甲醇-水筛板精馏塔课程设计

武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书

目 录

摘 要 .................................................................... 1 Abstract ................................................. 错误！未定义书签。 第一章 绪论 .............................................................. 1

1.1 化工原理课程设计的目的和要求 ...................................... 1 1.2 精馏操作对塔设备的要求 ............................................ 1 1.3板式塔类型 ........................................................ 2 1.4精馏塔的工作原理和工艺流程 ........................................ 2 1.5精馏塔的设计步骤 .................................................. 3 本设计按以下几个阶段进行： ............................................ 3 第二章 总体设计方案的确定 ................................................. 3

2.1操作条件的确定 .................................................... 4 2.2确定设计方案的原则 ................................................ 4 3.2塔板数的确定 ...................................................... 7 3.3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算 ................................ 9 3.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 ....................................... 13 3.5塔板主要工艺尺寸的计算 ........................................... 16 第四章 塔板的流体力学的验算 .............................................. 19

4.1 塔板压降 ......................................................... 19 4.2 液面落差 ......................................................... 20 4.3 液沫夹带 ......................................................... 20 4.4 漏液 ............................................................. 21 4.5 液泛 ............................................................. 21 4.6塔板负荷性能图 ................................................... 22 第五章 塔附件设计 ........................................................ 29

5.1换热器设计 ....................................................... 29 5.2馏塔接管尺寸的计算 ............................................... 31 5.3 塔的总体高度设计 ................................................. 34

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总 结 .................................................................... 35 致 谢 .................................................... 错误！未定义书签。 参考文献 ................................................. 错误！未定义书签。 附 录 .................................................... 错误！未定义书签。

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摘 要

精馏是化工生产、石油化工炼油生产过程中进行液体混合分离的一个重要操作，在提高生产过程的经济效益和产品质量中起着举足轻重的作用。

本设计的任务是分离甲醇-水溶液的混合物，提纯甲醇达到一定的纯度。采用的分离设备是筛板式精馏塔。设计根据给定任务书首先对精馏装置的流程、操作条件、主要设备选型进行讨论，然后通过计算确定精馏塔的实际塔板数是19块，塔高为12080mm，塔径800mm，最后计算塔板的主要工艺尺寸，进行流体学验证，看结果是否符合设计要求，绘制精馏过程的工艺流程图和筛板精馏塔的装配图。 关键词：精馏塔；筛板式；甲醇

第一章 绪论

1.1 化工原理课程设计的目的和要求

课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养独立工作能力的重要作用。

1.2 精馏操作对塔设备的要求

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：

(１) 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。

(２) 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。 (３) 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。

(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

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(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 (６) 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，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。

1.3板式塔类型

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通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。??

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，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。??筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。

筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。然而筛板塔也存在着一些缺点： （1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀； （2）操作弹性较小(约2～3)； （3） 小孔筛板容易堵塞。

本次设计就是针对水甲醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。

1.4精馏塔的工作原理和工艺流程

??精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔

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中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。??

精馏原理 (Principle of Rectify) 蒸馏的基本原理是将液体混合物部分气化,利用其中各组份挥发度不同（相对挥发度，α）的特性，实现分离目的的单元操作。

1.5精馏塔的设计步骤

本设计按以下几个阶段进行：

（1） 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。

（2）蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。

（3）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。接管尺寸等，并画出塔的操作性能图

（4）管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 (5) 抄写说明书。

(6) 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。

第二章 总体设计方案的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。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，将原料液通过预加热器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回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。

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y12=7.88×10-3 x12=1.64×10-3<0.002818

当x6?xq后，改用相平衡方程与提馏段操作方程yn?1?1.927xn?12.614?10?3计算.如此反复得

可得到进料板位置 NF=6

总理论板数 NT=12 <包括再沸器>

3.2.5实际板层数的求取

5=8.3≈9 0.66提馏段实际板层数：N提=≈10（不包括再沸器）

0.6精馏段实际板层数：N精=

3.3精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算

3.3.1操作压力计算

塔顶操作压力 PD?101.?3?4每层塔板压力降 ?P=0.7KPa

PF=105.3+0.7×9=111.6KPa 进料板压力 105. 3KPa塔底压力 Pw?PF?0.7?10?118.6KPa

105.3+111.6=108.45KPa 2111.6+120 Pm?=提馏段平均压力 =115.1KPa

2Pm=精馏段平均压力 3.3.2 操作温度计算（内插法得）

根据甲醇-水的气-液平衡组成表，再通过内插法得： 塔顶温度

tD=64.79℃

进料板温度 tF=78.3℃ 塔釜温度 tW=99.6℃

tD+tF64.79+78.3==71.54℃ 精馏段平均温度 tm=22

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提馏段平均温度 tm′=

tF+tW78.3+99.6==88.95℃ 223.3.3平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.9947 通过相平衡方程求得 x1=0.9749

