推荐-甲醇——水分离过程板式精馏塔设计 精品

滨州学院 课程设计任务书

一、课题名称

甲醇——水分离过程板式精馏塔设计

二、课题条件（原始数据） 原 料：甲醇、水溶液 处理量：3200Kg/h

原料组成：33%（甲醇的质量分率） 料液初温： 20℃

操作压力、回流比、单板压降：自选 进料状态：冷液体进料

塔顶产品浓度：98%（质量分率）

塔底釜液含甲醇含量不高于1%（质量分率） 塔 顶：全凝器

塔 釜：饱和蒸汽间接加热 塔板形式：筛板

生产时间：300天/年，每天24h运行 冷却水温度：20℃ 设备形式：筛板塔 厂 址：滨州市 三、设计内容 1、设计方案的选定 2、精馏塔的物料衡算 3、塔板数的确定

4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）

5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6、塔板主要工艺尺寸的计算

7、塔板的流体力学验算 8、塔板负荷性能图（精馏段） 9、换热器设计 10、馏塔接管尺寸计算

11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）

12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸） 13、撰写课程设计说明书一份 设计说明书的基本内容

⑴课程设计任务书 ⑵课程设计成绩评定表 ⑶中英文摘要 ⑷目录

⑸设计计算与说明 ⑹设计结果汇总 ⑺小结 ⑻参考文献

14、 有关物性数据可查相关手册 15、 注意事项

⑴写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源 ⑵每项设计结束后列出计算结果明细表 ⑶设计最终需装订成册上交

四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期） 1、设计动员，下达设计任务书 0.5天 2、收集资料，阅读教材，拟定设计进度 1-2天 3、初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天 4、绘制总装置图 2-3天 5、整理设计资料，撰写设计说明书 2天 6、设计小结及答辩 1天

目 录

摘要

化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同，并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

本设计书对甲醇和水的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。

采用浮阀精馏塔，塔径0.8米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0.46。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为14，提馏段实际板数为11。实际加料位置在第15块板(从上往下数)，操作弹性为3.19通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用160℃饱和蒸汽加热，用20℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：甲醇--水、精馏、图解法求理论塔板数、负荷性能图

绪论

化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。

我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。

浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就了生产能力的进一步提高。

具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。

第一章 设计方案的选择和论证

1.1设计思路

在本次设计中，我们进行的是甲醇和水二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。

在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。

从甲醇—水的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

1.2设计方案的确定

总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。

⑴ 满足工艺和操作的要求

所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。

⑵ 满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影

响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。

⑶ 保证生产安全

生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。

1.3设计步骤

本次设计主要是针对甲醇和水二元液体混合物系的分离，由于分离要求非常高，因此选用精馏操作来实现该任务。根据对工业生产中各种常见板式塔的特点进行分析和设计任务的要求，本设计选用浮阀精馏塔。一般的精馏装置包括精馏塔、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、产品冷却器等设备。精馏的原理是多次部分汽化与多次部分冷凝，因此在设计和操作过程中，充分考虑热量的利用是经济生产的关键。一般情况下，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，如何选用高效节能、投资低的节能工艺是设计的关键。具体设计步骤如图所示：

