苯--甲苯溶液连续筛板精馏塔设计3

设计题目名称：苯---甲苯溶液连续筛板精馏塔设计 设计条件：1．处理量：100000t/年；

2．料液组成（质量分数）：35%；

3．塔顶产品组成（质量分数）不低于：96.0%； 4．塔底苯含量不大于：1.0%；

5．年工作生产时间：300天，每天三班8小时连续生产； 6．建厂地区：大气压强760mmHg、自来水年平均温度20

摄氏度滨州市 设计内容：

１．设计方案的确定：（1）常压精馏；（2）进料状态：冷进料；

（3）加热方式：塔底间接加热，塔顶全凝；（4）热能的利用。 ２．工艺计算：（1）物料衡算；（2）热量衡算；（3）回流比的确

定；（4）理论塔板数的确定。

３． 塔板及其塔的主要尺寸的设计：（1）塔板间距的确定；（2）塔径的确定；（3）塔板的布置及其板上流流程的确定。 ４． 流体力学的计算及其有关水力性质的校核。 ５．板式精馏塔辅助设备的选型。

６．绘制带控制的点工艺流程图及精馏塔设备的条件图。 编写设计说明书 厂址：滨州市 设计任务

完成精馏塔的工艺设计，有关附属设备的设计和选型，绘制精馏

- 1 -

塔系统带控制点的工艺流程图及其精馏塔设备的工艺条件图，编写设计说明书。 设计时间安排

2010.11.20----2010.12.5 附： 汽液平衡数据

x 0.00 0.06 0.108 0.158 0.21 0.264

符号说明： 英文字母

y 0.000 0.138 0.232 0.319 0.399 0.473 x 0.322 0.383 0.446 0.513 0.584 0.66 y 0.543 0.608 0.668 0.725 0.778 0.829 x 0.738 0.824 0.915 0.963 1.00 y 0.876 0.921 0.964 0.985 1.000

Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 Af---- 降液管的截面积, m2

- 2 -

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

hf----塔板上鼓层高度 m

hL----△板上清液层高度PP----气体通过每层筛板的压降 m h1----t----与板上液层阻力相当的液筛孔的中心距 注高度 m

ho----降液管的义底隙高度 m

m

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

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

how----u’堰上液层高度o----液体通过降液管底隙的速度 m hW----Wc----出口堰高度边缘无效区宽度 m h’W----Wd----进口堰高度弓形降液管的宽度 m hσ----Ws----与克服表面张力的压降相破沫区宽度 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Z----板式塔的有效高度 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 θ---- m 液体在降液管内停留时间H2----裙座高度 m K----稳定系数 υ---- 粘度 lW----堰长 m

Lh----液体体积流量ρ----密度 m 3

/h

3

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 V3s----气体体积流量 m/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

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目 录

一、概述 ............................................. 6 1．精馏操作对塔设备的要求 .......................... 6 2．板式塔类型 ...................................... 7 3．精馏塔的设计步骤 ................................ 8 二、精馏塔的物料衡算 .................................. 9 三、塔板数的确定 ..................................... 10 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 .......... 12 五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ......................... 17 六、塔板主要工艺尺寸的计算 ........................... 20 七、筛板的流体力学验算 ............................... 25 八、塔板负荷性能图 ................................... 30 九、筛板塔设计计算结果 ............................... 37 十、辅助设备的计算及选型 ............................. 39 ⒈ 原料贮罐 ....................... 错误！未定义书签。 2．产品贮罐 ....................... 错误！未定义书签。 ３．原料预热器 .................................... 39 4．塔顶全凝器 ..................................... 40 5．塔底再沸器 ..................................... 41 6．产品冷凝器 ..................................... 42 7．精馏塔 ........................................ 43

5

8．管径的设计 ..................................... 44 9．泵的计算及选型 ................................. 46 十一 结论

十二、参文献考 ...................................... 47 一、综述

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。

6

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。

7

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。

8

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

苯的摩尔质量为：78. kg/kmol 甲苯的摩尔质量为： 92kg/kmol

xf=(0.35/78)/(0.35/78+0.65/92)=0.3884

xd=(0.96/78)/(0.96/78+0.04/92)=0.9659

⑵ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量

Mf=78×0.3884+92×(1-0.3884)=85.5625kmoi/h;