MVDM?y1M甲+（1-y1）M水=0.9947?32.04??1?0.9947??18.02?31.97kg/kmol MLDM?x1M甲+（1-x1）M水=0.9749?32.04??1?0.9749??18.02?31.69 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算

通过逐板计算得进料板yF=0.5603，再通过相平衡方程得XF=0.2087

MVFM?yFM甲+（1-yF）M水?0.5603?32.04?（1?0.5603）?18.02?25.87kg/kmol MLFM?xFM甲+（1-xF）M水?0.2087?32.04?（1?0.2087?18.02）?20.95kg/kmol 塔釜平均摩尔质量的计算

由xw=0.002818 查平衡曲线得 yw=0.01346

MVFM?yFM甲+（1-yF）M水=0.01346?32.04?（1?0.01346）?18.02?18.21kg/kmolMLFM?xFM甲+（1-xF）M水=0.002818?32.04?（1?0.002818）?18.02?18.06kg/kmol精馏段平均摩尔质量

(MVDM+MVFM)31.97+25.87==28.92kg/kmol

22(MLDM+MLFM)31.69+20.95==26.32kg/kmol MLM=

22

MVM=

提馏段平均摩尔质量

MVM?=

(MVDM+MVFM)25.87+18.21==22.04kg/kmol

22(M+MLWM)20.95+18.06==19.50kg/kmol MLM?=LFM223.3.4 平均密度计算

（1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即

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精馏段 ?VM=

PmMvm108.45?28.92==1.094kg/m3? RTm8.314?(71.54+273.15)Pm?Mvm?115.1?22.043 ?==0.8427kg/m?提馏段VM= RTm?8.314?(88.95+273.15)（2）液相平均密度计算

表3-3不同温度下甲醇-水的物理性质

温度0C

50 760 988.1

60 751 983.2 0.350 0.479 18.76 66.2

70 743 977.8 0.362 0.414 17.82 64.3

80 734 971.8 0.277 0.362 16.91 62.6

90 725 965.3 0.251 0.321 15.82 60.7

100 716 958.4 0.225 0.288 14.89 58.8

?甲醇

??水

甲醇

??水

甲醇

?水

液相平均密度按下式计算 即

??i1 =?Lm?i塔顶液相平均密度的计算 由tD=64.79℃ 查表3-3，由内插法得

?甲=747.168kg/m3? ?水=980.613kg/m3?

?LDM=

1?D?W+?甲?水=10.9970.003+746.168980.613=747.7kg/m3?

进料板液相平均密度计算 由tF=78.3℃ 查表3-3，由内插法得

?甲=753.53kg/m3? ?水=972.82kg/m3

进料板液相的质量分率

aA=xFM甲0.2087?32.04==0.3192

xFM甲+(1-XF)M水0.2087?32.04+0.7913?18.02

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?LFM?11==881.9kg/m3?

?A1-?A0.31920.6808++?甲?水735.53972.82提馏段液相平均密度计算 由tw=99.6℃ 查表3-3，由内插法得

?甲=716.36kg/m3 ?=958.176kg/m3?

水?LWM?11==957.06kg/m3?

ωw1-ωw0.0050.995++?甲?水716.36958.676??LFM747.7?881.91=?814.8kg/m3? 22???LWM881.91+957.06??919.48kg/m3? 提馏段液相平均密度 ?LM??LFM22精馏段液相平均密度为 ?LM=?LDM3.3.5液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算 即δLM=?xiδi

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD?64.790C查表3-3，由内插法得

?甲?18.31mN/m ?水?65.29mN/m

?LDM?xD?甲?（1?XD）?水=0.9947?18.31?0.0053?65.29?18.56mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由tF?78.30C查表3-3，由内插法得

?甲?17.0647mN/m ?水?62.889mN/m

?LFM?xF?甲?（1?xF）?水?0.2087?17.0647?0.7913?62.889?53.32mN/m 塔釜液相平均表面张力的计算 由tw?99.60C查表3-3，由内插法得

?甲?14.93mN/m ?水?58.9mN/m

δLWM?xwδ甲??1?xw?δ水?0.002818?14.93?（1?0.2087）?62.889?53.32mN/m

?LDM??LFM18.56?53.32??35.94mN/m 22???LWM53.32?58.78??56.05mN/m 提馏段液相平均表面张力为 δLM??LFM22精馏段液相平均表面张力为 δLM=3.3.6液体平均粘度计算

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液相平均粘度以下式计算，即?LM??xi?i

塔顶液相平均粘度计算 由tD?64.790C查表3-3，由内插法得

pa?甲?0.3289mpa.s ?水?0.4479m

?LDM?xDlg?甲?（1?xD）lg?水?0.9947lg（0.3289）?（1?0.9947）lg（0.4479）?-0.4825pa ?LDM?0.3292m