工艺条件的确定及有关物性数据的计算 塔工艺尺寸计算 流体力学验算 负荷性能图 附属设备及接管设

第二章 塔的工艺设计

2.1基础物性数据

（1）常压下，甲醇—水的汽液平衡数据

液相中甲醇

温度

的摩尔分数x

100 96.4 93.5 91.2 .3 87.7 84.4

0.0 0.02 0.04 0.06 0..08 0.10 0.15

的摩尔分数y

0.0 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517

75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0

气相中甲醇

温度

的摩尔分数x

0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95

的摩尔分数y

0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979

液相中甲醇

气相中甲醇

81.7 78.0

0.20 0.30

0.579 0.665

.5 1.0 1.0

（2）常压下，甲醇—水的比热容数据

温度/℃ 甲醇/ kJ/（kg ℃） 水/ kJ/（kg ℃）

60 2.68 4.187

70 2.71 4.178

80 2.79 4.195

90 2.85 4.208

100 2.90 4.220

(3)饱和蒸汽压Po Antoine方程 lgP

甲醇 水

A-BCt

A

7.20587 17.4285

B

1582.271 3816.44

C

239.726 227.02

（4）甲醇-水的液相密度 温度℃

甲醇kg/m3 水kg/m3

60

755 983.2

70

745 977.8

80

730 971.8

90

725 965.3

100

710 958.4

（5）液体表面张力

温度℃ 甲醇mN/m 水mN/m

60 19 66.2

70 18.2 .3

80 17.2 62.6

90 16.2 60.7

100 15.1 58.8

（6）液体表面粘度

温度℃ 甲醇mPas 水mPas

60 0.36 0.46

70 0.32 0.4061

80 0.28 0.3565

90 0.24 0.3165

100 0.20 0.2838

（7）液体的汽化热

温度℃ 甲醇kJ/kg 水kJ/kg

60 1130 2358.6

70 1120 2334.0

80 1115 2308.8

90 1070 2283.2

100 1020 2257

2.2精馏塔的物料衡算

2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

（1）甲醇的摩尔质量：MA32.04kg/kmol 水的摩尔质量：MB=18.02kg/kmol xFxD0.33/32.0421.69%

0.33/32.040.67/18.020.98/32.0496.5% 0.98/32.040.02/18.020.01/32.04xW0.56%0.01/32.040.99/18.02(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：

MF0.216932.04(10.2169)18.0287.3021.0366kg/kmolMD0.974478(10.9744)9278.36kg/kmol(3) 物料衡算 原料处理量 ： F320010342.4kmol/s

360021.0366总物料衡算：FDW

即 DW42.24 …………………………………………（1） 易挥发组分物料衡算：

FxFDxDWxW

即 D0.965W0.05642.240.2169 ……………………（2） 解得： D=9.31kmol/s W=32.94kmol/s

2.2.2进料热状况q的确定

由文献2中甲醇——水混合液t-x-y图可知，进料组成xF0.2169时，溶液的泡点为82℃，平均温度=

822051℃ 2由文献3液体的比热容查得： 51℃水的比热容为4.175kJ/（kg•℃）

甲醇用内插法求的：20℃ 2.48kJ/（kg•℃） 57.65℃ 2.65kJ/（kg•℃）

51206051

CP12.48CP12.65CP12.61kJ/（kg•℃）

故原料液的平均比热容为

Cp4.17532.040.21692.6118.02(10.2169)77.0534 kJ/（kg•℃）

用内插法计算操作条件下，甲醇和水的汽化热 由表7可知：设甲醇和水的汽化热分别为X，YkJ/kg 对于甲醇：355.15353.2363.2355.15

X34.7533.94X解得：甲醇的汽化热为1079.9kJ/kg 同理：水的汽化热为2303.2kJ/kg

所以:m1079.932.040.21692303.218.02(10.2169)40006.25841 kJ/kg 所以:qCpt77.4063(8220)40006.25811.119414

40006.2581所以q线方程为：q9.3707x1.9373

2.2.3操作回流比R的确定

在图上可知：q=0.26

RminxDyqyqxqxyq=0.631

0.9650.6310.91

0.6310.26R(1.5~2.0)RminR1.5Rmin

所以，R1.5Rmin1.50.911.365

2.2.4求精馏塔的气液相负荷

LRD1.3659.3112.7082mol/s V(R1)D(1.3651)9.3122.0182mol/s L'LqF12.70821.36542.2470.3855mol/s V'V(q1)F22.0182(1.3651)42.2437.411mol/s

