2015化工学院毕业设计（优秀）--年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏

北京理工大学

毕业设计(论文)

年产3.0万吨二甲醚装 置分离精馏工段的设计

学 院： 化工与材料学院 专 业： 化学工程与工艺 姓 名： 学 号： 指导老师： 职 称： 副教授

中国 二○一五年五月

北京理工大学 毕业设计

诚信承诺书

本人郑重承诺：我所呈交的毕业设计《年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段设计》是在指导教师的指导下，独立开展研究取得的成果，文中引用他人的观点和材料，均在文后按顺序列出其参考文献，设计使用的数据真实可靠。

承诺人签名：

日期： 年 月 日

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年产3.0万吨二甲醚装置分离精馏工段的设计

摘 要

近年来，二甲醚已成为国际石油替代途径与新型二次能源的热点课题，引起各国关注与重视。

二甲醚的制备主要有甲醇脱水法和合成气一步法两种。与传统的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工艺经济更加合理，在市场更具有竞争力，正在走向工业化。目前，制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。开发中的分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作过程得到纯度较高的二甲醚产品。本设计主要针对分离中的精馏工序进行工艺设计，分离二甲醚、甲醇和水三元体系。精馏塔采用浮阀塔，塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用水蒸气蒸汽加热，以提供足够的热量。通过计算得出理论板数，塔效率，实际板数，进料位置，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径，有效塔高，筛孔数。通过筛板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

关键词：二甲醚 分离 三元体系 精馏

I

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Annual output of 30,000 tons of dimethyl ether distillation section

in the design of separation device

ABSTRACT

In recent years, DME has become an alternative channel of international oil and new secondary energy and hot topics, That aroused national concern and attention.

Preparation of dimethyl ether mainly methanol dehydration and One-step synthesis. With the traditional methanol synthesis compared to synthesis of dimethyl ether, one-step synthesis of dimethyl ether process more rational economy, more competitive in the market and it is moving towards industrialization. Currently, synthesis gas to dimethyl ether is the latest technology Preparation of dimethyl ether. Compared with methanol dehydration, system of direct synthesis of DME as the existence of unreacted synthesis gas and carbon dioxide finished. If it want to get high purity dimethyl ether, more complicated separation process. Developed mainly in the separation process such as chemical absorption and distillation unit operation in the process of dimethyl ether with higher purity product. This design aimed at separating the distillation process for process design, separation of dimethyl ether, methanol and water ternary system. Design of distillation towers used valve. Use the whole top of the tower condenser cooling device used to accurately control the reflux ratio. Bottom of the column of steam heating by steam to provide sufficient heat. Obtained by calculating the number of theoretical plates, tower efficiency, the actual plate number, feed location. The main tower in the plate design and calculation of process dimensions derived column diameter, the effective tower, sieve number. Checking through the sieve of fluid mechanics, to prove that the indicator data are in line with standards to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possible

Keywords: DME separate ternary system distillation

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目 录

摘要 ................................................... I ABSTRACT .............................................. II 1 绪论 ................................................ 1

1.1概述 .................................................... 1 1.1.1设计依据 .............................................. 1 1.1.2 设计规模及设计要求 .................................... 1 1.1.3 产品规格、性质及用途 .................................. 1 1.1.4技术来源 .............................................. 3 1.2二甲醚分离装置流程 ...................................... 6

2 精馏塔的工艺计算 ..................................... 8

2.1精馏塔的物料衡算 ........................................ 8 2.1.1基础数据 .............................................. 8 2.1.2物料衡算 .............................................. 8 2.2精馏塔工艺计算 ......................................... 10 2.2.1物料衡算 ............................................. 10 2.2.2操作条件的确定 ....................................... 10 2.3精馏塔设备计算 ......................................... 12 2.3.1基础数据 ............................................. 12 2.3.2塔板数的确定 ......................................... 15 2.3.3精馏塔主要尺寸计算 ................................... 18 2.3.4塔板结构设计 ......................................... 21 2.3.5 塔板流体力学验算 ..................................... 26 2.3.6 塔板负荷性能图 ....................................... 29 2.3.7塔高的计算 ........................................... 33

3 热量衡算 ............................................ 35

3.1数据 ................................................... 35

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3.2冷凝器的热负荷 ......................................... 35 3.3再沸器的热负荷 ......................................... 36 3.4冷却水消耗量和加热蒸汽消耗量 ........................... 38

4主要设备设计和选型 ................................... 39

4.1接管的设计 ............................................. 39 4.1.1进料管 ............................................... 39 4.1.2回流管 ............................................... 39 4.1.3釜液出口管 ........................................... 39 4.1.4塔顶蒸汽管 ........................................... 40 4.1.5加热蒸汽管 ........................................... 40 4.2冷凝器的选型 ........................................... 41

5 结论 ................................................ 42 参考文献 .............................................. 43 附录 .................................................. 44 谢辞 .................................................. 46

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1 绪论

1.1概述 1.1.1设计依据

根据北京理工大学珠海学院下达的设计任务书，模拟现有的浆态床一步法二甲醚合成产业化技术，对二甲醚分离装置中的精馏工段进行工艺设计。

1.1.2 设计规模及设计要求

设计规模：年产3.0万吨二甲醚分离装置（合成气一步法），设计该分离装置中精馏工段工艺，精馏装置采用浮阀塔。 产品要求：二甲醚≥99％

1.1.3 产品规格、性质及用途

(一) 产品规格：二甲醚≥99％（质量含量） (二) 二甲醚性质

物理性质：二甲醚亦称甲醚，英文dimethylether，英文缩写DME，化学分子式(CH3OCH3)，分子量为46.07，是重要的甲醇衍生物，沸点-24℃，凝固点-140℃。二甲醚是一种含氧有机化合物，溶于水，在大气中可以降解，属于环境友好型物质。二甲醚在常温下是一种无色气体，具有轻微的醚香味。二甲醚无腐蚀性、无毒，在空气中长期暴露不会形成过氧化物，燃烧时火焰略带光亮。[1]

二甲醚的危险特性：二甲醚为易燃气体。与空气混合能形成爆炸性混合物。接触热、火星、火焰或氧化剂易燃烧爆炸。接触空气或在光照条件下可生成具有潜在爆炸危险性的过氧化物。气体比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇明火会引着回燃。若遇高热，容器内压增大，有开裂和爆炸的危险。

二甲醚的毒性：二甲醚为弱麻醉剂，对呼吸道有轻微的刺激作用，长期接触使皮肤发红、水肿、生疱。浓度为7.5%（体积）时，吸入12分钟后仅自感不适。浓度到8.2%（体积）时，21分钟后共济失调，产生视觉障碍，30分钟后轻度麻醉，血液流向头部，浓度为14%（体积）时，经23分钟引起运动共济失调及麻醉，经26分钟失去知觉，皮肤接触甲醚时易冻伤。空气中允许浓度为400ppm[1]。二甲醚的物理性质见表1-1 [2]