进料板液相平均粘度计算 由tF?78.30C查表3-3，由内插法得

?甲?0.28193mpa.s ?水?0.37084ms plg?LFM?xFlg?甲?（1?xF）lg?水?0.2087lg?0.28193???1?0.2087?lg?0.37084??-0.4557 ?LFM?0.35mp a.塔釜液相平均粘度计算 由tw?99.60C查表3-3，由内插法得

?甲?0.226mpa.s ?水?0.289mpa.s

?LWM?xwlg?甲??1?x甲?lg?水?0.002818lg?0.226???1?0.002818?lg?0.289???0.5394 ?LWM?0.2888mpa.s

精馏段液相平均黏度为: ?LM=?LDM??LFM2???LWM提馏段液相平均黏度为: ?LM?=LFM2?0.3292?0.35?0.3397mpa.s

20.2888?0.35??0.3194mpa.s

23.4精馏塔的塔体工艺尺寸的计算

3.4.1塔径的计算

精馏段的气液相体积流率为

Vs=VMvm90.66?28.92==0.6657m3/s

3600?vm3600?1.094Ls=LMLM59.18?26.32==0.000531m3/s

3600?LM3600?814.8提馏段的气液相体积流率为

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Vs??VMvm?3600?vm?=90.66?22.04=0.6586m3/s

3600?0.8427Ls??LMLM?174.75?19.50==1.029?10?3m3/s

3600?LM?3600?919.48精馏段 umax?c?L-?V 式中C由C20求取，C20可通过图3.1查得，功能参数?VLsVs?L0.000531814.8==0.02177 ?V0.66571.094

图3.1筛板塔的泛点关联图

取板间距HT=0.35m

得到C20?0.068

C?C20(dL35.94)°·2?0.068?()°·2?0.07646 2020最大空塔气速umax?c?L-?V814.8-1.094=0.0746=2.085m/s ?V1.094取安全系数为0.8，则空塔气速u?0.8umax?0.8?2.085?1.668m/s

D=4Vs4?0.6657==0.713m ?u3.14?1.668按标准塔径圆整后 D?0.8m 塔截面积为AT=

?D23.14?0.824=4=0.5024m2

表3-4 不同塔径的板间距参考数据

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塔径D/mm 板间距

TH/mm

800~1200 300、350、400、

450、500

1400~2400 400、450、550、 600、650、700

2600~6600 450、500、550、600、 650、700、750、800

实际空塔气速 u=

Vs0.6657==1.325m/s AT0.5024u实umax=1.325=0.63(安全系数在允许范围内，符合设计要求) 2.085提馏段同理查阅筛板塔泛点关联图

Ls??L?1.029?10?3919.48 =0.05161

Vs??V?=0.65860.8427取板间距HT=0.35m 查图3.1得C20?=0.07

??56.050?2C?=C20?(L)0?2=0.07()=0.08602

2020umax?=C??L???V??V?=0.08602919.48?0.8427=2.84m/s

0.8427同上取安全系数0.8 u?=0.8 umax?=0.8×2.84=2.272m/s D′=4?0.65864Vs?==0.6076m 3.14?2.272?u?圆整取D′=0.8m 同上AT?=0.5024㎡

Vs?0.6586实际空塔气速u?=??1.313

AT?0.50241.313=0.46（符合安全系数范围，设计合理） 2.84umax?=u?3.4.2精馏塔有效高度的计算

（9?1）?0.35?2.8m 精馏段有效高度为 Z精?（N精?1）HT?（10?1）?0.35?3.15m 提馏段有效高度为 Z提?（N提?1）HT?设计两个人孔，设置人孔的两块板的间距为0.7m。 塔的有效高度=2.8+3.15+1.4=7.35m

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3.5塔板主要工艺尺寸的计算

3.5.1溢流装置计算

因塔径D=0.8，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 ⑴堰长lw 取lw?0.6D?0.48m ⑵溢流堰高度hw 由hw?hL?how 选用平直堰，堰上液层高度how=

图3.2液体收缩系数计算图

L2.84E(h)2/3 1000lw取E=1.03 查图3.2得计算得

how=

2.840.000531?36002/3?1.03?()=7.35.mm 10000.480.001?029(0.483600)=11. 31mm

2.84how?=?1.0?310002/3取板上清液高度为hL?60mm

hw??60?11.3?1hw?60?7.35?0.05265m 0.04 869m⑶弓形降液管宽度wd和截面积Af 由

lw=0.6 查图3.3 D

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图3.3弓形降液管的宽度与面积图

Af=0.052 wd=0.1 得ATD所以Af=0.052AT=0.052×0.5024=0.02612㎡ wd=0.1D=0.1×0.8=0.08m

所以依式计算液体在降液管中的停留时间

3600AfHT3600?0.02612?0.35==17.217s > 3~5s（故设计合理） Lh0.000531?36003600Af?HT3600?0.02612?0.35==8.884s >3~5s(故设计合理) 提馏段：?′=