原料的处理量：F=100000/(300×248505625)=162.3247kmol/h

由总物料衡算：F= D+W

以及: xf×F= xd ×D+W×xw; 容易得出： W=98.2471kmol/h;

D=64.0776kmol/h;

三、计算q值

经查得在设计条件下苯的汽化热为389kj/kg; 甲

苯

汽化﹚为360KJ/㎏rm?xF?r1?M1?(1?xF)?r2?M2;

tm?(96?20)/2?56；查得cp1?1.139kJ/kg.C,cp2?1.84KJ/(Kg.c)【】；

CP?CP1?M1?xF?CP2?M2?(1?xF);(1)

=1.139?78?0.3884?1.84?92?0.6116 =138.0324KJ/(Kg.℃)

;

9

×

q=

CP??t?rr;(2)

=(138.0324? 58+32041.0248)/32041.0248=1.3247 由（1）（2）式解得q=1.3274 q/(q-1)=1.3247/(1.3247-1)=4.05;

y=

q??xq1?(??1)xq；（1）

xFy=

qqq?1xq?q?1 (2);

q由（1），（2）解得x,yq分别为0.4630,0.6790

又Rmin?(xD?yq)/(yq?xq)

=(0.9659-0.6790)/(0.6790-0.4630) =1.33

取R=1.7Rmin=1.7×1.3529=2.3; 三、全塔效率E

T安托尼系数 苯 甲苯 A 6.023 6.078 B 1206.35 1343.94 C 220.24 219.58 Min～Max 苯的安托尼方程： lgPAO=6.023-1206.35/(tA+220.24)； 甲苯的安托尼方程： lgPBO=6.078-11343.94/(tB+219.58)

塔顶与塔釜平均温度为（82.25+108.5）/2=95.375℃

?L??进料液在塔顶与塔釜均温下的黏度iimpa.s

?=?x? ?利用直线内插法查表【】求出

LL 10

?L?x苯??L苯+x甲苯??甲苯

=0.3884?0.2611+0.6116?0.2742=0.2711lgPAO=6.023-1206.35/(tA+220.24)

=60.23-1206.35/（95.375+220.24） =2.201

所以p0苯=158.85KP

lgPOB=6.078-1343.94/(tB+219.58) =6.078-1343.94/（95.375+219.58） =1.811 所以p0甲苯=64.71KP

o??p苯po=158.8564.710=2.455

甲苯E= NTN?100%?NP?NT/E;【】

P

E?0.49?(?0.245??L)=0.49?(2.455?0.2711)?0.245=0.5414;

四 全塔物性数据计算 a. 气液负荷计算

L=R×D=2.3×64.0776=147.3758kmol/h V=(R+1)×D=3.3×64.0776=211.456kmol/h L’=L+qF=147.3758+178.4342=362.41kmol/h V’=V+(q-1)F=211.456+52.704=264.16kmol/h

11

b．精馏段、提馏段操作线方程 精馏段操作线：yn?1?提馏段操作 线：ym?1?/RR?1xn?xDR?1?0.697xn?0.2927

L?qFL?qF?Wx/m?xWL?qF?W?1.372xm?0.00438

/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15块(不包括再沸器) 进料板位置NF为自塔顶数起第6块 ⑵ 理论板层数NT的求取

精馏段实际塔板数 N精=5/0.5414=9块 提馏段实际塔板数 N提=10/0.5414=19块 第十块为进料板；

Nm?Np?1?28?1?29块含再沸器；

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+10×0.9=110.3(KPa) 馏段平均压力：Pm=(101.3+110.3)/2=106.65(KPa) 塔釜板压力： PW=101.3+29×0.9=127.4(KPa)

12

提馏段平均：Pm’=(110.3+127.4)/2=118.85(KPa) ⑵ 操作温度的计算 查t-x-y图【】

塔顶温度tD?82.25℃ 进料板温度tF?96℃ 塔釜温度

tW?108.5℃

tm精=89.13℃ tm提=102.25℃

⑶ 平均摩尔质量的计算

a. 塔顶平均摩尔质量计算 由xoD=y1=0.9659 由pyi?pxi得 x1=0.926 MVDm=0.9659×78+(1-0.9659)×92=78.48kg/mol