1

北京理工大学 本科生毕业设计 表1-1 二甲醚的物理性质

项目 沸点(101.3kPa)/℃ 熔点/℃ 闪点(开杯法) /℃ 密度(20℃)/g*ml-1 临界压力/MPa 临界温度/℃ 临界密度/ g*ml-1 自燃温度/℃

数值 -24.9 -141.4 -41.5 0.661 5.32 128.8 0.2174 350 项目 蒸气压(20℃)/MPa 燃烧值(气压)/kJ*mol 生成热(气态)/ kJ*mol 熔融热/ kJ*mol 蒸发热/ kJ*mol 生成自由能/ kJ*mol 25℃熵/J/(mol*K) 蒸气密度/kg*m 3-1-1-1-1-1 数值 0.53 1455 -185.5 107.3 467.4 -114.3 266.8 1.91836~1.9173 (三) 二甲醚的用途 (1) 用作燃料

二甲醚可替代液化石油气(LPG)作为燃料。二甲醚在常温常压下为无色无味气体,在一定压力下为液体,其液化气与LPG性能相似,贮存于液化气钢瓶中的压力为1.35M Pa,小于LPG压力(1.92M Pa),因而可以代替煤气、石油液化气用作民用燃料。二甲醚液化气作为民用燃料有一系列优点：二甲醚自身含氧,碳链短,燃烧性能良好,燃烧过程中无黑烟,燃烧尾气符合国家标准,其热值比柴油和液化天然气低,但比甲醇高。二甲醚液化气在室温下压力符合现有LPG要求,可用现有的LPG气罐集中统一盛装,储运安全,组成稳定,无残液,可完全利用;与LPG灶基本通用,使用方便,不需预热,随用随开。二甲醚可按一定比例掺入液化气中和液化气一起燃烧,可使液化气燃烧更加完全,降低析碳量,并降低尾气中的一氧化碳和碳氢化合物含量;二甲醚还可掺入城市煤气或天然气管道系统中作为民用燃料混烧,不仅可解决城市煤气高峰时气量不足的问题,而且还可以改善煤气质量,提高热值。总之,二甲醚在储存、运输、使用等方面比LPG更安全。因此二甲醚代替LPG作为优良的民用洁净燃料,具有广阔的前景。

二甲醚液化后还可以直接用作汽车燃料,是柴油发动机的理想替代燃料。因为二甲醚燃料具有高的十六烷值(50～55),比甲醇燃料具有更好的燃烧效果,而且没有甲醇的低温启动性和加速性能差的缺点。二甲醚燃料高效率和低污染,可实现无烟燃烧,并可降低噪音和减少氮氧化物的排放。[3] (2) 用作氯氟烃的替代品

二甲醚可替代氯氟烃作气雾剂、致冷剂和发泡剂。

二甲醚作为氯氟烃的替代物在气雾剂制品中显示出其良好性能:如不污染环境,与各种树脂和溶剂具有良好的相溶性,毒性很微弱,可用水或氟制剂作阻燃剂等。二甲醚还具有使喷雾产品不易受潮的特点,加之生产成本低、建设投资少、制造技术不太复杂,被人们认为

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是一种新一代理想气雾剂用推进剂。而且二甲醚对金属无腐蚀、易液化,特别是水溶性和醇溶性较好,作为气雾剂具有双重功能:推进剂和溶剂,还可降低气雾剂中乙醇及其它有机挥发物的含量,减少对环境的污染。目前在国外,二甲醚在民用气溶胶制品中已是必不可少的氯氟烃替代物。国内气雾剂产品有一半用二甲醚作抛射剂。 (3) 用作化工原料

二甲醚是一种重要的化工原料,可用来合成许多种化工产品或参与许多种化工产品的合成。二甲醚作烷基化剂,可以用来合成N,N-二甲基苯胺、硫酸二甲酯、烷基卤以及二甲基硫醚等。作为偶联剂,二甲醚可用于合成有机硅化合物、制作高纯度氮化铝二氧化铝二氧化硅陶瓷涂料。二甲醚与水、一氧化碳在适当条件下反应可生成乙酸,羰基化后可制得乙酸甲酯,同系化后生成乙酸乙酯,另外还可用于醋酐的合成。二甲醚还可合成氢氰酸、甲醛等重要化学品。二甲醚与环氧乙烷反应,在卤素金属化合物和H3BO3的催化作用下,在50℃～55℃时生成乙二醇二甲醚、二乙二醇二甲醚、三乙二醇二甲醚、四乙二醇二甲醚的混合物,其主要产物乙二醇二甲醚是重要溶剂和有机合成的中间体。[4]

1.1.4技术来源

(一) 合成技术来源

DME的制备主要有甲醇脱水法和合成气一步法两种。与传统的甲醇合成二甲醚相比，一步法合成二甲醚工艺经济理加合理，在市场更具有竞争力，正在走向工业化。其中浆态床一步法合成二甲醚克服了传统固定床的缺点。以下为各种方法的简单介绍： (1) 甲醇脱水法

①甲醇液相脱水法（硫酸法工艺）

反应式：CH3OH+H2SO4→CH3HSO4+H2O CH3HSO4+CH3OH→CH3OHCH3+H2O

该工艺可生产纯度95％的DME产品，用于一些对DME纯度要求不高的场合。工艺特点：反应条件温和（130℃-160℃），甲醇单程转化率高（>85％），可间歇也可连续生产。存在的问题：中间产品硫酸氢甲酯毒性较大；设备腐蚀、环境污染严重且产品后处理比较困难。国外已基本不再采用此法；国内仍有一些厂家使用该工艺生产DME，并在使用过程中对工艺有所改进。 ②甲醇气相脱水法

反应式：2CH3OH→CH3OCH3+H2O

甲醇蒸气通过固体催化剂，气相脱水生成DME。该工艺成熟简单,对设备材质无特殊要求，基本无三废及设备腐蚀问题，后处理简单。另外装置适应性广，可直接建在甲醇生产厂，也可建在其他公用设施好的非甲醇生产厂。用该工艺制得的DME产品纯度最高可达99％,该产品不存在硫酸氢甲酯的问题。但该方法要经过甲醇合成、甲醇精馏、甲醇脱水和二甲醚精馏等工艺，流程较长，因而设备投资大，产品成本较高，且受甲醇市场波动的影响比较大。以此法生产的二甲醚做燃料，在现有的液化天然气和柴油市场价格下，还

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不具有竞争力。[5] (2) 一步法直接合成DME

一步法是以合成气为原料，在甲醇合成和甲醇脱水的双功能催化剂上直接反应生成DME。反应过程中，由于反应协同效应，甲醇一经生成，马上进行脱水反应转化成二甲醚，突破了单纯甲醇合成中的热力学平衡限制，增大了反应推动力，使得一步法工艺的C0转化率较高。一步法具有原料易得、流程短、设备规模小、能耗低、单程转化率较高、不受甲醇价格影响等优点，而且可以在联产甲醇的化肥厂中实施，利用化肥厂的造气、净化、压缩、合成等全套设备，将生产甲醇的装置适当改造就可以生产，使得设备投资费用和操作费用减少。[6] ①固定床法