Lh?0.001029?3600精馏段：?=

⑷降液管底隙高度h0

Lh u0=0.08m/s

3600lwu。?3600?0.000531=0.01383m>0.006m 精馏： h0?3600?0.48?0.083600?0.001029=0.02679m>0.006m 提馏： h0?=3600?0.48?0.08h0=

故降液管设计合理，选用凹形受液盘hw=52.65mm hw?=48.69mm

3.5.2 塔板布置

(1)塔板的分块

因D≥800mm,故塔板采用分块式，

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表3-5 塔板分块数

塔径/mm 塔板分块数

800~1200

3

1400~1600

4

1800~2000

5

2200~2400

6

塔板查表3-5可知分为3块 (2)边缘区宽度确定

取wS?wS?=0.04m wc=0.03m (3)开孔区面积计算

?A?=2（xR2?x2x??R2?1xsin） 180RD0.8?(wd?ws)??0.08?0.04?0.28 22D0.8R??wc??0.03?0.37

223.14?0.3720.28sin?1故A?=2（0.280.37?0.28+）=0.3703㎡

1800.3722(4)筛孔计算及其排列

选用?=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=4.5mm

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3.1 d0=3.1×4.5=13.95mm 筛孔数目n为 n?1.155A?1.155?0.3703==2198个 t2(13.95?10?3)2d021)=0.907×()2=9.44% t3.1开孔率 ?=0.907(气体通过阀孔的气速 精馏段 u0=

Vs0.6657==19.04m/s ???0.0944?0.3703Vs?0.6586==18.84m/s ???0.0944?0.3703提馏段 u0?=

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第四章 塔板的流体力学的验算

4.1 塔板压降

⑴干板阻力hc计算：（由

d。4.5==1.5查图4.1有c0=0.82） ?3

图4.1 干筛孔的流量系数

①hc=0.051(u。ρV19.041.094)2=0.051?()2?=0.0369m液柱 c。ρL0.82814.8u。?ρV?18.840.8427)2=0.051?()2?=0.0242m液柱 c。ρL?0.82919.48②hc?=0.051(⑵气体通过液层的阻力hl及hl? ①ua=

Vs0.6657==1.3977m/s

AT?Af0.5024-0.02612Fo= ua?v =1.39771.094=1.4619kg1/2/(s.m)1/2

查图4.2，由F0=1.4619 得?=0.59

图4.2 充气系数?。与Fa的关联图

19

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=0.59×（0.05265+0.00735）=0.0354m液柱 hc?bhL?b（hw?how）②ua?=

Vs?0.6527==1.371m/s

AT?Af0.5024-0.02612F0?=ua??v?=1.371?0.8427=1.258Kg?/(s.m)?

查图4.2，由F0?=1.258得?′=0.62

?0.62 hC??βhC?β（hW??hOW?）⑶液体表面张力的阻力h?及h??计算

4?L4?35.94?10?3h?===3.99?10?3m=0.00399m液柱

?Lgd0814.8?9.81?0.0045?3?4?4?56.05?10L==5.51?10?3m=0.00551m液柱 h??=

?L?gd0919.48?9.81?0.0045气体通过每层塔板的液柱高度hp及hp?计算

hp=hc+hl+hσ=0.0369+0.0354+0.00399=0.07629m液柱

hp?=hc?+hl?+h??=0.0242+0.0372+0.00551=0.0669m液柱 气体通过每层塔板的压降?PP及?Pp?计算

?Pp =hp?cg=0.07629?814.8?9.81=609Pa<0.7KPa（设计允许值）

?PP?=hp??c?g=0.0669?919.48?9.81=603.44Pa<0.7KPa（设计允许值）

4.2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本方案的塔径和液流量均不大，故可忽略页面落差影响。

4.3 液沫夹带

液沫夹带量ev及ev?计算

20

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按经验，一般hf=2.5hc=2.5×0.06=0.15m

ev?

5.76?10?6?Lua5.76?10?1.39773.2?()3.2=?()=0.07986g液kg/kg气?0.1kg液/kg气?3HT?hf0.35-0.1535.94?106?6?6?u5.76?105.76?101.3713.23.2aev???()=?()?0.0489kg液/kg气?0.1 kg液/kg气?356.05?100.35-0.15?L?HT??hf 故在本设计中液沫夹带量ev及ev?在允许范围内

4.4 漏液

对筛板塔，漏液气速u0,min（u0,min?）由下式计算 ①精馏段

u0,min=4.4C0(0.0056+0.13hL?-h??)?L?814.8(0.0056+0.13?0.06-0.00399)=4.4?0.81=9.435m/s01.094??v实际孔速uo=19.04m/s>uo,min 稳定系数K=②提馏段

(0.0056+0.13hL?-h??)?L?(0.0056+0.13?0.06-0.00551)?919.48?uo,min?4.4Co,min=4.4?0.82??V?0.8427 =10.55m/suouo,min=19.04=2.02>1.5 9.435实际孔速uo?=18.73>uo,min?