2.2.5操作线方程

精馏段操作线方程为：yn1RxnxD1.365xn0.965

R1R11.36511.3651yn11.8799xn0.4080

提馏段操作线方程为：yn1L'xnWxw70.3855xn32.940.00561.8799xn0.0049

V'V'37.41137.4411

2.2.6用图解法求理论塔板数

所以论板数为NT11块（包括再沸器），第7块板上进料。 精馏段理论板数 N精6 提馏段理论板数 N提5

2.2.7实际板数的求取

由甲醇与水不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知xw0.0235对应的温度

（9866）为塔底度，查得为tW98℃。塔顶的温度为tD66℃，这样，平均塔温为t82℃。

2由经验式查文献4ET0.49(L)0.245

式中，

L塔顶与塔底平均温度下的液相黏度塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度

用内插法求算甲醇的粘度，设甲醇的粘度：X 353.2K 0.271mPas 363.2K 0.240mPas 353.2355.15363.235.15

0.271XX.240

X=0.265mPas

查文献5在82℃ 水的粘度：0.3200mPas。 加料液体的平均粘度：L0.265.21690.3200(10.2169) =0.3081mPas 取表中温度下数据：可取96.4℃和65.0℃

1YAXB(YBXA)0.1340.02(0.020.866)7.58196 2YAXB(YBXA)0.9790.05(0.0210.95)2.453634 127.5819862.4536344.3132

塔板效率：ET0.49(4.31320.3081)0.2450.46。 精馏段实际板层数 N精6/0.4614 提馏段实际板层数 N提5/0.4611

所以精馏塔的总实际塔板数为:NN精N提141125

2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.3.1进料温度的计算

查甲醇—水的气液平衡数据文献1，可知

tF82℃

tD66℃

tW98℃

精馏段平均温度：tm1(6682)74℃

2提馏段平均温度：tm2(8298)90C

22.3.2 操作压强

塔顶压强PD=101.33kPa

进料板压强：PF=113.23+140.5=108.3kPa 塔底压强：Pw=101.33250.5=113.3KPa

精馏段平均操作压力：Pm1(101.33108.33)=104.83KPa

2提馏段平均操作压力：Pm2(108.33111.83)111.08KPa

22.3.3平均摩尔质量的计算

精馏段平均温度：tm1(6682)74℃

2液相组成X1:

液相组成：X1,X1=0.4591汽相组成：Y1,Y1=0.771675.173.175.3740.7290.7790.729Y175.173.175.3740.40.50.4X1

精馏段平均摩尔质量：MVm10.771632.04(10.7716)18.0228.62kg/kmol

MLD10.453232.04(10.4532)18.0224.3612kg/kmol2提馏段平均温度：tm2(8298)90C

液相组成：X191.29091.2.3，X1=0.07260.06X10.060.08汽相组成：Y191.29091.2.3，Y1=0.34250.304X10.3040.365

提馏段平均摩尔质量:MVm10.342532.04(10.3425)18.0222.8219kg/kmol

MLD10.072632.04(10.0726)18.0219.0379kg/kmol

2.3.4平均密度计算

（1）气相平均密度vm计算 理想气体状态方程计算，即

精馏段气相密度：vm1Pm1Mvm1104.8328.62RTm18.314(74273.15)1.0408kg/m3

提留段气相密度：vm2Pm2Mvm2111.0822.82190.8396kg/m3

RTm28.314(90273.15)计算

1（2）液相平均密度

Lmm

i/i

AD0.96532.040.98

0.96532.04(10.965)18.02当tD66℃时,用内插法求得下列数据

A735kg/m3,B979.96kg/m3LDm(10.9650.035)735979.96738.69kg/m3

对于进料板：tF95.58用内插法求得下列数据

A719.4kg/m3,B970.5kg/m3 AF0.216932.040.3301

0.216932.04(10.2169)18.02LFm1/(0.33010.6699)870.23kg/m3 719.4970.5对于塔底：tw98℃ ，查表1-4得 A705.8kg/m3,B959.78kg/m3AWLWm 0.005632.040.00990.005632.04(10.0056)18.020.00990.99011/()955.52kg/m3705.59.7922精馏段平均密度：Lm1LDmLFm738.69870.23804.46kg/m3 提馏段平均密度：LWmLFm2LM2780.3795.787.92kg/m3

