甲醇-水连续精馏工艺设计

设计任务书

设计题目

设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计

设计要求：年产纯度为99.5%的甲醇12000吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60% 。 操作条件

1) 操作压力 自选 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选

4) 塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压） 塔板类型 筛孔塔 工作日

每年工作日为330天，每天24小时连续运行。

1 初选设计方案(参考王国胜P72) 1.1 初选原则工艺流程

本任务，处理量比较大，采用连续精馏过程。甲醇-水溶液经卧式套管式换热器预热后，送入连续板式精馏塔。塔顶上升蒸气采用列管式全凝器冷凝后，流入回流罐，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图见下图。

1.2 初选操作条件

1.2.1 加料方式的选择

加料方式共有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用泵直接加料，具有结构简单，安装方便等优点，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。

故本设计采用泵直接加料。 1.2.2 进料热状况的选择

进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷液进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温变化和前道工序波动的影响，常采用泡点进料，塔的操作比较容易控制；而且，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。有时为了减少再沸器的热负荷，可在料液预热时加入更多的热量，甚至采用饱和蒸汽进料。

综合考虑各方面因素，本设计决定采用泡点进料，即q=1 。 1.2.3 塔釜加热方式的选择

塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常

情况下，多采用间接蒸汽加热。

故本设计采用间接蒸气加热方式。 1.2.4 操作压力的选择

精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。

对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。

本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液采用常压蒸馏。 1.2.5 塔顶冷凝方式的选择

塔顶冷凝有全凝和分凝两种方式。甲醇与水不反应，且容易冷凝，故塔顶采用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进一步冷却，选用全凝器符合要求。 1.2.6 回流方式的选择

液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。 1.2.7 回流比的选择

对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。

综合考虑各个因素，本设计采用回流比为最小回流比的1.8倍。即：R=1.8 Rmin。

2 塔板类型的选择（参考付家新教材P133）

技术比较成熟的精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔板效率较高。

本设计采用浮阀塔板。

3 精馏塔的工艺设计

3.1 全塔物料衡算（参考化工原理教材或潘国昌P11） 3.1.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率

甲醇的摩尔质量为：Ma?32.04kg/kmol

水的摩尔质量为： Mb?18.01kg/k m原料液摩尔分率：x进?0.4/32.040.4/32.04?0.6/18.01?0.27

?0.99塔顶采出液摩尔分率：x顶?塔釜采出液摩尔分率：x釜?3.1.2 全塔物料衡算

D?(1.2?10?0.99532.0470.995/32.040.995/32.04?0.005/18.010.001/32.040.001/32.04?0.999/18.01

?4?5.62?10

?1.2?10?0.00518.017)?(24?330)?47.5kmol/h

?4?4F?D?D??W?F??W?47.50?0.99?5.62?100.27?5.62?10?174.43kmol/h

W?F?D?174.43?47.50?126.93kmol/h

3.2 塔体工艺尺寸的设计

3.2.1 理论板数的确定(参考化工原理教材)

本设计采用图解法求理论塔板数。因为是常压塔，所以塔内各处压力接近常压（实际上略高于常压），依据常压下的气液平衡关系求理论板书不会引起太大的误差。

3.2.1.1 查常压下甲醇-水体系的气液相平衡数据

查《化学工程手册》PXX得常压下甲醇-水体系的气液相平衡数据如下表。

表X 常压下甲醇-水体系的气液相平衡数据

温度/℃ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0 x 0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 y 0.00 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 温度/℃ 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 x 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.00 y 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00 根据表中数据绘制t-x-y图

3.2.1.2 作图求最小回流比Rmin

依据表中数据，作x-y气液平衡曲线。因为是泡点进料，所以q=1，在图中为过点(0.27,0.27)的一条竖线。q线与x-y气液平衡曲线相交于Q点。连接A(0.99,0.99)点和Q点，线段AQ都在x-y气液平衡曲线围成的区域内；连接B(0.000526,0.000526)点和Q点，线段BQ都在x-y气液平衡曲线围成的区域内。所以Q点即为夹紧点，延长AQ与y轴相交，交点的纵坐标为0.516。则xD/(Rmin+1)=0.516，所以最小回流比Rmin=0.917。 3.2.1.3 作图求理论板

实际回流比：R=1.8Rmin=1.8×0.917=1.651 则 xD/(R+1)=0.373

连接点A (0.99,0.99)和点(0,0.373)，与q线相交于点E，则直线AE即为精馏段的操作线；连接点B(0.000526,0.000526)和点E，则直线BE即为提馏段的操作线。