MLDm=0.926×78+(1-0.926)×92=79.04kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算 由yoF=0.3884 由pyi?pxi 得 x1=0568 MVFm=0.568×78+(1-0.568)×92=84.05kg/mol MLFm=0.3884×78+(1-0.3884)×92=86.56kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算

由xW=0.01177 由pyoi?pxi得 yW =0.0208 M’VWm=0.0208×78+(1-0.0208)×92=91.71kg/mol M’LWm=0.01177×78+(1-0.01177)×92=91.83kg/mol d. 精馏段平均摩尔质量

MVm=(78.48+84.05)/2=81.26kg/mol

MLm=(79.04+86.56)/2=82.80kg/mol

13

e. 提馏段平均摩尔质量

M’Vm=(84.05+91.83)/2=87.94kg/mol M’Lm=(86.56+91.710)/2=89.13kg/mol

⑷ 平均密度的计算

a. 气相

ⅰ 精馏段平均密度的计算 由理想气体状态方程得

?Vm =PmMvw/RTm=(105.56×(273.15+89.1)]=2.85kg/m3

ⅱ提馏段平均密度的计算

由理想气体状态方程得

?Lm=PmMvw/RTm=(118.85×(273.15+102.25)]=3.36kg/m3 b. 液相平均密度

1?12????? (其中?为质量分数) L?12密度经过查表由直线内插法获得【】 塔顶

10.96??812.5?0.04807.8

LmD解得?LmD?812.35㎏/m^3 进料板以35%进料

1??0.350.65979.06?794.26

LmF

81.26)/[8.31487.94)/[8.31414

×

×

解得?LmF=795.54㎏/m^3 塔釜

1??0.1782.13?0.99781.8

LmW解得?LmW=781.86㎏/m^3

??Lm精=（812.35+795.54）/2=803.95㎏/m^3 =（795.54+781.86）/2=788.70㎏/m^3

Lm提⑸平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算 即

μLm=∑xiμi

a．塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.25℃查图【】且由直线内插法得

μA=0.301mPa.s μB=0.302mPa.s μ μ

LDm

=0.9659 × 0.3110+0.118 ×0.302 =0.301

LDm

=0.323mPa.s

b．进料板平均粘度的计算 由tF=96℃查图【】且由直线内插法得 得

μA=0.2646mPa.s μB=0.0.2728mPa.s μ

LFm

=03884 ×0.2550+0.6116 ×0.3320 =0.270

μ

LFm

=0.270mPa.s

精馏段平均粘度

15

μLm=(0.0.301+0.270)/2=0.0.2855mPa.s(1)

c．塔底液相平均粘度的计算 由tW=108.5℃查图【】且由

直线内插法得

得

μ

LWm

μA=0.2363mPa.s μB=0.2555mPa.s μ

LWm

=0.01177 × 0.220+0.988231 × 0.275 =0.255 =0.255mPa.s

提馏段平均粘度

μLm=(0.270+0.255)/2=0.2625mPa.s(2) 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=82.25℃查图【】

且由直线内插法得

σA=21.00mN/m σB=21.44mN/m

?m顶 =0.9659×21.00+0.0.0341×21.44=21.02mN/m

b. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=96℃查图【】且

由直线内插法得

σA=19.334mN/m σB=20.2N/m

?m进 =0.3884×19.334+0.6116×20.2=19.86 mN/m

c. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=108.5℃查图【】

16

且由直线内插法得

σA=17.84mN/m σB=18.6395N/m

?

m釜 =0.01177×17.84+0.98823×18.6395=18.63 mN/m

精馏段液相平均表面张力

σLm=(21.02+19.86)/2=20.44 mN/m（1）

提馏段液相平均表面张力

σLm=(19.86+18.63)/2=19.25 mN/m（2）

五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600?Lm精 =(211.456×81.26)/(3600×2.85)=1.675m3/s LS=LMLm/3600?m精 =(147.3785×82.80)/(3600×803.95)=0.0042m3/s Lh=Ls×3600=15.12 m^3/ h

提馏段流量的计算与精馏段一样得下表 V(Kmol/h) Vs(m^3/s) L(Kmol/h) Ls(m^3/s) Lh(m^3/ h)