22.3.5液体平均表面张力计算

液相平均表面张力计算公式：Lmxii 塔顶：tD66℃，用内插法得到

LA18.75mN/m,LB65.06mN/mLDm0.96518.765(10.965)65.0620.3848mN/m

塔板：tF82℃，用内插法得到

LA17.3245mN/m,LB61.788mN/mLFm0.216917.3245(10.2169)61.78852.1439mN/m

塔底：tW98℃，用内插法得到

LA15.8845mN/m,LB59.18mN/m

LWm0.005615.8845(10.0056)59.1818.39mN/m 精馏段平均表面张力：Lm120.3848.143936.24mN/m

2

提留段平均表面张力：Lm2.143958.937555.07mN/m

22.3.6液体平均粘度计算

lgmxilgi,文献5

塔顶液相平均的黏度的计算

由tD66℃ ，用内插法求得：A0.3226mP•s,B0.4293mP•s

LDM0.3258mP•s

进料板液相平均黏度的计算 由tF82℃ ，用内插法求得： A0.265mP•s,B0.3436mP•s

lgLFm0.2169lg0.265(10.2169)lg0.3436LFm0.3248mP•s

塔底液相平均黏度的计算： 由tw110℃，用内插法求得：

A0.2193mP•s,B0.2838mP•s

lgLWm0.0056lg0.2193(10.0056)lg0.2838LWm0.253mP•s

所以 Lm0.32580.32480.28330.3113mP•s

32.4 精馏塔工艺尺寸的计算

2.4.1塔径的计算

精馏段气液相体积流量为

VS1VMVm122.018228.620.6062m3s1

1.0408100012.78224.03780.00038m3s1

1000804.46Vm1LMLm1LS1Lm1提馏段气液体积流量

VS2VMVm2Vm2LMLm222.018222.82190.5985m3s1

10000.8396LS2Lm212.708219.03790.00026m3s1

1000915.005(1)精馏段塔径计算欲求塔径应求出空塔气速u

u（安全系数）umax

umaxCLV V式中的C可有史密斯关联图文献7查出

横坐标的数值为

Ls(L)120.00038(804.42)120.017

VsV0.9752.90取间距HT0.35m，取板上液层高度:hL=0.06m 故HThL0.450.060.29m 查图得到C200.055

因物系表面张力=36.24mN/m，故需校正

36.24CC2020umax0.0620.20.062

804.461.04081.7225ms-1

1.0408取安全系数为0.7，则空塔速度为

u0.70umax0.701.72261.2058ms-1

塔径:D4Vs40.6062u3.141.20580.8m

（2）提馏段塔径计算

LsV(L)120.00038(915.005)120.021 sV0.59850.8396取板间距HT0.35m 板上液层高度hL0.06m 则 HThL0.350.060.29m

查文献史密斯关联图7得到C200.059 因物系表面张力55.07mN/m

CCL20(20)0.20.059(55.0720)0.20.072 取安全系数为0.7，则空塔速度为

u=umax0.70.072915.0050.83960.83961.6725ms-1

塔径

4V

Dsu40.83963.141.67250.6750m 按标准塔径圆整为 D0.8m

根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为A22T4D40.80.5027m2

以下的计算将以精馏段为例进行计算：

实际空塔气速为 uVs1A0.60621.2059m/s

T0.50272.4.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精（N精1）HT（141）0.354.55m

提馏段有效高度为

Z提（N提1）HT（111）0.353.5m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。 故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提0.84.553.50.88.85m

D=0.8m

2.5 塔板主要工艺尺寸的计算

2.5.1溢流装置计算

因塔径D=1.4可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。 各项计算如下： （1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.7D，即lw0.70.80.56m （2）溢流堰堰高hw

hwhLhow 因为采用平直堰

查文献2液流收缩系数计算图，E=1.0hOW2.84103E(Lh2336000.0003823)2.841031()0.00515m lW0.56

取板上清液层高度 hL0.06m 故 hWhLhOW0.060.005150.085m （3）弓形降液管的宽度Wd和面积Af

由lw0.66，查文献2弓形降液管的宽度与面积图得Wd0.7,Af0.17

DDAt故 Wd0.17D0.170.80.136m

Af0.092AT0.0920.50270.04625m

依式AfHT验算液体在降液管中停留时间，即

Ls

AfHTLS10.046250.3542.59s5s

0.00038故降液管设计合理。 降液管底隙高度ho

因为小塔径，取降液管底隙高度h。= 0.02857m

hWh00.0850.028570.02628m0.006m

故降液管底隙高度设计合理

'选用凹形受液盘，深度hW50mm

2.6浮阀数目、浮阀排列及塔板布置

（1）塔板的分块

本设计塔径为D0.8m，因800mmD，故塔板采用整块式。 （2）边缘区宽度确定

取 Ws0.065m Wc0.035m。 （3）开孔区面积计算

A2(xR2x2R2arcsinx)