18.84=1.8>1.5 稳定系数K′=

10.55?uo,min=uo?4.5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd及Hd?应服从下式

Hd≤?（HT?hW）[?取0.5]； Hd′≤?（HT?+hW?）

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?（HT?hW）=0.5×（0.35+0.03882）=0.19441m液柱 ?（HT??hW?）=0.5×（0.35+0.04869）=0.199 m液柱 而Hd?hp?hL?hd；Hd??hp??hL??hd?

板上不设进口堰hd=0.153(uo?)2=0.153?0.082=0.001m液柱

hd?=hd=0.001m液柱

Hd?hp?hL?hd=0.07629+0.06+0.001=0.13729m液柱<0.19441m液柱

Hd??hp??hL??hd?=0.0669+0.06+0.001=0.1279 m液柱<0.199m液柱

故在本设计中不会出现液泛现象

4.6塔板负荷性能图

4.6.1 漏液线

由

提馏段漏液气速uo,min?4.4co(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V u0,mi?nVs,min A0板上清液高度hL?hw?how

2.84?Lh?E??堰上液层高度how?1000?lw?2/3 Lh?LS

得，精馏段最小气相体积流率：

???2.84Lh2/3???Vs,min?4.4coAo?0.0056?0.13?hw?E()??h????L/?V1000lw??????2/3???2.84??814.8?3600Ls???4.4?0.82?0.0944?0.3703?0.0056?0.13?0.05265??1.03??0.00399???10000.48??????????1.094Vs,min?3.4410.0088545?0.1457Ls2/3 同理可得，提馏段最小气相体积流率：

22

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Vs,min??4.4coAo2/3??????L2.84??hE????h?????L?/?V? ?0.0056?0.13?hw??1000?lw?????????2/3???2.84??919.48?3600Ls???4.4?0.82?0.0944?0.3703?0.0056?0.13?0.04869??1.03??0.0055???10000.48??????????0.8427 Vs,m??4.150.00?642in 4570.Ls?1在操作范围内，任取几个Ls(Ls?)值，依上式计算出Vs(Vs?)值，计算结果列于下表

表4-1 Ls(Ls?)、Vs(Vs?)数据表

m3/s LS（Ls?），

0.0005 0.340 0.334

0.0010 0.349 0.336

0.0015 0.357 0.338

0.0020 0.364 0.340

Vs，m3/s

Vs?，m3/s

由上表数字即可作出漏液线1。

4.6.2 液沫夹带线

以ev=0.1㎏液/㎏气为限，求精馏段Vs-Ls关系如下

5.7?10?ua由液沫夹带量 ev???H?h?L?T?6? ??f?3.2气体通过液层的速度ua?堰上清液层高度

VSVS??2.0997VS

AT?Af0.5024?0.026122/32.84?3600LS?how??1.03??1000?0.48?

?1.1208LS2/3清液高表示的板压降hf?2.5hL?2.5?hw?how?

??0.03?882 ?2.52/31L.08??S122/3?0.09L075 2.802S/3HT?hf?0.259?2.8L20S2 ev?5.7?10?3?35.9?4?10??6?2.09V9s7 ?0.12/?30.?2592LS2.?8022/39.L94S9

3.2整理得，精馏段气体体积流量 VS?0.924?5

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???2.0997V5.7?10s同理可计算，提馏段液沫夹带量 ev????2/3?35.94?10?3???0.2592?2.802LS??63.2?0.1

整理得，提馏段气体体积流量 VS??0.9368?11.50LS?2/3

?值，计算结果列于下表 在操作范围内，任取几个Ls（Ls′）值，依上式计算出V（sVs）?值 表4-2 L，V（）（sLs?sVs）m3/s L（，Ls?）s0.0005 0.862 0.864

0.0010 0.825 0.822

0.0015 0.793 0.786

0.0020 0.766 0.754

Vs，m3/s

Vs?，m3/s

由上表得出液沫夹带线2。

4.6.3 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m，作为最小液体负荷标准，由下式得

2.84?3600Ls?E?堰上液层高度how??1000?lw?2/3?0.006m

取E=1，则

精馏段最小的液体体积流率Ls,min?0.006?1000????2.84??3/20.48?4.094?10?4m3/s 3600同理，提馏段最小的液体体积流率Ls,min??4.094?10?4m3/s 据此作出气体流量无关的垂直液相负荷下限图3。