（一） 塔径的计算

17

精馏段 211.456 1.675 147.3785 0.0042 15.12 提馏段 264.16 1.925 362.41 0.01138 41

对精馏段和提馏段除选取板间距H=0.45 m

T板上层清液厚度hL=0.06m 则HT-hL=0.39 m 对精馏段

?LLs()()Vs0.5?V?0.042??????1.675??803.95??2.95??0.20.5?0.0427

负荷因子Cumax?C?C20(?0.02)由史密斯关联图⑶【】查得C20=0.086

803.95?2.852.85?1.426m/s

?L??V?V=0.0864×史密斯关联图如下

由上面史密斯关联图，得知 C20=0.086 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.0864 Umax=1.426m/s 取安全系数为

0.8，则空塔气速为

18

U=0.8Umax=0.8×1.426=1.14m/s

D?/V0.785u=1.34m

按标准塔径圆整后为D=1.4m

塔截面积为At=3.14×0.7×0.7=1.5386 m2 实际空塔气速为U实际=1.675/1.5386=1.088m/s

U实际/ Umax=1.088/1.426=0.76(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=264.16kmol/h

V=362.41kmol/h

a．提馏段塔径的计算

提馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600?mV提 =(362.41×87.88)/(3600×

3.35=1.925m3/s

LS=LMLm/3600

?mL提=(264.16×89.14)/(3600×

788.7=0.01138m3/s

umax?C?L??V?V式中，负荷因子C?C20(?0.02)0.2由史密斯关联图⑶

查得C20再求

取板间距，HT=0.45m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.39 m

由史密斯关联图，得知 C20=0.08 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.0794 Umax=1.22m/s

19

取安全系数为

U=0.8Umax=0.8×1.22=0.973m/s

D?/0.8，则空塔气速为

V0.785u=1.58m

按标准塔径圆整后为D=1.6m

塔截面积为At=3.14×0.8×0.8=2.01 m2 实际空塔气速为U实际=1.925/2.01=0.9577 m/s U实际/ Umax=0.9577/1.22=0.78(安全系数在充许的范围内，

符全设计要求)

为了设计方便精馏段和提留段的塔径都选为1.6m

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=（9-1）×0.45=3.6

m

提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（19-1）

×0.45=8.55m

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

+0.8=3.6+8.55+0.8=12.95m 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=1.6m，

20

Z=Z

精

+Z

提

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=0.70D=0.7?1.6?1.12m 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=0.0161m

取板上清液层高度hL=0.06m 故 hw=0.0439m

3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由lw/D=0.7m 查⑷【】可求得 Af/AT=0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09×2.01=0.1809 m2 Wd=0.15×1.6=0.24 m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

21

??ALfh?HT

??0.1809?0.45?360015.12?19.4s?5s

验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho 取u'o?0.09m/s ho?Ls?1lwu,o =

0.00421.12?0.09?0.0417m

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=0.09mm , Wc=0.06m 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)=0.8-0.21-0.09=0.50m

r= D/2－Wc=0.8-0.06=0.74m

并由Wd/D=0.15， 推出Wd=0.24m 由上面推出 Aa=1.3577m2

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= 3.5mm碳钢板，取筛孔直径do=10mm⑷

22

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3 do=30mm 筛孔的数目n为 n=1.155Ao/t2=1747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）=12.25m/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=1.6m，

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=0.0313m

取板上清液层高度hL=0.06 m 故 hw=0.06-0.0313=0.0287 m

23

3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由lw/D=0.7 m 查图⑷【】可求得 Af/AT=0.09 Wd/D=0.15 Af=0.09×2.01=0.1809 m Wd=0.15×1.6=0.24 m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即

??AfL?HT

h??0.1809?0.45?360041?7.15s?5s

其中HT即为板间距0.45m，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?Lsl?1,取 uo'=0.20m

wuo则ho=0.01138/(1.12×0.2)

=0.0508 m＞0.02m

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= 0.09m , Wc=0.06m

24

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)=0.8-0.21-0.09=0.50m

r= D/2－Wc=0.8-0.06=0.74m 并由Wd/D=0.15，推出Wd=0.24m 由上面推出Aa=1.3577m2 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= 3.5mm碳钢板，取筛孔直径do=10mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=30mm 筛孔的数目n为 n=1.155Ao/t2=1747 `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=1.925/（0.101×1.3577）=14.08m/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

