甲醇水溶液精馏塔工艺设计

摘要
甲醇最早由木材和木质素干馏制的，故俗称木醇，这是最简单的饱和脂肪组醇类的代表物。

无色、透明、高度挥发、易燃液体。

略有酒精气味。

分子式 C-H4-O。

近年来，世界甲醇的生产能力发展速度较快。

甲醇工业的迅速发展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成、染料、医药、涂料和国防等工业。

由甲醇转化为汽油方法的研究成果，从而开辟了由煤转换为汽车燃料的途径。

近年来碳一化学工业的发展，甲醇制乙醇、乙烯、乙二醇、甲苯、二甲苯、醋酸乙烯、醋酐、甲酸甲酯和氧分解性能好的甲醇树脂等产品，正在研究开发和工业化中。

甲醇化工已成为化学工业中一个重要的领域。

目前，我国的甲醇市场随着国际市场的原油价格在变化,总体的趋势是走高。

随着原油价格的进一步提升，作为有机化工基础原料—甲醇的价格还会稳步提高。

国内又有一批甲醇项目在筹建。

这样，选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法是至关重要的。

本计为分离甲醇－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加回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐，设计对其生产过程和主要设备进行了物料衡算、塔设备计算、热量衡算、换热器设计等工艺计算。

关键字：精馏泡点进料物料衡算
目录
1精馏塔的物料衡算 (2)
1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 (2)
1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 (2)
1.3物料衡算 (3)
2塔板数确定.........................................
2.1理论板层数
N的求取 (3)
T
2.1.1求最小回流比及操作回流比 (3)
2.1.2求精馏塔的气、液相负荷错误!未定义书签。

2.1.3求操作线方程 (4)
2.2实际板层数的求取错误!未定义书签。

3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算
3.1操作压力 (5)
3.2操作温度 (5)
3.3平均摩尔质量计算 (5)
3.4平均密度计算 (6)
3.5液体平均表面X力的计算 (8)
3.6液体平均粘度错误!未定义书签。

4精馏塔的塔体工艺尺寸计算9
4.1塔径的计算错误!未定义书签。

4.1.1精馏段塔径计算......................................
4.1.2 提馏段踏进计算.....................................
4.2精馏塔有效高度的计算 (12)
5 塔板主要工艺尺寸的计算 (13)
精馏段
5.1溢流装置计算错误!未定义书签。