4.6.4 液相负荷上限线

以?=4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式得 ??AfHT?4 LsAfHT4?0.02612?0.35?2.2855?10?3m3/s

4故，精馏段的最大液体体积流率Ls,max? 提馏段的最大液体体积流率Ls,max??2.2855?10?3m3/s 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限图4。

24

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4.6.5 液泛线

令Hd??(HT?hw)

Hd?hp?hl?hd,hp?hc?hl?h?,hL?hw?how由联立得?HT?(????1)hw?(??1)how?hc?hd+h?忽略h?,将how与Ls，hd与Ls，hc与v?的关系式带入上式，并整理得

a?Vs2=b??c?Ls2?d?Ls2/3

0.051?v0.0511.094a??()???0.0833(A0C0)2?L(10.0944?0.3703?0.82)2814.8b???HT?(????1)hw?0.5?0.35?(0.5?0.59?1)?0.03882?0.1327 式中，

c??0.1530.153??3.472?10322(lwho)(0.48?0.01383)36002/336002/3)?2.84?10?3?1.03?(1?0.59)()?1.782lw0.48

d??2.84?10?3E(1??)(故0.0833Vs2?0.1327?3.472?103Ls2?1.782LS2/3

精馏段的气体体积流率的平方VS2?1.59?41680.67LS2?14.14LS2/3

0.057VS?2=0.1204-925.26LS2?1.82LS2/3

提馏段的气体体积流率的平方VS?2?2.11?16232.6LS2?31.93LS2/3

在操作范围内，任取几个LS(Ls?)值，依上式计算出VS(VS?)值，计算结果列于下表

表4-3LS(Ls?)，VS(VS?)值

LS(LS?),m3VS,m3/s

0.0005 1.221 1.380

0.0010 1.186 1.332

0.0015 1.145 1.286

0.0020 1.095 1.240

VS?,m3/s

由上表数据即可作出液泛线5。

4.6.6 塔板负荷性能图

根据所求数据作出的负荷性能图如下

25

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图4.3 塔板操作负荷性能图

在负荷性能图4.3上可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为液相负荷下限控制。由图5-1查得Vs,max=1.168m3/s Vs,min=0.545m3/s

故操作弹性为

Vs,maxVs,min=1.168=2.143 0.5454.6.7 筛板塔工艺计算结果汇总

表4-4 筛板塔工艺设计计算结果汇总表

数值/形式

项目

符号

tmPm单位

精馏段 71.54 108.45 0.6657 0.000531 26.32 28.92 1.094 814.8 35.94

提镏段 88.95 115.10 0.6586 0.001029 19.50 22.04 0.8427 919.48 56.05

平均温度 平均压强 气相平均流量 液相平均流量 液相平均摩尔质量 气相平均摩尔质量 气相平均密度 液相平均密度 液体平均表面张力

℃ kPa m3/s m3/s kg/kmol kg/ kmol kg/ m3 kg/ m3 mN/m

26

VS LS

MLM MVM

?VM ?LM

σm

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项目

液体平均粘度 实际塔板数 板间距 含有人孔板的板间距

人孔直径 塔有效高度

塔径 塔顶高度 进料板高度 塔底空间高度 空塔气速 塔板液流形式 溢流管形式 降液管形式 受液盘形式 溢流堰形式 进口堰形式

堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清液层高度

符号

uLm

单位 mPa.s 块 m m m m m m m m m/s

数值/形式 精馏段 提镏段 0.3397 9

0.35 0.7 0.45 7.35 0.8 1.2 0.7 0.88

1.325

1.313 单流型 单溢流 弓形 平行 平直 不设 0.48

0.05265

0.04869 0.08

0.01383

0.02679 0.06

0.3194 10

N

HT

HT?

Z D

HD HF HB

u

lw hw Wd ho hL

m m m m m

27

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项目 安定区宽度 边缘区宽度 开孔区面积 筛孔直径 筛孔数目 孔中心距 开孔率

筛孔气速

每层板上开孔面积

干板阻力

气体穿过板上液层的阻力克服表面张力的阻力

总塔板压强 单板压强 雾沫夹带线 漏液速度 筛板稳定系数 液体在降液管停留时间

稳定系数 降液管内清液层高度 液相负荷上限

符号

单位 Ws m Wc

m Aa

m2 mm n 个 t mm

% u0 m/s A0

m2 hc m hl m h?

m hp kPa ?Pp Pa ev kg液/kg气uow

m/s K

?

s

Hd

m Ls,max

m3/s

28

数值/形式

精馏段 提镏段

0.04 0.03 0.3703 4.5 2189 13.95 9.44

19.04

18.84

0.3703

0.0369 0.0242 0.0354 0.0372 0.00399 0.00551 0.07629 0.0669 609 603.44 0.07986 0.0489 9.435 10.55 2.02 1.8 17.217 8.884 2.02 1.8 0.13729 0.1279 0.0022855