固定床法即为气相法，合成气在固体催化剂表面进行反应；在气相法工艺中，使用贫氢合成气为原料气时，催化剂表面会很快积炭，因此往往需要富氢合成气为原料气。气相法的优点是具有较高的CO转化率，但是由于二甲醚合成反应是强放热反应，反应所产生的热量无法及时移走，催化剂床层易产生热点，进而导致催化剂铜晶粒长大，催化剂性能下降。[7] ②浆态床法

浆态床法即液相法，采用气液固三相浆态床反应器，液相法是指将双功能催化剂悬浮在惰性溶剂中，在一定条件下通合成气进行反应，由于惰性介质的存在，使反应器具有良好的传热性能，反应可以在恒温下进行。反应过程中气一液一固三相的接触，有利于反应速度和时空产率的提高。另外，由于液相热容大，易实现恒温操作，催化剂积炭现象大为缓解，而且氢在溶剂中的溶解度大于CO的溶解度，因而可以使用贫氢合成气作为原料气.。浆态床工艺存在以下几方面的优点：1)由于操作温度较低，明显降低了甲醇合成催化剂的热失活及脱水催化剂的结炭现象，延长了催化剂的使用寿命；2)CO转化率较高；3)可使用贫氢原料气，因而为煤化工的发展提供了广阔的空间。 [8] 二甲醚合成反应机理包括： 甲醇合成（CO氢化作用）：

甲醇脱水：

水煤气转换：

甲醇合成(CO2氢化作用)：

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总反应：

反应式(1)中生成的CH3OH可以由反应式(2)立即转化为二甲醚；反应式(2)中生成的H2O又可被反应式(3)消耗；反应式(3)中生成的H2又作为原料参与到反应式(1)中，提高三个反应式之间的“协同作用”。三个反应相互促进，从而提高了CO的转化率。[9]

由合成气直接合成DME,与甲醇气相脱水法相比,具有流程短、投资省、能耗低等优点,而且可获得较高的单程转化率。合成气法现多采用浆态床反应器,其结构简单,便于移出反应热,易实现恒温操作。它可直接利用CO含量高的煤基合成气,还可在线卸载催化剂。因此,浆态床合成气法制DME具有诱人的前景,将是煤炭洁净利用的重要途径之一。合成气法所用的合成气可由煤、重油、渣油气化及天然气转化制得,原料经济易得,因而该工艺可用于化肥和甲醇装置适当改造后生产DME，易形成较大规模生产;也可采用从化肥和甲醇生产装置侧线抽得合成气的方法，适当增加少量气化能力，或减少甲醇和氨的生产能力,用以生产DME。[10] (二) 分离技术来源

目前，制取二甲醚的最新技术是从合成气直接制取，相比较甲醇脱水制二甲醚而言，一步法合成二甲醚因为体系存在有未反应完的合成气以及二氧化碳，要得到纯度较高的二甲醚，分离过程比较复杂。开发中的分离工艺主要采用吸收和精馏等化工单元操作过程得到纯度较高的二甲醚产品。一种分离工艺是一步反应后产物分为气液两相。Kohl等提出气相产物被吸收剂吸收后送入解吸装置，部分二甲醚根据要求的纯度，从第二精馏塔加入。oss Bodil等的工艺主要是液相产物进入第一精馏塔，塔釜馏分进入第二精馏塔，塔顶的甲醇蒸气引入清洗系统来洗涤气相产物，将反应产物与从第一精馏塔顶得到的馏分混合，即为燃料级二甲醚。Sosna等的工艺是液相产物通过二步精馏，气相产物与闪蒸气一起被吸收剂洗涤除去其中的二甲醚，含有二甲醚的吸收剂被送入第一个精馏塔。唐宏青等的分离流程与Kohl等相类似。Peng等提出的一步反应后分离二甲醚的改进工艺是在洗涤塔中用溶剂洗涤包括二甲醚、甲醇、二氧化碳以及未反应的合成气混合物，回收洗涤后的洗涤液，进行多步处理。另外的分离工艺是一步反应混合物直接用溶剂进行洗涤吸收，洗涤液送去精馏以获得二甲醚产品，董岱峰、郑丹星、田原宇等作了相关研究和报道。[11]

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1.2二甲醚分离装置流程

图1-1 工艺流程简图

反应后的气体6在温度为200-300℃，压力为1.5-1.6MPa，经冷凝器1冷凝，冷凝温度为40℃，大部分二甲醚蒸气在此被冷凝，甲醇蒸气也被冷凝。含有不凝气体H2、CO、CO2和少量惰性气体和CH4及未冷凝的二甲醚气体的未凝气体16经减压到0.6-4.8MPa，进入吸收塔2下部，在2.0 MPa，在20-35℃下用软水吸收，冷凝器1的底流产物粗二甲醚溶液7和吸收塔2的底流产物醚水溶液8进入闪蒸罐3，闪蒸罐的温度为40-100℃。闪蒸后的气体9送入吸收塔2底部；闪蒸罐3底流产物纯醚溶液10，进入二甲醚精馏塔4，塔顶产物为精二甲醚12；底流产物为粗甲醇溶液11。醚水溶液8进入闪蒸罐3的压力为0.1-0.9 MPa。闪蒸罐3底流产物纯醚溶液10进入二甲醚精馏塔4的温度为80-150℃。二甲醚精馏塔4的压力为0.15-2.2 MPa，塔顶温度为20-90℃，塔釜温度为100-200℃。二甲醚精馏塔4的底流产物粗甲醇溶液11进入甲醇回收塔5，其底流产物为软水13，塔侧线产物为精甲醇14。高级醇浓集于精馏塔顶部塔板上侧线采出。甲醇回收塔的压力为0.1-0.8MPa，塔釜温度为80-150℃，塔顶温度为40-90℃。吸收塔尾气15去变压吸附或膜分离提取有用成份CO、H2后，返回二甲醚合成单元做合成原料。[12] 以下为分离过程中各产物质量分率的数据

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表1-2 分离过程中各物质质量分率数据表

序号 组分 H2 惰性气体 CO CO2 CH4 DME CH3OH H2O

(续上表)

序号组分 H2 惰性气体 CO CO2 CH4 DME CH3OH H2O

6 7 8 9 10 11 0.1797 0.0059 0.0929 0.1101 0.1711 0.1526 0.0217 0.2660 0.0005 0 0.0003 0.0084 0.0009 0.2243 0.0573 0.7083 0.0001 0 0 0.0015 0.0001 0.0243 0.0001 0.9739 0.0078 0.0003 0.0058 0.1566 0.0152 0.7722 0.0015 0.0386 0 0 0 0 0 0.0309 0.0043 0.9648 0 0 0 0 0 8.140×10 0.007819 0.9921 312 13 14 15 16 0 0 0 0 0 0.999 0.001 0 0 0 0 0 0 0 0 1.0000 0 0 0 0 0 0.0069 0.9851 0.0080 0.3204 0.0105 0.1656 0.1946 0.3051 0 0 0.0038 0.2870 0.0094 0.1483 0.1709 0.2730 0.1097 0.0004 0.0013 7