从点A (0.99,0.99)开始在平衡线和操作线之间画阶梯，直到阶梯与平衡线的交点的横坐标小于0.000526为止。

由此得到总理论塔板数NT=14块(包括再沸器)，进料板位置NF为自塔顶数起第9块理论板。

精馏段理论塔板数：N精=8块 提馏段理论塔板数 N提=6-1=5块

由梯级图可知，塔顶第1块塔板的气相组成：y1?x顶=0.99，液相组成：

x1?0.9762

进料板的气相组成：yD?0.6422，液相组成：xD?0.27 塔釜的气相组成：yW?0.003989，液相组成：xW?0.000562

3.2.2 部分工艺操作条件及有关物性的计算-1 3.2.2.1 平均摩尔质量的估算

(a) 塔内液相的平均摩尔质量

塔顶第1块塔板上液相的平均摩尔质量：

ML1?0.9762?32.04?(1?0.9762)?18.01?31.71kg/kmol 进料板上液相的平均摩尔质量：

MLF?0.27?32.04?(1?0.27)?18.01?21.80kg/kmol

塔釜液相平均摩尔质量：

MLW?5.62?10?4?32.04?(1?5.62?10)?18.01?18.03kg/kmol

?4精馏段液相的平均摩尔质量：

ML精?ML1?M2LF?31.71?21.802?26.76kg/kmol

提馏段液相的平均摩尔质量：

ML提?MLw?M2LF?18.03?21.802?19.92kg/kmol

(b) 塔内气相的平均摩尔质量

塔顶第1块塔板上气相的平均摩尔质量：

MV1?0.99?32.04?(1?0.99)?18.01?31.89kg/kmol

进料板上气的平均摩尔质量：

MVF?0.6422?32.04?(1?0.6422)?18.01?27.02kg/kmol

塔釜气相的平均摩尔质量：

MVW?0.003989?32.04?(1?0.003989)?18.01?18.06kg/kmol

精馏段液相的平均摩尔质量：

MV精?MV1?MVF2MVW?MVF2?31.89?27.02218.05?27.022?29.46kg/kmol

提馏段液相的平均摩尔质量：

MV提???22.54kg/kmol

3.2.2.2 操作温度的估算

由于塔中压力与常压偏差不大，所以利用常压下的气液平衡数据由插值法可近似求得进料、塔顶和塔釜的温度。 ．．

(a) 求塔顶第1块塔板温度t1

(1.00-0.99)/( t1-64.5)=(1.00-0.979)/(65-64.5) 求得：t1=64.7℃

查t-x-y图得：t1=64.7℃ (b) 求进料板温度tF

(0.3-0.27)/( tF-78)=(0.3-0.2)/(81.7-78) 求得：tF=79.11℃

查t-x-y图得tF=78.95℃ (c) 求塔釜温度tW

(0.000562-0.02)/( tw-96.4)=(0.02-0.00)/(100-96.4) 求得：tW=99.89℃

查t-x-y图得：tW=99.91℃ (d) 精馏段平均温度t精 t精=(79+64.6)/2=71.8℃ (e) 提馏段平均温度t提 t提=(79+99.9)/2=89.45℃

(f) 全塔平均温度t塔

t塔=(99.9+64.6)/2=82.25℃ 3.2.2.3 液相粘度的估算

(a) 纯液体粘度的估算

塔顶温度下纯甲醇的粘度：?1醇=e(AT?AB)?e?AB)(555.364.7?273.15?555.3260.64)?0.615mPa?s)

进料板温度下纯甲醇的粘度：?F醇=e塔釜温度下纯甲醇的粘度：?W醇=e(AT(AT?e((555.379.11?273.15?555.3260.64?0.575mPa?s

?AB)555.399.9?273.15?e?555.3260.64)?0.526mPa?s

查表得塔顶温度下纯水的粘度： ?1水=0.4355mPa?s 查表得进料板温度下纯水的粘度： ?F水=0.3610mPa?s 查表得塔釜温度下纯水的粘度： ?w水=0.2838mPa?s (b) 混合液粘度的估算