0.0022855

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项目 液相负荷下限 操作弹性 塔板分块形式 冷凝器热负荷 再沸器热负荷 进料管管径 回流管管径 塔底出料口管径 塔顶蒸汽出料管管径

塔釜进气管

符号 单位 m3/s

数值/形式 精馏段 提镏段 0.0004094 2.143

3块 895.35 1329.8 24 65 29 206 191

0.0004094

Ls,min

Qc Qb

kJ/s kJ/s mm mm mm mm mm

第五章 塔附件设计

5.1换热器设计

5.1.1 冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500~1500kcal/(㎡.h.℃) 本设计取K=600w/(㎡℃.)。

出料液温度：64.6℃（饱和气）→（饱和液）64.6℃ 冷却水温度：30℃→40℃

逆流操作：?t1=34.6℃ ?t2=24.6℃

?tm=

Δt1-Δt234.6℃-24.6℃==28.97℃ Δt134.6lnln24.6Δt2

29

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传热面积：A=

Q在此温度下， KΔtm查化工原理<第三版>附录得 ?甲=1200KJ/Kg，?水=2378 KJ/Kg

1-xD）?水] Q=??=?VVs[xD?甲+（=1.094×0.6657×[0.9947×1220+（1-0.9947）×2378] =0.7303×1226 =895.35KJ/S A=

895.35?103=51.5m2

600?28.97表5-1 冷凝器选择的相关参数

设备 型号

公称 直径

公称 压力 1.6MPa

管程数 2

管子 根数 232

中心排管数 16

管程流通面积 0.0364㎡

换热管长度 3000mm

计算换热面积 52.8㎡

?25×2.5 600mm

5.1.2再沸器的选择

选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=600w/(㎡.℃) 料液温度：99.6℃→100℃ 热流体温度：120℃→120℃ 逆流操作：?t1?=20℃ ?t2?=20.4℃

Δt1′-Δt2?20-20.4 ?tm?==20.2℃ Δt1′=20lnlnΔt2?20.4同上??=?v?Vs??0.8427?0.6586?0.555kg/s

?′?xw?甲?（1?xw）?水 查表知此温度下?甲?1100kJ/kg ?水?2400kJ/kg

?′?0.002818?1100+（1-0.002818）×2400=2396kJ/kg ????????2396?0.555?1329.8kJ/s

Q′1329.8?103==109.72m2 A??KΔt′600?20.2m表5-2 再沸器选择的相关参数

30

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设备 型号 ?25×2.5

公称 直径

公称 压力

管程数 管子数 4

322

中心排管数 21

管程流 通面积

换热管长度

计算换 热面积 111.2㎡

700mm 4.00MPa 0.0253㎡ 4500mm

5.2馏塔接管尺寸的计算

5.2.1 接管

（1）进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：

4VsD= 取uF=1.6m/s

?uF

表5-3 不同温度下甲醇和水的密度

温度/0C 20/0C 30/0C

?l,甲醇（kg/m3） ?l,水（kg/m3）791 998.2

785 995.7

3250C进料，此温度下（?甲?786.9kg/m3 ?水?996.9kg5m/ ）

?LP=

11==944.34kg/m3

xF1-xF0.20871-0.2087++786.9996.95ρ甲?水VS=

F115.57==0.000743m3/s

3600??LP3600?944.34

31

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D=4Vs4?0.000743==0.024m=24mm ?uF3.14?1.6由<<化工原理设计手册>>查表取?32×3 （2）回流管

采用直管回流管 取uR=1.6m/s

4Vs4?Ls4?0.000531===0.065m?65mm DR=?uR?uR3.14?1.6同理，查上表取?89×4 （3）塔釜出料管 取uw=1.6m/s

4?Ls′4?1.029?10ˉ34Vs===0.029m=29mm Dw=?uw?uw3.14?1.6查上表取?38×3

（4） 塔顶蒸气出料筒 直管出气，取出口气速u=20m/s D=4Vs4?0.6657==0.206m=206mm ?u3.14?20查上表取?273×8 （5）塔釜进气管 采用直管 取气速u=23m/s D=4?Vs′4?0.65864Vs===0.191m=191mm ?u?u3.14?23查上表取?273×8 （6）法兰

本设计常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。

①进料管接管法兰：PN0.2 DN25 GB-T1047-2005 ②回流管接管法兰：PN0.2 DN65 GB-T1047-2005 ③塔釜出料管法兰：PN0.2 DN32 GB-T1047-2005

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④塔顶蒸汽管法兰：PN0.2 DN250 GB-T1047-2005 ⑤塔釜蒸汽进气法兰：PN0.2 DN200 GB-T1047-2005