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2 精馏塔的工艺计算

2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据

(一) 生产能力：3万吨/年，一年按330天计算，即7920小时。 (二) 产品二甲醚的纯度：二甲醚≥99％。

(三) 计算基准（kg/h）：P=3×107÷7920=3.788×103（kg/h）=82.22(kmol/h)

2.1.2物料衡算

DME：0.999

D 精醚水 馏 CH3OH：0.001

塔F DME:8.140×105

W H2O：0.9921 CH3OH:0.007891

图2-1 物料衡算简图

(一) 质量分数转换为摩尔分数

MDME=46.07kg/kmol MH2O=18.02 kg/kmol MCH3OH=32.04 kg/kmol 根据ai/Mi÷∑ai/Mi

其中ai—质量分数；Mi—摩尔质量 (1) 进料组分

表2-1 进料各组分所占比例

组分 质量分数 摩尔分数

DME 0.03090 0.01230 CH3OH 0.004300 0.002470 H2O 0.9648 0.9852 (2) 塔顶组分

表2-2 塔顶各组分所占比例 组分 质量分数 DME 0.9990 CH3OH 0.001000 8

北京理工大学 本科生毕业设计 摩尔分数

0.9986

0.001400

(3) 塔釜组分

表2-3 塔釜各组分所占比例

组分 质量分数 摩尔分数

DME 8.140×10 3.195×10 -5-5CH3OH 0.007819 0.004413 H2O 0.9921 0.9955 (二) 清晰分割

以DME为轻关键组分，CH3OH为重关键组分，H2O为非重关键组分。 (三) 物料衡算

xW，DME= 3.195×10-5 xD，CH3OH=0.001400 D=82.22/0.9986=82.34kmol/h

表2-4 清晰分割法计算过程

组分 DME CH3OH H2O ∑

进料 0.01230F 0.002470F 0.9852F F

馏出液

0.01230F-3.159×10W

0.001400D

0 D

-5

釜液 3.159×10W 0.002470F-0.001400D

0.9852F W

-5

联立 0.01230F-3.159×10-5W+0.001400D+0=D F=D+W

解得：F=6484 kmol/h =1.193×105 kg/h W=6402 kmol/h=1.159 ×105kg/h D=82.34 kmol/h=3793 kg/h （四）精馏工序物料衡算表

表2-5 精馏工序物料衡算表

料向 进 料 出 塔 顶 塔 组分 DME CH3OH H2O DME CH3OH DME 质量流量 （kg/h） 9579 1333 5质量分数 0.03090 0.004300 摩尔流量 （kmol/h） 82.77 16.62 6629 82.22 0.1153 0.2123 摩尔分数 0.01230 0.002470 0.9852 0.9986 0.001400 3.195×10 -52.991×10 0.9648 3789 3.793 24.92 9

0.999 0.001 8.140×10 -5

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料 釜 CH3OH H2O 2394 3.038×10 50.007819 0.9921 29.33 6616 0.004413 0.9955 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1物料衡算(见2.1.2) 2.2.2操作条件的确定

(一) 进料温度的计算(泡点)—饱和液体进料 (1) 已知体系总压强P总=200kPa，即P总=1520mmHg 物料饱和液体进料，故进料的泡点温度为进料温度。 (2) 安托因公式

㏑Pis=A-B/(T+C) (Pis:：mmHg，T：K) 查《石油化工基础数据手册》

表2-6 安托因公式数据表

DME CH3OH H2O

A 16.8467 18.5875 18.3036

B 2361.44 3626.55 3816.44

C -17.10 -34.29 -46.13

DME： ㏑Pis，DME=16.8467-2361.44/（T-17.10） CH3OH：㏑Pis，CH3OH=18.5875-3626.55/（T-34.29） H2O： ㏑Pis，H2O=18.3036-3816.44/（T-46.13） (3) 采用试差法计算

压力不太高，按完全理想系计算，Ki=㏑Pis/P

给定P Y T 设T Ki=㏑Pis/P ∑Kixi -1≤ε yi 结束 调整T N 图2-2 试差法结构图

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试差过程见表2-7

表2-7 试差过程

组分 DME CH3OH H2O ∑Kixi

xi 392.55K Pi /mmHg s392.70K Pi /mmHg 4s392.75K Pi /mmHg 4syi=Kixi yi=Kixi yi=Kixi 0.01230 3.85×104 0.04112 3.85×10 0.002470 4.78×10 0.9852 1.000 1.46×10 330.4116 3.858×10 0.04119 0.00774 4.772×10 0.00775 0.9514 1.470×10 0.9529 1.0003 1.0019 330.00773 4.76×10 0.9499 1.46×10 0.9988 33结果:在392.70K,即119.55℃时, ∑Kixi≈1,故进料温度为392.70K （二）塔顶露点温度计算 操作压力：P总=1520mmHg

给定P Y T 设T Ki=㏑Pis/P ∑(yi/Ki)-1≤ε xi 结束 调整T N

图2-3 试差法结构图

试差过程见表2-8

表2-8 试差过程

组分 DME CH3OH ∑yi/Ki

xi 0.9986 331.00K Pi /mmHg 1.12×10 24s332.25K Pi/mmHg 1.154 6.117 s 332.75K Pi /mmHg 4syi=Kixi 1.0209 0.00362 1.0245 yi=Kixi yi=Kixi 0.9851 0.00341 0.9984 0.9968 1.16×10 0.00348 6.24310 1.0003 20.001400 5.87×10 1.000 结果: 在332.25K,即59.10℃时, ∑yi/Ki≈1,故塔顶温度为332.25K （三）塔釜泡点温度计算 操作压力：P总=1520mmHg

给定P Y T 设T Ki=㏑Pis/P ∑Kixi ≤ε yi 结束

11 北京理工大学 本科生毕业设计 调整T N

图2-4 试差法结构图

试差过程见表2-9

表2-9 试差过程

组分 DME CH3OH H2O ∑Kixi xi 3.195 393.35K Pi /mmHg 3.90×10 34s393.50K Pi /mmHg yi= Kixi 4ss394.15K Pi /mmHg 4yi=Kixi yi= Kixi 0.00011 0.01445 1.0097 1.0242 0.00011 3.90×10 0.01413 4.87×10 0.9845 1.50×10 0.9987 330.00011 3.95×10 0.00142 4.97×10 0.9860 1.54×10 1.0003 330.00441 4.88×10 0.9955 1.000 1.50×10 3

结果: 在393.50K,即120.35℃时, ∑Kixi≈1,故塔顶温度为393.50K

2.3精馏塔设备计算 2.3.1基础数据

(一) 塔压：1520mmHg 进料温度：TF=392.70K 塔温 塔顶温度：TD=332.25K 塔釜温度：TW=393.50K

(二) 密度（参考《化工单元设备的设计》） 查《石油化工基础数据手册》

表2-10 密度数据表

温度/℃ 50 60 110 120 122

DME/ kg/m 610.8 591.8 459.4 407..8 392.1 3CH3OH/ kg/m 772.5 761.1 698.7 684.7 681.1 3H2O/ kg/m 998.1 983.2 951.0 943.1 941.4 3经插值计算得