180R其中：

D0.8WdWS(0.1360.065)0.199m 22D0.8RWC0.0350.365m22x故 A2[0.1990.36520.19923.140.365arcsin(0.199)]0.27m2

1800.3652（4）浮阀数计算及其排列

预先选取阀孔动能因子F10,由F。=u0v可求阀孔气速u， 即uF0109.802m/s 0v1.0408阀空直径由所选浮阀型号决定，常用的F1型浮阀的阀空直径为39mm。每层塔板上浮阀个数为

N4Vsd02u00.6062452

0.03929.802浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按t78mm（底边长）的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔

气速为

Vs'0.6062 u09.5787m/sNd02520.039244阀孔动能因数为

F0u0v9.75871.04089.9558

所以，阀孔动能因子变化不大，仍在9-12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 开孔率u1.205812.34%。

uo9.7587此开孔率在10%-14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。

2.7塔板流体力学验算

2.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降

每层塔板静压头降可按式hPhchlh计算。 (1)干板阻力

Uoc1.82573.1v1.82573.110.2756m/s 1.04080.175因U0U0c，可用h19.9u019.99.75870.03685 cL804.46(2)板上充气液层阻力

本设备分离的甲醇和水混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数00.5，已知板上液层高度hL0.06,所以依式hl0hL

hl0.50.060.03m

0.175(3)计算液体表面张力所造成的阻力

由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。因此，气流经一层，浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为

hp0.036850.030.06685m

换算成单板压降PfhpLg0.06685804.469.81527.56Pa(设计允许值)

2.7.2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管中清液层高度Hd(HThw)

Hd可用 Hdhphlhd计算

(1)气体通过塔板的压强降相当的液柱高度hp前面已经算出hp0.0m (2)液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，所以可用式

hd=0.153（Ls20.00036）0.153（）=0.000086m lwho0.560.02857（3）板上液层高度

前面已经选定液层高度为hL=0.06m 这样 Hd0.00.060.0000860.12936m 校正系数0.5，选定板间距HT0.35,

hw0.085m

(HThw)0.5(0.350.085)0.202425m

从而可知Hd0.1266m(HThw)0.202425m，符合防止液泛的要求。 2.7.3计算雾沫夹带量（1）雾沫夹带量eV

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式：

VsF1ev

vLv100%

0.78KcFAT塔板上液体流程长度

ZLD2Wd0.820.1360.528m

塔板上液流面积

AbAT2Af0.502720.046250.455m2

甲醇和水混合液可按正常物系处理，按文献2表取物性系数K值，K=1.0,又由文献2查的泛点负荷因数CF0.128,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为

1.0408804.461.0408100%61.83% F10.781.00.090.50270.6062为避免雾沫夹带过量，对于0.9m以下的塔，泛点需控制在70%以下。从以上计算的结果

可知，其泛点率低于70%，所以雾沫夹带量能满足eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

（2）严重漏液校核

当阀孔的动能因数F0低于5时将会发生严重漏液，前面已计算F09.9558，可见不会发生严重漏液。

2.8精馏段塔板负荷性能图

2.8.1雾沫夹带线

对于甲醇—水物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值

eV0.1kg（液）/kg(干气）所对应的泛点率F1(亦为上限值),利用式

VsF1vLv1.36LsZLKcFAp100%

泛点率F170，依上式有

Vs1.04081.36Ls0.5281804.461.04080.7

1.00.090.455整理后得0.0602Vs1.431Ls0.1349

即Vs1.023919.9472Ls 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个Ls值便可依式Vs2.2423.77Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