塔顶温度下混合液的粘度：

111?n?333?1混=??xi?i??(0.99?0.615?0.01?0.43553)?0.613mPa?s

?i=1?3进料板温度下混合液的粘度：

111?n?3?F混=??xi?i3??(0.27?0.5753?0.73?0.3613)?0.4123mPa?s

?i=1?3塔釜温度下混合液的粘度：

111?n?333?D混=??xi?i??(0.000562?0.526?0.999438?0.28383)?0.2839mPa?s

?i=1?3(c) 平均粘度的估算

精馏段的平均粘度：?L精=?1混+?F混2?0.613?0.41232?0.513mPa?s

提馏段的平均粘度：?L提=3.2.2.4 相对挥发度的估算

塔顶的相对挥发度：?1?y1x1??W混+?F混2?0.2839?0.41232?0.348mPa?s

(1?x1)(1?y1)?0.990.9762?(1?0.9762)(1?0.99)?2.41

进料板上的相对挥发度：?F?yWxWyFxF?(1?xF)(1?yF)??0.64220.27?(1?0.27)(1?0.6422)?4.85

塔釜的相对挥发度：?W??(1?xW)(1?yW)0.0039890.000562?(1?0.000562)(1?0.003989)?7.10

精馏段的平均相对挥发度：?精=提馏段的平均相对挥发度：?提=?1+?F2?W+?F2==3.63 27.10+4.85==5.97

22.41+4.853.2.2.5 塔内液体密度的估算

(a) 塔顶第1块塔板上液体密度的估算 塔顶第1块塔板上液体温度t1=64.7℃，查《化学化工物性数据手册(有机卷)》559页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的密度：?1L醇=755.5kg/m3。查《化学化工物性数据手册(无机卷)》3页，利用插值法算的得在此温度下水的密度：

?1L水=981.23kg/m

?1醇=?1水=x1V1L醇x1V1L醇?(1?x1)V1L水(1?x1)V1L水x1V1L醇?(1?x1)V1L水=0.9762?42.40.9762?42.4+(1-0.9762)?18.4(1-0.9762)?18.40.9762?42.4+(1-0.9762)?18.41=0.995755.533?0.98953。

?0.01047?则塔顶第1块塔板上混合液体密度：

?1L混?0.005981.23

?1L混=756.4kg/m

(b) 进料板上液体密度的估算

进料板上液体温度tF=79℃，查《化学化工物性数据手册(有机卷)》559页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的密度：?FL醇=738.6kg/m3。查《化学化工物性数据手册(无机卷)》3页，利用插值法算的得在此温度下水的密度：

?FL水=972.44kg/m。

则进料板上混合液体密度：

1=0.4738.6?0.6972.443?FL混

?FL混=863.1kg/m

3(c) 塔釜液密度的估算

塔釜液体温度tw=99.9℃，查《化学化工物性数据手册(有机卷)》559页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的密度：?WL醇=712.0kg/m3。查《化学化工物性

数据手册(无机卷)》3页，利用插值法算的得在此温度下水的密度：

3?WL水=958.38kg/m。

则塔顶第1块塔板上混合液体密度：

1?wL混=0.001712.0?0.999958.38

3?WL混=958.0kg/m

(d) 精馏段液相平均密度：?L精??1L混??FL混2=756.4+863.12958.0+863.12?809.8kg/m

3(e) 提馏段液相平均密度：?L提??WL混??FL混2=?910.6kg/m

33.2.2.6 表面张力的估算

(a) 塔顶第1块塔板上的液体表面张力的估算 塔顶第1块塔板上液体温度t1=64.7℃。 在此温度下甲醇的摩尔体积：

V1L醇=M醇?1L醇=32.04kg/kmol755.5kg/m3=0.0424m/kmol?42.4mL/mol

3在此温度下水的摩尔体积：

V1L水=M水?1L水=18.01kg/kmol981.23kg/m3=0.0184m/kmol?18.4mL/mol

3查《化学化工物性数据手册(有机卷)》580页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的表面张力：?1L醇=16.79mN/m。

查《化学化工物性数据手册(无机卷)》15页，利用插值法算的得在此温度下水的表面张力：?1L水=65.27mN/m。

?1醇=x1V1L醇x1V1L醇?(1?x1)V1L水(1?x1)V1L水x1V1L醇?(1?x1)V1L水=0.9762?42.40.9762?42.4+(1-0.9762)?18.4(1-0.9762)?18.40.9762?42.4+(1-0.9762)?18.4?0.98953

?1水=??0.01047

对于甲醇-水体系，参考王国胜教材P38表3-5，参数q=1。 B1?lg(?1水/?1醇)?lg(0.98953/0.01047)?1.9755

q

??1L醇V1L醇2/3?2/3Q1?0.441(q/T)???1L水V1L水?q???0.441?164.7?273.15?[16.79?(42.4)12/3

2/3?65.24?(18.4)]??0.3270A1?B1?Q1?1.9755?0.3270?1.6485

由于A1?lg(?1s水/?1s醇)，所以?1s水/?1s醇?44.51。又有于?1s水??1s醇?1。联立方程组求得：?1s醇?0.02197，?1s水?0.9780