表2-11 插值计算后密度数据表

温度/℃ 59.10 DME/ kg/m 593.7 333CH3OH/ kg/m 410.7 H2O/ kg/m 405.8 12

北京理工大学 本科生毕业设计

119.55 120.35 762.2 984.7

685.5 943.5 684.3 942.7 已知各组分在液相、气相所占的比例，如表2-12所示

表2-12 各组分所占比例

液相 进 质量分数 料 摩尔分数 塔 质量分数 顶 摩尔分数 0.03090 0.01230 0.9950 0.9968 -5DME 气相 0.01656 0.04116 0.9990 0.9986 4.1×10 1.0×10 -4-5CH3OH 液相 气相 液相 H2O 气相 0.9789 0.9514 — — 0.9916 0.9860 0.004300 0.004484 0.002470 0.007743 0.005000 0.001000 0.003479 0.001400 0.007819 0.008010 0.004413

0.01415 0.9648 0.9852 — — 0.9921 0.9955 塔 质量分数 8.1×10 釜 摩尔分数 3.1×10-5 (1) 塔顶密度的计算 ①液相平均密度：

?L,D?111?? xix0.99860.001400xDME???CH3OH593.7762.2?i?DME?CH3OH

=593.9( kg/m3) ②气相平均密度：

M??Miyi?MDME?yDME?MCH3OH?yCH3OH

?46.07?0.9986?32.04?0.001400?46.05

?V,D46.05?273.15?200?1033??=3.337 (kg/m )522.4TP?22.4?332.25?1.013?10

T?PM(2) 进料板密度的计算 ①液相平均密度：

?L,F??1?xixDME1?xCH3OH?i?DME?CHOH3?xH2O

=905.7(kg/m3)

943.513

?HO2?0.03090410.71?0.004300685.5?0.9648北京理工大学 本科生毕业设计

②气相平均密度：

M??Miyi?MDME?yDME?MCH3OH?yCH3OH?MH2O?yH2O

=46.07×0.04116+32.04×0.007743+18.02×0.9514=19.28

?V,F19.28?273.15?200?1033??=1.182( kg/m) 522.4TP?22.4?392.70?1.013?10

T?PM (3) 塔釜密度的计算 ①液相平均密度：

?L,W?11? xixDMExCH3OHxH2O????i?DME?CHOH3?HO2

=

13

?939.8(kg/m) ?58.140?10?0.007819?0.9921405.8684.3942.7②气相平均密度：

M??Miyi?MDME?yDME?MCH3OH?yCH3OH?MH2O?yH2O

=46.07×1.060×10-4+32.04×0.01415+18.02×0.9860=18.22

?V,W18.22?273.15?200?103??=1.115( kg/m3 )522.4TP?22.4?393.50?1.013?10

T?PM④精馏段和提馏段密度的计算 精馏段：

气相平均密度：?V=1／2×(?V,F+?V,D)= 1／2×(1.182+3.337)=2.259(kg/m3) 液相平均密度：?L=1／2×(?L,F +?L,D ) =1／2×(905.7+593.9)=749.8(kg/m3) 提馏段：

气相平均密度：?V′=1／2×(?V,F+?V,W)= 1／2×(1.182+1.115)=1.148(kg/m3) 液相平均密度：?L′=1／2×(?L,F +?L,W ) =1／2×(905.7+939.8)=722.8(kg/m3) (三) 表面张力的计算

查《石油化工基础数据手册》

表2-13 表面张力数据表

温度/℃ 50 DME/ dyn/cm 8.242 CH3OH/ dyn/cm 18.50 H2O/ dyn/cm 67.70 14

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60 110 120 130 6.972 1.330 0.4494 0.4494 17.33 11.71 10.63 9.574 66.20 59.90 54.80 52.80 经插值计算得

表2-14 插值计算后表面张力数据表

温度/℃ 59.10 119.55 120.35 DME/ dyn/cm 7.086 0.4512 0.4494 CH3OH/ dyn/cm 17.44 10.68 10.59 H2O/ dyn/cm 66.33 54.89 54.73

?D???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH33

=0.9968×7.086+0.003479×17.44+0=7.124(dyn/cm)

?F???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH??HOxHO3322

=0.01230×0.4512+0.002470×10.68+0.9852×54.89=54.11(dyn/cm)

?W???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH??HOxHO3322

=3.195×10-5×0.4494+0.004413×10.59+0.9955×54.73=54.50(dyn/cm) 精馏段：

?精?(?D??F)?12121?(7.124?54.11)=30.62(dyn/㎝)2 1?(54.50?54.11)=54.30 (dyn/㎝)2

提馏段：

?提?(?W??F)?表2-15 工艺条件列表

平均密度 (kg/m) 液体表面张力(dyn/cm)

3 气相 液相 液相 精馏段 749.8 2.259 30.62 提馏段 922.8 1.148 54.30 2.3.2塔板数的确定

(一) 最小回流比Rmin的确定 ①相对挥发度

15

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本设计以DME为轻关键组分A；CH3OH为重关键组分B；H2O为非重关键组分C；以重关键组分为基准物，即?BB=1。

KAPAS1.154?104塔顶：(?AB)D?()D?(S)D??18.86 2KBPB6.117?10KAPAS3.854?104进料：(?AB)F?()F?(S)F??8.088

KBPB4.765?103KCPCS1.468?103(?CB)F?()F?(S)F??0.3081 3KBPB4.765?10KAPAS3.906?104塔釜：(?AB)W?()W?(S)W??8.016

KBPB4.873?103KCPCS1.505?103(?CB)W?()W?(S)W??0.3088 3KBPB4.873?10全塔平均相对挥发度：

?AB?3?D·?F·?W?318.86?8.088?8.016?10.69?CB?3?D·?F·?W?20.3081?0.3088?0.3085

②最小回流比Rmin

本设计为泡点进料,即饱和液体进料，q=1 恩特伍德公式：

?i(xi,D)m?????Rmin?1

i?i?xi?????1?q

i故??i?xi10.69?0.012301?0.0024700.3085?0.9852????1?1?0

?i??10.69??1??0.3085??解得?=7.575

Rmin=

?i(xi,D)m10.69?0.99861?0.001400?1???0?1?2.427 ????10.69?7.5751?7.575i(二) 实际回流比

取实际回流比为最小回流比的1.15倍 则R=1.15 Rmin=1.15×2.427=2.791 (三) 最小理论板数的确定

16

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?5xAx)D?(A)W]log(0.9986?3.195?10)xBxB0.0014000.004413?4.853 ?log?ABlog10.69log[(Nmin?1?故最小理论塔数Nmin=3.853(不包括再沸器)

（四） 全塔理论板数的确定

R?Rmin2.791?2.427??0.096 R?12.791?1同《化工原理》下册P37图1-30吉利兰图查得 N?Nmin?0.54

N?2Nmin =3.853代入，求得N=10.7(不包括再沸器) （五） 精馏段和提馏段理论板数的确定

平均相对挥发度：?精??(AB)D??(AB)F?18.86?8.088?12.35

log[((Nmin)精?1?xAx)D?(A)F]log(0.9986?0.0123)xBxB0.0014000.002470?1.975 ?log?精log12.35精馏段的最小理论塔板数为(Nmin)精=0.975