Ls 0.0010 0.0070

Vs 1.00393 0.8843

2.8.2液泛线

联立Hd(HThw)，Hdhphlhd，hphchlh

即(HThw)hphlhdhchlhhlhd

由此式确定液泛线，忽略式中的h项

uoL3600Ls2/3 2.84(HThw)5.34v0.153(s)2(1o)hwE()l2glwho1000lw20.5HT0.35m,hw0.085m,o0.5,v1.0408kg/m3,l804.46kg/m3

N=52， uo9.57587m/s,ho0.02857m,do0.039,lw0.56mo

整理得：0.1180850.09126VS2597.716LS21.4728LS3

即为液泛线的方程表达式，在操作范围内任取若干个Ls值，算出相应的Vs

2Ls 0.001 0.003 0.005 0.007

Vs 1.0617 0.9483 0.8111 0.6184

用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线。

2.8.3液相负荷上限线

为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。

液体在降液管内停留时间AfHT35s。取5s为液体在降液管中停留时间的下限，

Ls所对应的则为液体的最大流量Lsmax,即液相负荷上限，于是可得

(Ls)maxAfHT5AHT0.046250.35所得到的液相上限线是0.0032375m3/s显然由式Lsmaxf55一条与气相负荷性能无关的竖直线。

2.8.4气体负荷下限线（漏液线）

对于F1型重阀，因F0<5时，会发生严重漏液，故取F05计算相应的气相流量(Vs)min

5(Vs)min d2NFo0.0392520.3044o44v1.0408m3/s

2.8.5液相负荷下限线

取堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

2.843600LSE1000lw230.006

3取E1.0，代入lw的值则可求出Ls，

min3Lsminlw0.006100020.006100020.560.00030m3/s 36002.84136002.84E

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线. 所的负荷性能图如下：

(3)

(1) (2)

(4)

(5)

2.9小结

1.板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

2.液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

3.定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax =0.99m3/s,气相负荷下限 Vsmin≤0.31m3/s，所以可得

操作弹性Vsmax0.993.19 Vsmin0.31塔板的这一操作弹性在合理的范围(2.5～4.5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的.

第三章 辅助设备的计算

3.1精馏塔的附属设备

甲醇—水的蒸发潜热与临界温度

物质 甲醇 水

沸点C .7 100

0

蒸发潜热KJ/Kg

1101 2258

临界温度TC/K

512.6 7.3

3.1.1再沸器（蒸馏釜）

该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备。

tw980

C

甲醇的汽化热：

Tr2(98273.15)/512.10.7241 Tr1(.7273.15)/512.10.6590rA=HV21Tr20.3810.72410.38HV1()1101()1005.8358kJ/kg

1Tr110.6590水的汽化热:

Tr2(66273.15)/7.30.5239Tr1(100273.15)/7.30.5769rB

=HV21Tr20.3810.52390.38HV1()2258()22.266kJ/kg

1Tr110.5769rmxArAxBrB0.00561005.8358(10.0056)22.2662257.21879kJ/kgQV'rm37.4112257.218791163.0119kJ/s

tm1609862℃

选择k450W/(m2.℃)

Q1163.0119103QkstS41.685m2

Kt45062因此选择列管式换热器，管子型号： 252.5

名称

公称直径mm

管程数

管子总根数

公称压强kpa

1600 管程流通面积m

0.0760

2规格 名称

400 中心排管数

2

计算换热面积m

48.8

298

换热管长度mm

2000

规格 12

再沸器的裕度：45.4/41.685=1.0

3.1.2塔顶回流全凝器

tD66℃

甲醇的汽化热：

Tr2(66273.15)/512.10.52 Tr1(.7273.15)/512.10.6590rA=HV21Tr20.3810.66120.38HV1()1101()1097.8024kJ/kg

1Tr110.6590水的汽化热：

Tr2(66273.15)/7.30.5239Tr1(.7273.15)/512.10.57651Tr20.38HV2HV1()1Tr10.38

rB=2258(10.5239)10.57652360.7228kJ/kg

rmxArAxBrB0.9651097.8204(10.965)2360.7228 1142.0046kJ/kgQVrm960.37421142.00462.365 2.5938106kJ/ht1662046℃ t2663036℃tmT1T24636℃

40.7959T46lnln136T2选k450W/(m2.℃)