25

hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl）

并取do/δ= 10/3.5=2.86 ,可查史密斯关联图得，co=0.733 所以hc=0.051(12.25/0.733) 2×(2.85/803.95)=0.0505m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）=1.675/(2.01-0.1809)=0.916m/s Fo=0.916(2.85)1/2=1.55kg1/2/(s m1/2) 可查⑸【】得，得β=0.6

所以hl=βhL=0.6×0.06=0.036 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=(4×20.44×10-3)/(803.95×9.81×0.01)=0.00104 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=0.0505+0.036+0.00104=0.0875m液柱 气体通过每层塔板的压降为 △ Pp= hP×ρ

l

×g =0.0875×803.95×9.81=691.41Pa＜

0.9KPa（设计允许值） 2) 液面落差

26

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=2.5×0.06=0.15m 所以：

ev=(5.7×10-6/20.44×10-3) 【0.916/(0.45-0.15)】 =0.099kg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=5.77m/s 实际孔速为Ｕo=12.25m/s＞Uo,min

稳定系数为 Ｋ=Uo/Uo,min=12.25/5.77=2.12＞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（0.45+0.0439）=0.2470m 而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则有

27

hd=0.153(uo’)2=0.153×(

0.0042)2=0.00124m液柱

1.12?0.0417Hd=hp+hL+hd=0.08754+0.06+0.00124=0.1488m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= 10/3.5=2.86,可查图得，co=0.733 所以h’c= 0.0799m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）=1.05m/s Fo=1.05×3.350.5=1.92kg1/2/s m1/2 可查图【】得β=0.57 所以hl=βhL=0.0342m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=0.000995m液柱

28

气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式 hP=hc+hl+hσ=0.0115m液柱 气体通过每层塔板的压降为

△Pp= hP×ρl×g = 890.55Pa＜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=0.15m

所以ev=5.7×10-6/19.25×10-3【 1.05/(0.45-0.15)】3.2

=0.0163kg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=5.51m/s Uo=14.08m/s＞Uo,min

稳定系数为 K= Uo / Uo,min =14.08/5.51=2.56＞1.5 故在本设计中无明显漏液。 5) 液泛

29

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（0.45+0.0287）=0.2394m 而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则有 hd=0.153(uo’)2=0.0061m液柱

Hd=hp+hL+hd=0.1151+0.06+0.0061=0.1812 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 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/σ3.2 L×【 ua/(HT－hf)】ua=Vs/(AT-Af)= Vs1.8291=0.5467 Vs

hf=2.5hL=2.5(hw+ how) hw=0.0439

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

hf=2.5(0.0439+ 0.6185Ls2/3)=0.11+1.548Ls2/3

30

HT－hf=0.45-0.11-1.548Ls2/3=0.33-1.548Ls2/3

ev=5.7×10-6/20.44×10-3【0.5467Vs/(0.33-1.548 Ls2/3)】3.2

=0.1

整理得 Vs=3.9-17.78Ls2/3

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 Vs m3/s 0.0042 3.40 0.003 3.53 0.0015 3.67 0.0005 3.78 0.0001 3.86 b 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 ψ(HT+hw)= (β+1) hOW+ hc + hd + hσ hOW=2.84 ?103(3600L2s1.12)?0.619Ls3

2.85803.95hc?0.051(Vs0.733?0.1371)^2?2?0.018V2s

2hl?0.6?(0.0439?0.619Ls3)?0.02634?0.3714Ls3

h??0.00104m

2h

p?0.02738?0.3714Ls3?0.018Vs

231

ψ(HT+hw)= 0.5?(0.45?0.0439)?0.2470

解得V2s=9.76-3896.7Ls2-55 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 0.0001 Vs m3/s 3.1 0.0005 3.07 0.0015 3.0 0.0030 2.93 0.0042 2.87 c 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=4s

故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.1809×0.45）/4=0.0204 m3/s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

d 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)

=4.4Co Ao{【0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))-

hσ】ρL /ρV }1/2

V

2/3 1/2

=7.43(0.0103+0.0805Ls)s,min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

32

Ls m3/s 0.0001 Vs m3/s

e 液相负荷下限线

对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷

标准，由式

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.006 Ls,min=0.00302m/s

据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

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=2.75m3/s Vs,min=0.0.75m3/s

故操作弹性为

Vs,max/ Vs,min=2.75/0.75=3.67 ⑵ 提馏段 a 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=0.0287m/s