(Nmin)精 =0.975代入

N?(Nmin)精N?2?0.54，求得N=4.48

故精馏段理论板数为4.48块,提馏段为6.22块 (六) 实际板数的确定 ①板效率

ET?0.49(α μL)?0.245

查《石油化工基础数据手册》 以进料为计算基准

表2-16 黏度数据表

DME 0.01230 0.0508mPa·s CH3OH 0.002470 0.197 mPa·s H2O 0.9852 0.218 mPa·s xi ?Li

?L=∑xi?Li=0.01230×0.0508+0.00247×0.197+0.9852×0.218=0.216(mPa·s)

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ET?0.49(α μL)?0.245=0.49×(10.69×0.216)-0.245=0.399 ②塔内实际板数

NP?NT10.7??26.8 ET0.399取实际板层数为27块(不包括再沸器)

(七) 精馏段和提馏段实际板数的确定

NP精?N精ET?4.48?11.2 0.399取实际精馏段塔板数为12块，提馏段实际板数为15块，进料板的位置为由下往上数的第十六块板

2.3.3精馏塔主要尺寸计算

(一) 流量计算

表2-17 相对分子质量数据表

平均相对分子质量 精馏段 提馏段

气相 32.67 18.75 液相 32.22 18.24 (1) 进料：

DME：FxDME=1.193×105×0.03090=3.686×103(kg/h)=1.024(kg/s) CH3OH：Fx CH3OH =1.193×105×0.004300=513.0(kg/h)=0.1425(kg/s) H2O：FxH2O=1.193×105×0.9648=1.175×105(kg/h)=32.65(kg/s) (2) 精馏段： 气相流量：

V=L+D=229.8+82.34=312.1(kmol/h)=0.08671(kmol/s) =1.438×104(kg/h)=3.994(kg/s)

Vs?VMv?v?0.08671?32.67?1.254(m3/s)

2.259Vh?4.514?103(m3/h) 液相流量：

L=RD=2.791×82.34=229.8(kmol/h)=0.06383(kmol/s) =1.059×104(kg/h)=2.941(kg/s)

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Ls?LML?L?0.06383?32.22?0.002743(m3/s)

749.8Lh?9.875(m3/h) (3) 提馏段： 气相流量：

V＇=V=312.1(kmol/h)=0.08671(kmol/s)=1.438×104(kg/h)=3.994(kg/s) VS′=

V?Mv?v?0.08671?18.75?1.416(m3/s)

1.148Vh′=5.098×103(m3/h) 液相流量：

L＇=L+F=229.8+6468=6.714×103(kmol/h)=1.865(kmol/s) =1.299×105(kg/h)=36.08(kg/s) LS＇=

L?ML?L?1.863?18.24?0.03682(m3/s)

922.8Lh＇=132.6(m3/h) (二) 塔径的计算 （1）计算公式

D?4Vs??u

D：塔径（m）

Vs：塔内气体流量m3/s u：空塔内气速m/s u=安全系数×umax

umax：极限空塔气速m/s

C：负荷系数（可由史密.斯关联图查出）

?v、?L：分别为塔内气液两相密度kg/m3

umax=

C?L??V?V

（2）精馏段计算：

19

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VL?L0.50.002743749.80.5（）??()?0.03985 Vs?V1.2542.259取板间距HT=0.35m，取板上液层高度hL=0.07m 则HT-hL=0.35-0.07=0.28(m)

根据以上数据，由《化工原理》下册p158图3—7史密斯关联图查得： C20=0.054

由于物系表面张力为30.62 dyn/cm，不接近C20 dyn/cm，故需校正：

30.620。2C?C20（）?0.054?()0.2?0.06400

2020

?umax?C?L??V749.8?2.259?0.06400??1.164(m/s) ?V2.259取安全系数为0.7，则u= umax×安全系数=1.164×0.7=0.8150（m/s） 塔径：D?4Vs4?1.254??1.397(m) ??u??0.8150按标准塔径圆整为D=1.4m

??则塔截面积：AT?D2??1.42?1.539(m)

44空塔气速：u=

Vs1.254??0.8146(m/s) AT1.539（3）提馏段计算： ??VL?L0.50.03682922.80.5（）??()?0.7332 ??1.4161.148Vs?V取板间距HT′=0.40m，取板上液层高度hL′=0.09m 则HT′- hL′=0.35-0.07=0.31(m)

根据以上数据，由《化工原理》下册p158图3—7史密斯关联图查得： C20′=0.02599

由于物系表面张力为54.30 dyn/cm，不接近C20 dyn/cm，故需校正：

54.300.2 ????0。2C?C20（）?0.02599?()?0.031742020

umax?C???L???V??V??0.03174?922.8?1.148?0.8993(m/s)

1.14820

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取安全系数为0.7，则u′= umax′×安全系数=0.8993×0.7= 0.6295（m/s） 塔径：D??4Vs4?1.416??1.693(m) ??u??0.6295按标准塔径圆整为D′=1.8m

???则塔截面积：AT?D?2??1.82?2.545(m)

44空塔气速：u′=

Vs?1.416??0.5565(m/s) ?2.544AT2.3.4塔板结构设计

(一) 精馏段

板间距HT=0.35m,取板上液层高度hL=0.07m 塔径D=1.4m

根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装。 (1) 溢流装置 ①堰长lW

取堰长lW=0.65D,即lW=0.65×1.4=0.91(m) ②堰上液层高度hOW

22.84Lh3hOW =E()，取E≈1

1000lw2.84Lh32.849.8753hOW = E()??1?()?0.01392(m)1000lw10000.91hOW>0.006m，符合要求。一般how不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均。 ③出口堰高hW

hL=hW+hOW，即hW?hL?hOW?0.07?0.01392?0.05608(m) ④ 降液管底隙高度 ho

ho=hw-0.006=0.05608-0.006= 0.05008(m) ⑤ 弓形降液管宽度Wd和面积Af

lW0.91??0.65 D1.422查《化工原理》下册，图3-12得

AfAT?0.07?Af?0.07?1.539?0.1078(m2)

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Wd?0.126?Wd?0.126?1.4?0.1764(m) D⑥ 液体在液管中停留时间θ θ=

Af·HTLS?0.1078?0.35?13.7(s)

0.002743停留时间θ>5s，故降液管尺寸可用。 (2) 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因数Fo=10 阀孔气速uo=

Fo?v=

102.259VS?6.653(m/s)

1.254每层塔板上的浮阀数N=

?4?do2uo?4?158

?0. 0392?6.653取破沫区宽度：WS=70mm= 0.07m (60~75mm之间)

边缘区宽度：WC=50mm=0.05m (30~50mm之间)

?2?1XRsin] 对于单溢流塔板，鼓泡区面积Aa=2[xR2?X2?oR180式中：

D1.4X??（Wd?WS）??(0.1764?0.07)?0.4536(m)

22D1.4?0.05?0.65(m) R=?WC?22?2?10.45360.65sin]?1.032(m2) Aa=2[0.4536?0.652?0.45362?o0.65180浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，精馏段取同一横排的孔心距t=0.075m，估算相邻两排孔中心线距离t?