Q2.5938109S39.2468m2

ktm360045053.34因此可选择列管式换热器，规格如下：

名称 规格 名称 规格

公称直径mm

600

中心排管数

16

公称压强kpa

250

管程流通面积m

0.03

2管程数

2

计算换热面积m

52

2管子总根数

232

换热管长度mm

3000

全凝器的裕度：52/39.2468=1.3249

3.1.3原料贮罐

设计原料的储存利用时间为3天，平均温度为20℃， 则：m3200kg/h24h3230400kg

m=918.66㎏/m3

Vm230400250.80m3 918.66设安全系数为0.8 则：V实际250.80/0.8313.50m3

3.1.4泵的计算及选型

①进料泵的选型：

Vs3200kg/h32003.48m3/h 918.66因此选择泵的型号即可满足要求:

型号 扬程 轴功率 效率

质量（泵/泵座）/㎏

IS50-32-125

22m 0.96kW 47% 32/46

流量 转速 电机功率 气蚀余量 结构形式

7.5m3/h

2900r/min

2.2kW 2.0m 单级悬臂

第四章 塔附件设计

4.1接管

4.1.1进料

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

DVSD4VSuF 取uF2.5m/s，

32000.00102m3/s 870.2340.0010223.0mm

1.6管子型号： 27×2㎜

4.1.2回流管

采用直管回流管，取uR1.6m/s。

R1.365，L12.7082kmol/s

4dR12.7082(32.040.96518.020.035)738.6920.78mm 1.6管子尺寸：25×2 4.1.3塔底出料管

取uW1.6m/s，直管出料 L955.52kg/m3

4VSuw432.94(0.005632.0418.020.9944)1000955.5222.28mm 1.6dw管子型号：27×2

4.1.4塔顶蒸气出料管

直管出气，取出口气速u20m/s。

D4Vs1u40.6060196.448mm

20管子型号：203×3

4.1.5塔底进气管

采用直管取气速u25m/s，则

D4V2u40.5985174.5mm25

管子型号：180×2.5。

4.2除沫器

在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，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。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计气速选取：

uk'LV且k'0.107V

0.107804.461.04082.973m/s

1.04085除沫器直径：

D4VS40.60620.5095mu3.14162.973

4.3裙座

塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以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12mm。

基础环内径：

Dbi(800212)(0.20.4)103804mm

基础环外径：

Dbo(800212)+(0.20.4)103844mm

经圆整后裙座取Dbi1.0m，Dbo1.0m；基础环厚度考虑到腐蚀余量去1.0m；考虑到再沸器，裙座高度取2.0m。

4.4人孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10——20块板才设一个孔，本塔25块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450mm。

4.5塔总体高度的设计

4.5.1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，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。

4.5.2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。

HB(tL's60Rv)/AT(0.50.7)

=(50.00038600.142)/0.50270.60.55m

4.5.3塔立体高度

H1=8.85m

HH1+H顶+HB+H封+H裙8.851.20.550.392.012.99m

设计结果汇总

项目内容 塔径 D/m 板间距HT/m 塔板形式 空塔气速U/(m/s) 堰长lw/m 板上液层高度hL/m 降液管底隙高度h0/m 浮阀数N/个 阀孔气速U0/(m/s) 临界阀孔气速U0c(m/s) 阀孔动能因数F0 孔心距t/m 排间距h/m 单板压降ΔP/Pa 液体降液管内停留时间τ/s 降液管内清液层高度Hd/m 泛点率(%) 气相负荷上限Vsmax/(m3/s) 气相负荷下限Vsmin/(m3/s) 操作弹性 数值或说明 0.8 0.35 单溢流弓形降液管 1.2058 0.56 0.06 0.02857 52 9.7587 1.2059 9.9558 0.078 0.068 527.56 42.59 0.0006 61.83 0.0032 0.3044 3.19 备注 整块式塔板 等边三角形叉排 同一横排的孔心距 相邻两横排中心线距离 雾沫夹带控制 漏液控制

致 谢

经过近三周的时间，通过查阅文献、资料、计算数据，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，并且是对自己综合能力的体现，通过查资料和文献，自己受益匪浅，我们应该在校好好的利用图书馆资源，把时间应用到多看书，多学习一些专业相关的知识，课程设计能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识，更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的及工作无疑将起到重要的作用.