5.2.2 筒体与封头

（1）筒体

壁厚选6mm，所用材质为A3 （2）封头

封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=800mm,曲面高度200mm，直边高度25mm，内表面积0.757㎡，容积0.08m?，选取风同样DN800×6。（选自《常用化工单元设备设计》附表1（A）椭圆封头尺寸与质量（JB/T4729-94））

5.2.3 除沫器

当空塔气速较大带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器，丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计气速选取：Rv=evLM?L=0.0489?174.75?18.06=0.168kg液.kg/kg气.h.m2，

919.48系数K?=0.107，u=0.107?814.8-1.094?2.92m/s

1.094除沫器直径：D=4Vs4?0.6657==0.539m ?u3.14?2.925.2.4 吊柱

塔径D=800mm，可选用吊柱250kg，S=600mm，L=3150mm，H=900mm，材料用A3。

5.2.5 裙座

塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所用它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。

33

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（800?2?16）?0.3?103?532mm 基础环内径：Dbi?（800?2?16）?0.3?103?1132mm 基础环外径：Dbo?圆整：Dbi=1600mm，Dbo=2200mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm； 考虑到再沸器，裙座高度取3m（H2=3m），此角螺栓直径取M30。

5.2.6 人孔

人孔是安装和检修人员进出塔的惟一通道，人孔的位置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大且人孔设备过少会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求 塔中共19块板，设置4个人孔，第6块和第7块板之间设一块，第12块和第13块板之间设一块，每个孔直径为450mm，人孔处的板间距取700mm，塔顶和塔釜各设一人孔，裙座上再开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部与塔内壁修平，其边缘倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面及垫片用材与塔的接管法兰相同。

5.2.7 进料段

进料板设置在第9块板和第10块板之间，高度为700mm。

5.3 塔的总体高度设计

5.3.1 塔的顶部空间高度

塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度设1200mm。

5.3.2 塔的底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。

tLs??60?Rv5?1.029?10?3?60-0.168H?=+(0.5~0.7)=+0.6=0.88m

AT0.5024Rv=evLM?L=0.0489?174.75?18.06=0.168kg液.kg/kg气.h.m2

919.485.3.3 塔体高度

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武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书

H=(n-nF-np-1)HT+nFHF+npHp+HD+H?+H2=(19-1-2-1)?0.35+1?0.35+2?0.7+1.2+0.88+3=12.08m

H—塔高，m； Hp—没人孔处的板间距，m； n—实际塔板数；

HT—板间距，m； H2—裙座高度，m； HF—进料板处板间距，m；

np—人孔数； H?—塔底空间高度，m； HD—塔顶空间高度。

总 结

进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，虽然老早就听说课程设计做起来会有些麻烦，然而，亲身经历后才算是体会到了其中的酸甜。

在此次课程设计中，我们发现了一系列的问题，前前后后，光数据就有六次的改动，接下来又是整整两天的绘图，说实话，这一切，很深刻!

当然课程设计让我学会了很多东西，首先，准备好充足的资料很重要。在刚开始的时候我们真的是完全没有方向，在接受到课题任务的开始，我们去图书馆找了很多资料，这些资料在我们后续的计算帮助很大，让我们很快的找准方向。其次就是交流，在设计的过程中，我们出现了一个又一个的问题，每当遇到问题时，我们会和其他的组员交流，这使我们发现和解决了很多的问题。在此就是组员之间的分工合作，在此次课程设计中，我们其中两个人负责计算，另外两个人负责电子档部分，这样大大的提高了设计的效率。

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此外，我认为最为重要的就是耐心，课程设计数据是在一次次的计算和一次次的改动中发现问题和解决问题，在其中呢可能会遇到当算了一半甚至快算完的时候发现数据不对，这个时候耐心十分的重要。

对我个人而言，首先，设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些图书馆中的资料。刚开始的时候真的是完全没有方向，直到用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来，这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法。

其次，通过本次课程设计，使我对《化工原理》、《分离过程》等课程有了更深入的理解。这些课程都是实践性较强的课程，为了学好这些课程，必须在掌握理论知识的同时，加强实践。一个人的力量是有限的，要想把课程设计做的更好，就要学会参考一定的资料，吸取别人的经验，让自己和别人的思想有机的结合起来，得出属于自己的灵感。

再次，设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。

在这个过程中，我们曾经因为实践经验的缺乏失落过，也曾经仿佛成功而热情高涨。生活就是这样，汗水预示着结果也见证着收获，劳动是人类生存生活永恒不变的话题。我们每一个人永远不能满足于现有的成就，人生就像在爬山，一座山峰的后面还有更高的山峰在等着你。挫折是一份财富，经历是一份拥有。这次课程设计必将成为我人生旅途上一个非常美好的回忆！

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