第1块塔板上液体的表面张力：

?1m?(?1s水?1L水1/4??1s醇?1L醇1/41/4)4?(0.02197?65.27?0.9780?16.791/4)?17.39mN/m4

(b) 进料板上液体表面张力的估算

进料板上液体温度tF=79.11℃。 在此温度下甲醇的摩尔体积：

VFL醇=M醇?FL醇=32.04kg/kmol738.6kg/m3=0.0434m/kmol?43.4mL/mol

3在此温度下水的摩尔体积：

VFL水=M水?FL水=18.01kg/kmol972.44kg/m3=0.0185m/kmol?18.5mL/mol

3查《化学化工物性数据手册(有机卷)》580页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的表面张力：?FL醇=15.15mN/m。

查《化学化工物性数据手册(无机卷)》15页，利用插值法算的得在此温度下水的表面张力：?FL水=62.86mN/m。

?F醇=xFVFL醇xFVFL醇?(1?xF)VFL水(1?xF)VFL水xFVFL醇?(1?xF)VFL水=0.27?43.40.27?43.4+(1-0.27)?18.5(1-0.27)?18.50.27?43.4+(1-0.27)?18.5?0.4646

?F水==?0.5354

对于甲醇-水体系，参考王国胜教材P38表3-5，参数q=1。 BF?lg(?F水/?F醇)?lg(0.5354/0.4646)?0.0616

qQF??FL醇VFL醇2/3?2/3?0.441(q/T)???FL水VFL水?q??179.11?273.15?[15.15?(43.4)12/3

2/3?0.441??62.86?(18.5)]??0.3162AF?BF?QF?0.0616?0.3162??0.2546

由于AF?lg(?Fs水/?Fs醇)，所以?Fs水/?Fs醇?0.5564。又有于?Fs水??Fs醇?1。联立方程组求得：?Fs醇?0.6425，?Fs水?0.3575

进料板上液体的表面张力：

?Fm?(?Fs水?FL水1/4??Fs醇?FL醇1/4)4?(0.3575?62.861/4?0.6425?15.151/4)?26.75mN/m4

(c) 塔釜液表面张力的估算

塔釜液体温度tw=99.9℃。 在此温度下甲醇的摩尔体积：

VWL醇=M醇?WL醇=32.04kg/kmol712.0kg/m3=0.045m/kmol?45mL/mol

3在此温度下水的摩尔体积：

VWL水=M水?WL水=18.01kg/kmol958.38kg/m3=0.0188m/kmol?18.8mL/mol

3查《化学化工物性数据手册(有机卷)》580页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的表面张力：?WL醇=12.79mN/m。

查《化学化工物性数据手册(无机卷)》15页，利用插值法算的得在此温度下水的表面张力：?WL水=58.90mN/m。

?W醇=xWVWL醇xWVWL醇?(1?xW)VWL水(1?xW)VWL水xWVWL醇?(1?xW)VWL水=0.000562?450.000562?45+(1-0.000562)?18.8(1-0.000562)?18.80.000562?45+(1-0.000562)?18.8?1.344?10?3

?W水=??0.9987

对于甲醇-水体系，参考王国胜教材P38表3-5，参数q=1。 BW?lg(?W水/?W醇)?lg(0.9987/0.001344)?2.8710

qQW??WL醇VWL醇2/3?2/3?0.441(q/T)???WL水VWL水?q??199.9?273.15?[12.79?(45)12/3

2/3?0.441??58.90?(18.8)]??0.3010AW?BW?QW?2.8710?0.3010?2.57

由于AW?lg(?Ws水/?Ws醇)，所以?Ws水/?Ws醇?371.5。又有于?1s水??1s醇?1。联立方程组求得：?Ws醇?0.002685，?Ws水?0.9973