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大，感触也很深，在动手开始之前一定要提前问清老师的设计题目的相关要求，发挥自己的主观能动性，设计出最佳方案，才能更好地完成。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性，与人合作收获最大，不仅可以节省很多时间，也可以保证自己的准确性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路，自己受益匪浅。

在此，特别感谢 老师以及我的同学，通过与他们的交流使得我的设计工作得以完成。在此我向他们表示衷心的感谢！

参考文献：

[1]柴诚敬.《化工原理课程设计》.天津科学技术出版社，20XX [2]姚玉英.《化工原理（下册）.天津科学技术出版社，修订版 [3]柴诚敬.《化工原理（下册）.高等教育出版社，20XX.1 [4]申迎华.《化工原理课程设计.化学工业出版社，20XX.5

[5]姚玉英.《化工原理（上册）.天津:天津科学技术出版社，修订版 [6]任晓光.《化工原理课程设计指导.北京:化学工业出版社，20XX.1 [7]陈英南.《常用化工单元设备的设计.华东理工大学出版社，20XX.4 [8]李功样.《常用化工单元设备设计.华南理工大学出版社 [9]陈庆.《过程设备工程设计概论.化学工业出版社 [10]张克义.《AutoCAD工程制图》.北京大学出版社

主要符号说明

符 号 A 意义 传热面积 塔截面积 降液管截面积 鼓泡区面积 摩尔定压热容 塔径 阀孔直径 板效率 液沫夹带量 进料流量 折流挡板间距 塔的有效高度 板间距 板上液层高度 液体通过降液管的高度 堰上液层高度 人孔高度 外堰高 降液管底隙高度 塔板静压头 干板静压头降 含气液层静压头降 表面张力造成的静压头降 传热系数 SI单位 m m； m m KJ/（kmol·K）； m； m； 2222ATAf AP Cp D d0 ET ev F H H HT kmol/h； m m； m； m； m； m m m； m m m m m W/（m·K） 2hL Hd how hp hw h0 hf hc hl hσ K

符 号 意义 堰长 下降液体流量 液相流量 摩尔质量 塔板数 操作压力 普朗特数 压力降 进料状况参数 热负荷 鼓泡区半径 回流比 雷诺数 温度 平均温度差 空气速 阀孔气速 临界阀孔气速 上升蒸汽流量 气相流量 塔底产品流量 降液管宽度 边缘区宽度 冷却水用量 安定区宽度 SI单位 m； lw L LS M N P Pr ΔP q Q r R Re t kmol/h； m/s kg/kmol； 3KPa Pa KJ/h； m ℃； ℃； m/s； m/s； m/s tm u u0 u0c V VS W wd kmol/h； m/s 3kmol/h； m； m； Kg/h； m wc wh ws

附录

[1] 带控制点生产工艺流程图

图 例 釜残液 冷却水（入）液位代号冷却水（出） 截止阀 调节阀 取样口 疏水器 名称 代号压强 温度流量 冷凝水 低压蒸汽 产品 名称 序号下水道职责设计制图审核精馏塔分配器冷却器全凝器再沸器产品泵釜液泵原料泵产品贮罐釜液贮罐原料贮罐名称规格数量备注 滨州学院化学与化工系化学工程与工艺专业化工原理课程设计签名日期唐存国分离甲醇水二元系统唐存国浮阀板式精馏塔设刘元伟计

[2] 板式精馏塔的总装置图

塔径塔板形式单板压降操作弹性工作介质序 号名称3.19甲醇-水混合液指标单溢流弓形降液管塔底出料口塔底进气口回流口蒸汽出料口进料口符号公称直径连接方式用途人孔受液盘溢流堰塔体塔板降液管封头序 号图号名称数量材 料备注滨州学院化学与化工系化学工程与工艺专业化工原理课程设计职责设计制图审核签名日期 唐存国唐存国刘元伟分离甲醇--水二元体系板式精馏浮阀塔的设计比例1:1

[3]塔板图