33

0.0005 0.77 0.0015 0.79 0.0030 0.81 0.0045 0.83 0.76

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)

hf=2.5(0.0278+ 0.6185Ls2/3)=0.0718+1.546Ls2/3 HT－hf=0.45-0.0718-1.546Ls2/3=0.3782-1.546Ls2/3

ev=5.7×10-6/19.257×10-3【 0.5467Vs/(0.3782-1.546Ls2/3)】

3.2

=0.1

整理得

Vs=4.26-17.45Ls2/3

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 0.0001 Vs m3/s 4.22 0.0005 4.15 0.0015 4.01 0.0030 3.75 0.0042 3.34 b 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

ψ(HT＋hw)=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ hOW=2.84 ?103(3600L2s1.12)?0.619Ls3

34

hc?0.051(Vs0.733?0.1371)^2?23.35788.7?0.0214V2s

2hl?0.57?(0.0287?0.619Ls3)?0.01636?0.3528Ls3

h??0.000995m

2hp?0.01736?0.3528Ls3?0.0214V2s

ψ(HT+hw)=

2

0.5?(0.45?0.0287)?0.2394

2

2Vs=9.03-2208.41 Ls-45.42 Ls3

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 Vs m3/s 0.0001 2.99 0.0005 2.96 0.0015 2.93 0.0030 2.76 0.0042 2.74 c 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=4s

故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.1809×0.45）/4=0.0204 m3/s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 d 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)

35

Vs,min=4.4Co

Ao{【0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ】ρL /ρV }1/2

=6.79 (0.00673+0.0459Ls2/3) 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 0.0001 Vs m3/s 0.56 0.0005 0.57 0.0015 0.58 0.0030 0.61 0.0045 0.65 e 液相负荷下限线

对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷

标准，由式

how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.006 Ls,min=0.00302m/s

据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

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= 2.5m3/s Vs,min=0.51m3/s

故操作弹性为

Vs,max/ Vs,min=2.5/0.51=4.9

36

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 ℃

3 平均压力 Pm kPa 5 气相流量 Vs m3/s 7 液相流量 Ls m3/s 9 实际塔板数Nm 10 有效段高度 Z m 11 精馏塔塔径D m 12 板间距HT m

13 溢流形式 14 降液管形式 15 溢流堰长lw m 16 出口堰高hwm 17 板上液层高度hLm 19 堰上液层高度howm 21 降液管底隙高度 m 23

安定区宽度WS m

82.25

106.65 1.675 0.0042

0.06 0.0439 0.0417

29 13.05 1.6 0.45 单溢流 弓形 0.6

0.09

108.5

118.85 1.925 0.01138

0.06 0.0313 0.0508

37

24 25 26 27 28 29 30 32 34 36

边缘区宽度Wcm 开孔区面积Am2

a0.06 1.3577 0.01 1747 30 10.1

0.9587 12.25 2.12 0.690

0.833 14.08 2.56 0.890

筛孔直径d0 m 筛孔数目n个 孔中心距t m 开孔率? ％ 空塔气速um/s 筛孔气速u0 m/s

稳定系数 精馏段每层塔板压降

kPa

38 39 40

负荷上限 负荷下限 液沫夹带ev (0.1kg液

液泛控制 漏液控制

0.0163

0.0099

/kg气)

42 44 46

气相负荷上限 m3/s 气相负荷下限 m3/s

操作弹性

2.75 0.75 3.67

2.5 0.51 4.9

38

十、辅助设备的计算及选型 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：

39

采用加热管的直径为：25×2.5mm 公称直径名称 Dg/mm 规格 500 Pg/MPa 1.6 Ⅳ 152 公称压力管程数N 管子根数n 管程流通面积计算换热面积换热管长度名称 中心排管数 /m2 规格

4．塔顶全凝器

甲醇的气化热r⑹ Qc=(R+1)D×r

=(2.3+1)×211.456Kmol/h×33604.82KJ= 7.11×106/m2 33.87 /mm 3000 -- 0.0119 /Kmol

KJ/h

冷凝塔顶产品由温度80.1℃冷却到温度80.1℃ 采用冷凝水由20℃到30℃ 知道 ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =55.0 K

选择K=500w/( m2·K) 则有： A= Qc /(K×ΔTm) = 68015m2

取安全系数为0.8

实际面积A=68.15/0.8=85.19 i m2

40

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/2xi6.html