塔釜液体的表面张力：

?Wm?(?Ws水?WL水?(0.9973?58.91/4??Ws醇?WL醇1/4)41/4?0.002685?12.791/4)?58.70mN/m4

(d) 精馏段的平均表面张力

?精?(?1m??Fm)/2?(17.39?26.75)/2?22.07mN/m

(e) 提馏段的平均表面张力

?提?(?Wm??Fm)/2?(58.70?26.75)/2?42.73mN/m

3.2.3 实际板数的估算

3.2.3.1 总板效率（全塔效率）的估算

利用奥康奈尔公式估算总板效率。 (a) 精馏段的总板效率

ET精?0.49(?精?L精)-0.245=0.49?（3.63?0.531）-0.245=0.417

(b) 提馏段的总板效率

?提(?L提 ET提?0.49-0.245)=0?（.49?5.97）0.348

-0.245=0.4103.2.3.2 实际板数的估算

(a) 精馏段的实际板数：

Np精=N精ET精N提ET提=80.41750.41=20

(b) 提馏段的实际板数：Np提=实际总板数：Np总=20+13=33 加料板在第21块。

==13

3.2.4 部分工艺操作条件及有关物性的计算-2

3.2.4.1 操作压力的估算

假设每层塔板的压降为0.7kPa。

塔顶第1块塔板的气相压力：p1?101.3kPa

进料板上的气相压力：pF?101.3kPa?0.7kPa?20?115.3kPa 塔釜的气相压力：pW?101.3kPa?0.7kPa?33?124.4kPa 精馏段的平均压力：p精=提馏段的平均压力：p精=3.2.4.2 塔内气相密度的估算

假设气相为理想气体，则??pMRTp1?pF2pW?pF2?101.3?115.32124.4?115.32?108.3kPa ?119.9kPa?

。

塔顶第1块塔板气相的密度：

?V1?p1MV1RT1?101.3?10Pa?31.89?10Kg/mol8.3145J/mol?K?(273.15?64.7)K3-3?1.15kg/m3

进料板的气相密度：

?VF?pFMVFRTF?115.3?10Pa?27.02?10Kg/mol8.3145J/mol?K?(273.15?79.11)K3-3?1.06kg/m3

塔釜的气相密度：

?VW?pWMWFRTW?124.4?10Pa?18.06?10Kg/mol8.3145J/mol?K?(273.15?99.9)K3-3?0.72kg/m3

精馏段气相的平均密度： ?v精?提馏段气相的平均密度： ?V提?3.2.4.3 塔内气液相负荷的估算

(a) 精馏段气液相负荷

?V1??VF2??1.15?1.0620.72?1.062?1.11kg/m3

3?VW??VF2?0.89kg/m

精馏段液相摩尔流量：L精?RD?1.651?47.5kmol/h?78.4kmol/h 精馏段气相摩尔流量：V精?(R?1)D?2.651?47.5kmol/h?125.9kmol/h 精馏段液相质量流量：

Lm精?L精ML精=78.4kmol/h?26.76kg/kmol?2098kg/h

精馏段气相质量流量：

Vm精?V精MV精?125.9kmol/h?29.46kg/kmol?3709kg/h

精馏段液相体积流量：

LV精?Lm精?L精?2098kg/h809.8kg/m3?2.591m/h?7.197?103?4m/s

3精馏段气相体积流量：

VV精?Vm精?V精?3709kg/h1.11kg/m3?3341m/h?0.9282m/s33

(b) 提馏段气液相负荷 提馏段液相摩尔流量：

L提?L精?qF?78.4kmol/h+1?174.43kmol/h?252.8kmol/h

提馏段气相摩尔流量：

V提=V精+(1-q)F?125.9kmol/h

提馏段液相质量流量：

Lm提?L提ML提=252.8kmol/h?19.92kg/kmol?5036kg/h

提馏段气相质量流量：

Vm提?V提MV提?125.9kmol/h?22.54kg/kmol?2838kg/h

提馏段液相体积流量：

LV提?Lm提?L提?5036kg/h910.6kg/m3?5.530m/h?1.536?103?3m/s3

提馏段气相体积流量：

VV提?Vm提?V提?2838kg/h0.89kg/m3?3189m/h?0.8858m/s

333.2.5 塔径的估算

假设精馏段板间距：HT精?400mm，板上清液层高度hL精?50mm；提馏段板间距：HT提?350mm，板上清液层高度hL提?100mm。 3.2.5.1 精馏段塔径

由于

LV精VV精(?L精?V精)1/2?7.197?10m/s0.9282m/s3?43?(809.8kg/m1.11kg/m33)1/2?0.021，依据HT-hL

查史密斯关联图得负荷因子C20=0.072，则负荷因子：

C?C20(?精20)0.2=0.072?(22.0720)0.2?0.073

精馏段最大空塔气速：u精max?C?L精??V精?V精=0.073809.8-1.111.11=1.97m/s。

依据经验的计算空塔气速：u精?0.9u精max=0.8?1.89m/s=1.51m/s。 精馏段计算塔径：D精计?VV精A精4VV精=4?0.9282=0.88m

