由史密斯关联图⑶查得C20再求 图的横坐标为 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.051

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=0.076 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.093 Umax=3.14m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.7Umax=0.7×3.14=2.20m/s =0.921m

按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m2

实际空塔气速为U实际=1.466/0.785=1.868 m/s

U实际/ Umax=1.868/3.14=0.59(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) ⑶ 精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（5-1）×0.40=1.6 m 提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（9-1）×0.40=3.2 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+0.5=1.6+3.2+0.8=5.6m 六、塔板主要工艺尺寸的计算 ⑴ 精馏段 a．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的塔中被广泛使用。)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

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=0.125 Af=0.057×0.785=0.0448 m2 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 ×0.0448×0.40/ (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/(3600×0.6×0.07) =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。 b．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 c．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 d 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 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 ⑵ 提馏段 (计算公式和原理同精馏段) a．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Ad 由Wd/D=0.6 m 查图⑷可求得 Ad/AT=0.057 Wd/D=0.125 Ad=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

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。 b 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 c 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 d 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 七、筛板的流体力学验算 ⑴ 精馏段 1) 塔板的压降 a 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 b 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) 可查⑸得，得β=0.54

所以hl=βhL=0.54×(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱 c 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） 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。

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。 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=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。 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 ⑵ 提馏段 1) 塔板的压降 a 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 b 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 c 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 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。 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。 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。 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。 八、塔板负荷性能图 ⑴ 精馏段 a 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

Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 0.461 0.484 0.510 0.529 b 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

Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 1.619 1.530 1.429 1.346 c 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 d 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 e 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

Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 3.99 3.66 3.17 2.60

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= 3.433m3/s Vs,min=0.400 m3/s 故操作弹性为

Vs,max/ Vs,min=3.433/0.400=8.583 ⑵ 提馏段 a 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

Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 0.500 0.530 0.562 0.588 b 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

Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 1.619 1.530 1.429 1.346 c 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 d 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 e 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]×（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 Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 5.592 5.137 4.470 3.722

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= 3.233m3/s Vs,min=0.433 m3/s 故操作弹性为

Vs,max/ Vs,min=3.233/0.433=7.467 九、筛板塔设计计算结果

序号 项目 精馏段 提馏段 1 平均温度 tm ℃ 76.1 94.2 3 平均压力 Pm kPa 103.5 109.85 5 气相流量 Vs m3/s 1.481 1.466 7 液相流量 Ls m3/s 0.00084 0.051 9 实际塔板数 14 10 有效段高度 Z m 5.6

11 精馏塔塔径 m 1.0 12 板间距 m 0.4 13 溢流形式 单溢流 14 降液管形式 弓形 15 堰长 m 0.6 16 堰高 m 0.0417

17 板上液层高度 m 0.05 0.06 19 堰上液层高度 m 0.00835 0.0159 21 降液管底隙高度 m 0.020 0.022 23 安定区宽度 m 0.065 24 边缘区宽度 m 0.035 25 开孔区面积 m2 0.530 26 筛孔直径 m 0.022 27 筛孔数目 2721 28 孔中心距 m 0.015 29 开孔率 ％ 10.1

30 空塔气速 m/s 1.941 1.868 32 筛孔气速 m/s 27.67 27.38 34 稳定系数 3.14 2.87

36 精馏段每层塔板压降 kPa 0.879 0.851 38 负荷上限 液泛控制 39 负荷下限 漏液控制

40 液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气) 0.068 0.048 42 气相负荷上限 m3/s 3.433 3.233 44 气相负荷下限 m3/s 0.400 0.437 46 操作弹性 8.583 7.467

十、辅助设备的计算及选型 ⒈ 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 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 公称体积/m3 计算体积/m3 内径/mm 总高/mm 材料 总重/kg 规

格 HG-21502.1-92-217 600 660 9500 10338 Q235-A.F 21840

产品储罐的选择规格为

名称 标准序号 公称体积/m3 计算体积/m3 内径/mm 总高/mm 材料 总重/kg 规

格 HG-21502.1-92-208 300 330 7500 8305 Q235-A.F 12760 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 规格 500 1.6 Ⅳ 152

名称 中心排管数 管程流通面积/m2 /mm

规格 -- 0.0119 33.87 3000

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：

管程数N 计算换热面积/m2 管子根数n 换热管长度 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

名称 中心排管数 管程流通面积/m2 计算换热面积/m2 换热管长度/mm

规格 0.0399 117.08 6000 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 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 规格 600 2.5 Ⅳ 242

名称 中心排管数 管程流通面积/m2 /mm

规格 0.0190 100.00 6000 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 规格 273 2.5 Ⅱ 32

管程数N 计算换热面积/m2 管程数N 管子根数n 换热管长度管子根数n 名称 中心排管数 管程流通面积/m2 计算换热面积/m2 换热管长度/mm

规格 0.0050 100.00 3000 7．精馏塔 ⑴ 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 ⑵ 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 ⑶ 塔支座为2.5m ⑷ 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 8．管径的设计

⑴ 塔顶蒸气出口管的直径dV

操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20 m/s， 蒸气管的直径为 dV=(4Vs/∏Uv)1/2，其中

dV---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s，则 dV =[(4×1.55)/(3.14×20.0)]1/2 =0.31m

名称 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 350mm 377×10mm 200mm 620/381mm

⑵ 回流管的直径dR

①当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取0.2~0.5 m/s②当用泵输送时，可取1.5~2.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s) dR=(4Ls/∏UR)1/2 =(4×0.001/3.14×0.5)1/2

=0.050m

名称 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 50mm 57×3.5mm 150mm --

⑶ 进料管的直径dF

若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.4~0.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.5~2.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5) dF=(4Vs/∏UF)1/2

=[(4×0.006)/(3.14×0.5)]1/2 =0.124m

名称 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 150mm 159×5mm 200mm --

⑷ 塔底出料管的直径dW

一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5~1.5 m/s，循环式再沸器取1.0~1.5 m/s dW=(4LW/∏UW)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s) =[(4×0.004)/(3.14×0.8)]1/2 =0.08m

名称 接管公称直径Dg 接管 外径×厚度 接管伸出长度 补强圈（内径、外径）

规格 100 108×6 150 200/112

十一、参考文献

⑴ 时钧等 化学工程手册 化学工业出版社 1-108~1-109 ⑵ 王志魁 化工原理第三版 化学工业出版社 359~380 ⑶ 吴俊生 邵惠鹤精馏设计、操作和控制 中国石化出版社 ⑷ 贾绍义 柴诚敬 化工原理课程设计 天津大学出版社 108 ⑸ 潘国昌 郭庆丰 化工设备设计 清华大学出版社 175 ⑹ 武汉大学主编 化学工程基础 高等教育出版社 415-425 设计评述：

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。 该设计的优点：

1．操用、调节、检修方便； ２．制造安装较容易；

３．处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用； ４．操作弹性较大。 该设计的缺点：

设计中对文献的收索、查阅、记录都不全，设备的计算及选型都有较大的问题存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。

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。 该设计的优点：

1．操用、调节、检修方便； ２．制造安装较容易；

３．处理能力大，效率较高，压强较低，从而降低了操作费用； ４．操作弹性较大。 该设计的缺点：

设计中对文献的收索、查阅、记录都不全，设备的计算及选型都有较大的问题存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/1u3p.html