Aa1.032t????0.087(m)

Nt158?0.075该塔采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用87 m m，故采用t?=65 m m。

按t=0.075m，t′=0.65 m以等腰三角形叉排方式作图(见以下图2-5)，排得阀数为160个。

22

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图2-5 精馏段的阀孔布置图

按N=160重新核算孔速及阀动能因数： uo=

VS?4?1.254do2N?4?6.561(m/s)

?0.0392?160Fo?u0?v?6.561?2.529?10 阀孔因数变化不大，仍在8~11范围内 塔板开孔率：(二) 提馏段

板间距HT′=0.40m,取板上液层高度hL′=0.09m 塔径D′=1.8m

根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，不设进口堰，塔板采用单溢流和分块式组装。 (2) 溢流装置 ①堰长lW′

取堰长lW′=0.75D′,即lW′=0.75×1.8=1.35(m) ②堰上液层高度hOW′

?22.84Lh3hOW ′=E()，取E≈1

1000l?w23

u0.8146??100%?12.42% uo6.561北京理工大学 本科生毕业设计

?222.84Lh32.84132.63hOW′ = E()??1?()?0.06046(m)?1000l10001.35whOW′>0.006m，符合要求。一般how不应小于6mm,以免液体在堰上分布不均。 ③出口堰高hW

???hL′=hW′+hOW′，即hW?hL?hOW?0.09?0.06046?0.02954(m)

④ 降液管底隙高度 ho′

ho′=hw′-0.006=0.02954-0.006= 0.02354(m) ⑤ 弓形降液管宽度Wd和面积Af

?lW1.35??0.75 D?1.8查《化工原理》下册，图3-12得 ?Af?0.125?Af?0.125?2.544?0.3181(m2) ?AT?Wd?0.157?Wd?0.157?1.8?0.2826(m) D?⑥ 液体在液管中停留时间θ

??Af·HT0.3181?0.40θ′=??5.4(s)

?0.03682LS停留时间θ′>5s，故降液管尺寸可用。 (2) 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因数Fo=9 阀孔气速uo′=

Fo91.148?v?= ?8.400(m/s)

每层塔板上的浮阀数N′=

VS???1.416?4duo2o?4?142

? 0.039?8.4002取破沫区宽度：WS′=75mm= 0.075m (60~75mm之间) 边缘区宽度：WC′=50mm=0.05m (30~50mm之间)

?2?1XRsin] 对于单溢流塔板，鼓泡区面积Aa′=2[xR2?X2?oR180式中：

D???1.8X??（Wd?WS）??(0.3181?0.075)?0.5424(m)

2224

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R=

D1.8?WC??0.05?0.85(m) 220.5424]?1.996(m2) o0.85180浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，精馏段取同一横排的孔心距t=0.075m，估算相邻两排

Aa′=2[0.5424?0.852?0.54242??0.852sin?1孔中心线距离t?

Aa1.966t????0.208(m)

Nt142?0.075该塔采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用208 m m，故采用t?=110 m m。

按t=0.075m，t′=0.11m以等腰三角形叉排方式作图(见以下图2-6)，排得阀数为150个。

图2-6 提馏段的阀孔布置图

按N′=150重新核算孔速及阀动能因数： uo′=

VS??1.416?4do2N??4 ?7.902(m/s)?0.0392?150Fo?u0?v?7.902?1.148?8.5 阀孔因数变化不大，仍在8-11范围内

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塔板开孔率：

u?0.5565??100%?7.04% ?7.902uo2.3.5 塔板流体力学验算

为检验初步设计的塔板能否在较高的效率下正常操作，当工艺设计完毕后,必须进行塔板的流体力学验算，验算中若发现有不合适的地方，应对有关工艺尺寸进行调整，直到符合要求为止。液体力学验算内容有以下几项：塔板压降、液泛、雾沫夹带、漏液及液面落差等。 (一) 塔板压降

气相通过浮阀塔板的压强降：

hp?hc?hl?h?(用塔内液柱高度表示) (1) 干板阻力：hc

阀全开前（uo?uoc）：hc?19.905.71uo?L

2?Vuo阀全开后（uo?uoc）：hc?5.34

2?Lg联立以上两式，解出临界孔速uoc,得： 精馏段：uoc?1.82573.1?1.82573.1?6.720(m/s) 2.259?v73.11.82573.1???9.738(m/s) 提馏段：uoc?1.825?v1.148因为uo

精馏段：h???ohL?0.4?0.07?0.028(m)

?提馏段：h???ohL?0.4?0.09?0.036(m)

(3) 液体表面张力所造成的阻力：h?

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此阻力很小，忽略不计。

因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为： 精馏段：hp?hc?h??0.03689?0.028?0.06489(m)

???m) 提馏段：hp?hc?h??0.03096?0.036?0.06696(单板压降：

精馏段：?pp?hp?Lg?0.06489?749.8?9.81?477.3(Pa)

???提馏段：?pp?hp??g?0.06696?922.8?9.81?606.2(Pa)

(二) 淹塔

为防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度

Hd??(HT?HW)，Hd?hp?hL?hd

(1) hp：气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 (2) hL：板上液层高度

(3) hd：液体通过降液管的压头损失 不设进口堰，按hd?0.153(LS2)计算： lWho精馏段：hd?0.153(LS20.0027432)?0.153?()?0.0005543(m) lWho0.91?0.05008?LS20.036822提馏段：hd?0.153( )?0.153?()?0.05780(m)??1.35?0.02354lWho?取??0.5

精馏段：?(HT?hw)?0.5?(0.35?0.05608)?0.2030(m) Hd?hp?hL?hd?0.06489?0.07?0.0005543?0.1354(m)??提馏段：?(HT?hw)?0.5?(0.40?0.02954)?0.2148(m)

????Hd?hp?hL?hd?0.06696?0.09?0.0578?0.2147(m)

???可见Hd??(HT?hw)，Hd??(HT?hw)符合防止淹塔的要求。

（二） 雾沫夹带

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VS泛点率=

?v?L??v?v?L??v?1.36LSZL?100%

kcFAbVS泛点率=

0.78kcFAT?100%

(1) 精馏段

板上液体流经长度：ZL=D-2Wd=1.4-2×0.1764= 1.047(m) 板上液流面积：Ab=AT -2Af=1.539-2×0.1078=1.324 (m2) 取物性系数K=1.0，由《化工原理》下册p170图3-15查CF： 查得：CF=0.1

VS?v?1.36LSZL?L??v?100%kcFAb2.259?1.36?0.002743?1.047749.8?2.259?100%?55.02%1.0?0.1?1.324