?u精=??1.513实际空塔气速：u精实=4?0.9282m/s??(1m)2?1.18m/s。

安全系数u精/u精max?1.18/1.97?0.6，在0.6~0.8范围内，符合经验要求。 按标准塔径圆整后精馏段塔径：D精?1m?1000mm，符合板间距与塔径经验关系。

3.2.5.2 提馏段塔径

由于

LV提VV提(?L提?V提)1/2?1.536?10m/s0.8858m/s3?33?(910.6kg/m0.89kg/m33)1/2?0.055，依据HT-hL

查史密斯关联图得标准负荷因子C20=0.044，则修正负荷因子

C?C20(?提20)0.2=0.044?(42.7320)0.2?0.051

提馏段最大空塔气速：u提max?C?L提??V提?V提=0.051910.6-0.890.89=1.63m/s。

依据经验计算空塔气速：u精?0.8u精max=0.8?1.63m/s=1.30m/s。 提馏段计算塔径：D精计?VV提A提4VV精=4?0.8858=0.93m

?u精=??1.303实际空塔气速：u提实=4?0.8858m/s??(1m)2?1.13m/s。

安全系数u精/u精max?1.13/1.63?0.69，在0.6~0.8范围内，符合经验要求。 按标准塔径圆整后提馏段塔径：D提?1m?1000mm，符合板间距与塔径经验

关系。

3.2.6 塔的有效高度的估算

精馏段的有效高度：Z精?(20?1)?400mm?7600mm 提馏段的有效高度：Z提?(13?1)?350mm?4200mm 总有效高度：Z总?7600?4200?11800mm 3.3 塔板工艺尺寸的设计 3.3.1溢流装置设计

3.3.1.1 降液管的类型与溢流方式的选择

精馏段塔径D精?1m，液相体积流量LV精?2.591m3/h，依据经验(教材P78表

5-2)，该段选用弓形降液管，采用U型流溢流方式。(或者采用弓形单溢流)

提馏段塔径D提?1m，液相体积流量LV提?5.53m3/h，依据经验(教材P78表

5-2)，该段选用弓形降液管，采用U型流溢流方式。(或者采用弓形单溢流)

3.1.1.2 溢流装置的设计计算

(a)精馏段溢流装置的设计计算 ①精馏段溢流堰

精馏段堰长：取lW精?0.6D精?0.6?1m?0.6m ②精馏段降液管

③精馏段受液盘

(b)提馏段溢流装置的设计计算 ①精馏段溢流堰

②精馏段降液管

③精馏段受液盘 3.3.2塔板设计

3.3.2.1 精馏段塔板设计

(a) 精馏段塔板布置

(b) 精馏段开孔排列(画图)

3.3.2.2 提馏段塔板设计

(a) 精馏段塔板布置

(b) 精馏段开孔排列(画图) 3.4 流体力学验算

3.4.1 精馏段流体力学验算

3.4.1.1 精馏段塔板压降

3.4.1.2 精馏段液面落差

3.4.1.3 精馏段液沫夹带

3.4.1.4 精馏段漏液

3.4.1.5 精馏段液泛

3.4.2 提馏段流体力学验算 3.4.2.1 提馏段塔板压降

3.4.2.2 提馏段液面落差

3.4.2.3 提馏段液沫夹带

3.4.2.4 提馏段漏液

3.4.2.5 提馏段液泛

3.5 塔板的负荷性能图 3.5.1 精馏段流体力学验算 3.5.1.1 精馏段的漏液线

3.5.1.2 精馏段的液沫夹带线

3.5.1.3 精馏段的液相负荷下限线

3.5.1.4 精馏段的液相负荷上限线

3.5.1.5 精馏段的液泛线

3.5.1.6 精馏段的操作弹性

3.5.2 提馏段流体力学验算 3.5.1.1 提馏段的漏液线

3.5.1.2 提馏段的液沫夹带线

3.5.1.3 提馏段的液相负荷下限线

3.5.1.4 提馏段的液相负荷上限线

3.5.1.5 提馏段的液泛线

3.5.1.6 提馏段的操作弹性

3.6 塔附件的设计

3.6.1 工艺接管

3.6.2 人孔

3.6.3 封头

3.7 塔总体高度设计 4 辅助设备的设计 4.1 换热器的选型

4.2 再沸器的选型 5 管路设计及泵的选择 6 控制方案的设计

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