1.254?1.254??泛点率

2.259?L??v749.8?2.259?100%?57.41?100%?%0.78?1.0?0.1?1.539泛点率=0.78kcFAT

VS(2) 提馏段

板上液体流经长度：ZL′=D′-2Wd′=1.8-2×0.2826= 1.235(m) 板上液流面积：Ab′=AT ′-2Af′=2.545-2×0.3180=1.908 (m2) 取物性系数K=1.0，由《化工原理》下册p170图3-15查CF： 查得：CF=0.0967

VS??v?L???v??v????1.36LSZL??100%kcFAb1.416??泛点率

1.148?1.36?0.03682?1.235922.8?1.148?100%?60.58%1.0?0.0967?1.908

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1.148?L??v922.8?1.148?100%?26.04?100%?%?0.78?1.0?0.00967?2.545泛点率=0.78kcFAT

VS??1.416?对于直径在0.9m以上的塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80％。以上计算出的泛点率均在80％以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev?0.1kg(液)/kg(气)的要求。

??v?2.3.6 塔板负荷性能图

(一) 雾沫夹带上限线

VS按泛点率=80％来计算，则(1) 精馏段

?v?L??v?1.36LSZL?100%=80％

kcFAbVS?2.259 ?1.36?LS?1.047749.8?2.259?100%?80%1.0?0.1?1.324 整理得VS=4.183-47.58LS

在操作范围内任取若干个LS值，算出相应的VS值列于下表：

表2-18 操作范围内LS相应的VS

LS /m/s VS/m/s

330.0007762 1.096 0.006 1.771 0.007542 1.731 (2) 提馏段

?VS??1.148? ?1.36?LS?1.235922.8?1.148?100%?80%1.0?0.0967?1.908整理得VS′=1.927-25.91LS′

在操作范围内任取若干个LS′值，算出相应的VS′值列于下表：

表2-19 操作范围内LS′相应的VS′

LS ′/m/s VS′/m/s 330.001152 4.128 29

0.02 3.232 0.04241 2.165

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(二) 液泛线

?Vuo2LS22.843600LS23?(HT?hw)?5.34?0.153()?(1??o)[hW?E()]

2?LglWho1000lW(1) 精馏段

按上式整理得VS2=5.548-3281.8LS2-44.31LS2/3

在操作范围内任取若干个LS值，算出相应的VS值列于下表：

表2-20 操作范围内LS相应的VS

LS /m/s VS/m/s

330.0007762 2.274 0.006 1.992 0.007542 1.912 (2) 提馏段

按上式整理得(VS′)2=16.45-3184.8(LS′)2-72.51(LS′)2/3

在操作范围内任取若干个LS′值，算出相应的VS′值列于下表：

表2-21 操作范围内LS′相应的VS′

LS ′/m/s VS′/m/s

330.001152 3.956 0.02 3.236 0.04241 1.998 (三) 液相负荷上限线

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则，

（LS）max?

AfHT5

(1) 精馏段

（LS）max?AfHT5?0.1078?0.35?0.007543(m/s)5

(2) 提馏段

?（LS）max???AfHT5?0.3181?0.40?04241(m/s)5

(四) 漏液线(气相负荷下限线)

以Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则： (1) 精馏段：（VS）min??42doN5?V??4?0.0392?160?30

52.259?0.6358(m3/h)

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?2?（VS）?doN?(2) 提馏段：min4(五) 液相负荷下限线

5?V???4?0.0392?150?51.148?0.8362(m3/h)

对于平堰，一般取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件。

2故2.841000E[3600(LS)minl]3?0.006 （E=1） W则(L?(0.006?10003S)min2lw2.84?1)3600 3(1) 精馏段：(L?(0.006?1000S)min2.84?1)20.913600?0.0007762 ?3(2) 提馏段：(LS)min?(0.006?10002.84?1)21.353600?0.001152

(六) 负荷性能图 (1) 精馏段

精馏段负荷性能图32.52h/3m/1.5sV10.5000.0020.0040.0060.008Ls /m3/h图2-7 精馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图2-7可以看出：

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雾沫夹带上限线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线

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①在任务规定的气液负荷下的操作点P，处在适宜操作区内的适中位置。 ②塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带上限线控制,操作下限由漏液线控制。 ③按照固定的液气比，由图2-7查出以下数据： 塔板的气相负荷上限： ?VS?max=1.492m3/s 塔板的气相负荷下限： ?VS?min=0.6358m3/s

（V）1.492操作弹性：Smax??2.35

（VS）0.6358min(2) 提馏段

提馏段负荷性能图4.543.53雾沫夹带上限线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷上限线操作线Vs/m/h32.521.510.5000.02Ls/m3/h0.040.06

图2-8 提馏段负荷性能图

由塔板负荷性能图2-8可以看出：

①在任务规定的气液负荷下的操作点P，处在适宜操作区内的适中位置。 ②塔板的气相负荷上限完全由液相负荷上限线控制,操作下限由漏液线控制。 ③按照固定的液气比，由图2-8查出以下数据： 塔板的气相负荷上限： ?VS?max=1.612m3/s 塔板的气相负荷下限： ?VS?min=0.8362m3/s

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（V）1.612操作弹性：Smax??1.93

（VS）0.8362min2.3.7塔高的计算

H=HD+(N-2-S) HT+SHT′+HF+HB HD——塔顶空间，取1.2m

HT——塔板间距，精馏段0.35m，取提馏段取0.40m HT′——开有人孔的塔板间距，取0.6m HF——进料段高度，取1.0m

HB——塔底空间，假设塔釜有3分钟的贮量，则

3?1.299?105tL?HB??60?2.75(m)

???2?LD922.8??1.8244N——实际塔板数，前面算出实际板数为27块

S——人孔数目，每隔9块塔板设置一个人孔，取人孔两个 H=1.2+14×0.40+9×0.35+2×0.6+1.0+2.75=14.9(m)

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北京理工大学 本科生毕业设计 表2-22 浮阀塔工艺设计计算结果

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塔径D,m 塔高m 板间距HT, m 塔板型式 塔板数（层） 空塔气速u，m/s 堰长lW,m 堰高hw,m 降液管底隙高度ho,m 浮阀数N，个 阀孔气速uo,m/s 阀孔动能因数F0 临界阀孔气速uoc,m/s 孔心距t,m 排间距t’,m 单板压强?PP，Pa 液体在降液在管内停留时间?，S 降液管内清液层高度Hd,m 泛点率% 气相负荷上限（VS） max, m/s 气相负荷下限（VS） 3min, m/s 3数值及说明 精馏段 1.4 5.95 0.35 提馏段 1.8 8.95 0.40 分块式塔板 等腰三角形叉排 指同一横排孔心距 指相邻二横排的中心线距离 备注 单溢流弓形降液管 12 0.8146 0.91 0.05608 0.05008 160 6.561 10 6.720 0.075 0.065 477.3 15 0.5565 1.35 0.02954 0.02354 150 7.902 8.5 9.738 0.075 0.110 606.2 13.7 0.1354 55.02 1.492 5.4 0.2148 60.58 1.612 精馏段：雾沫夹带控制 提馏段：液相负荷上限线控制 0.6358 2．35 0.8362 1． 93 泄露控制 操作弹性

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