l错误!未定义书签。

5.1.1堰长
W
h (1)
5.1.2溢流堰高度
W
5.1.3弓形降液管宽度d W 和截面积f A 错误!未定义书签。

5.1.4降液管底隙高度0h 错误!未定义书签。

提馏段
5.2溢流装置计算错误!未定义书签。

5.2.1堰长W l ...........................................错
误!未定义书签。

5.2.2溢流堰高度W h .....................................错
误!未定义书签。

5.2.3弓形降液管宽度d W 和截面积f A 错误!未定义书签。

5.2.4 降液管底间隙高度0h ..............................
5.3塔板布置错误!未定义书签。

精馏段
5.3.1塔板的分块错误!未定义书签。

5.3.2边缘区宽度确定错误!未定义书签。

5.3.3开孔区面积计算错误!未定义书签。

5.3.4筛孔计算及排列错误!未定义书签。

提馏段
5.3.5塔板的分块错误!未定义书签。

5.3.6边缘区宽度确定错误!未定义书签。

5.3.7开孔区面积计算错误!未定义书签。

5.3.8筛孔计算及排列.....................................
错误!未定义书签。

6塔板的流体力学验算错误!未定义书签。

精馏段
6.1塔板压降错误!未定义书签。

6.1.1干板阻力c h 计算错误!未定义书签。

6.1.2气体通过液层的阻力1h 计算错误!未定义书签。

6.1.3液体表面X 力的阻力h 计算错误!未定义书签。

6.2液面落差错误!未定义书签。

6.3液沫夹带错误!未定义书签。

6.4漏液错误!未定义书签。

6.5液泛 (20)
提馏段
6.6塔板压降 (20)
6.6.1干板阻力
h计算 (20)
c
6.6.2气体通过液层的阻力
h计算 (21)
1
计算 (21)
6.6.3液体表面X力的阻力h
6.7液面落差 (21)
6.8液沫夹带 (21)
6.9漏液 (22)
6.10液泛 (22)
7塔板负荷性能图 (23)
精馏段
7.1漏液线 (23)
7.2液沫夹带线 (24)
7.3液相负荷下限线 (25)
7.4液相负荷上限线 (25)
7.5液泛线 (25)
提馏段
7.6漏液线 (27)
7.7液沫夹带线 (28)
7.8液相负荷下限线 (29)
7.9液相负荷上限线 (29)
7.10液泛线...............................................
8筛板塔设计计算结果 (31)
9 辅助设备及选型 (33)
9.1原料储罐 (33)
9.2 产品储罐 (33)
9.3 塔顶全凝器........................................
9.4 塔底再沸器 (34)
9.5 精馏塔 (35)
9.6 接管尺寸计算 (36)
9.6.1塔顶蒸气出口管的直径
d (36)
V
d (36)
9.6.2 回流管的直径
R
d (36)
9.6.3进料管的直径
F
9.6.4 塔底出料管的直径
d (37)
W
9.7 泵的计算 (37)
10. 参考文献 (38)
11 评述 (39)
致谢 (41)
绪论
甲醇生产现状
甲醇性质目国内甲醇装置规模普遍较小，且多采用煤头路线，以煤为原料的约占到78%；单位产能投资高，约为国外大型甲醇装置投资的2倍，导致财务费用和折旧费用高。

这些都影响成本。

据了解，我国有近200家甲醇生产企业，但其中10万吨/年以上的装置却只占20%，最大的甲醇生产装置产能也就是60万吨/年，其余80%都是10万吨/年以下的装置。

根据这样的装置格局，业内普遍估计，目前我国甲醇生产成本大约在1400元~1800元/吨（约200美元/吨）。

一旦出现市场供过于求的局面，国内甲醇价格有可能要下跌到约2000元/吨，甚至更低。

这对产能规模小、单位产能投资较高的国内大部分甲醇生产企业来讲会压力剧增
不仅如此，国外大型甲醇装置多以天然气为原料，采用天然气两段转化或自热转化技术，包括德国鲁奇公司、丹麦托普索公司、英国卜内门化工公司和日本三菱公司等企业的技术。

相对煤基甲醇技术，天然气转化技术成熟可靠，转化规模受甲醇规模影响较小，装置紧凑，占地面积小。

尽管近年来国际市场天然气价格也在上涨，但国外甲醇生产企业依靠长期供应协议将价格影响因素降至最低
不仅如此，国外大型甲醇装置多以天然气为原料，采用天然气两段转化或自热转化技术，包括德国鲁奇公司、丹麦托普索公司、英国卜内门化工公司和日本三菱公司等企业的技术。

相对煤基甲醇技术，天然气转化技术成熟可靠，转化规模受甲醇规模影响较小，装置紧凑，占地面积小。

尽管近年来国际市场天然气价格也在上涨，但国外甲醇生产企业依靠长期供应协议将价格影响因素降至
最低。

而我国大部分甲醇生产以煤为原料，气化装置规模有限和占地面积大的先天缺陷制约着甲醇生产装置向大型化发展。

同时近年来煤炭价格的大幅度上涨对本来还具有一定成本优势的煤基甲醇产生较大影响，再加上煤基甲醇大多建在西部地区，运输费用较高。

种种因素进一步削弱了煤基甲醇的价格竞争力
尽管我国已成为最主要的甲醇生产国，但目前国内甲醇生产企业还属内向型企业，产品几乎全部面向国内市场，建设项目的市场分析和决策几乎也全部依赖于国内市场，出口量微乎其微，根本无暇顾及到国际市场上的需求和变化，因此甲醇有着很大发展空间，
甲醇性质
甲醇（Methanol，Methylalcohol）又名木醇，木酒精，甲基氢氧化物，是一种最简单的饱和醇。

化学分子式为CH3OH，结构式如下：
H
|
H--C--OH
|
H
分子结构：C原子以sp3杂化轨道成键，0原子以sp3杂化轨道成键。

分子为极性分子。

最早从木材干馏得到故又称木醇或木精。

甲醇是无色有酒精气味易挥发的液体。

熔点-93.9℃、沸点64.7℃、密度0.7914克/厘米3（20℃）、能溶于水和许多有机溶剂。

甲醇有毒，误饮5～10毫升能双目失明，大量饮用会导致死亡。

禁酒的国家，把甲醇掺入酒精中成变性酒精，使其不能饮用。

甲醇易燃，其蒸气与空气能形成爆炸混合物，甲醇完全燃烧生成二氧化碳和水蒸气，
同时放出热量：2CH3OH+3O2=2CO2+4H2O。

工业上用一氧化碳和氢气的混合气（合成气）在一定的条件下制备甲醇：甲醇可用做溶剂和燃料，也是一种化工原料，主要用于生产甲醛（HCHO）：工业酒精里含有甲醇，但是工业酒精的主要成分还是乙醇。

甲醇有较强的毒性，对人体的神经系统和血液系统影响最大，它经消化道、呼吸道或皮肤摄入都会产生毒性反应，甲醇蒸气能损害人的呼吸道粘膜和视力。

急性中毒症状有：头疼、恶心、胃痛、疲倦、视力模糊以至失明，继而呼吸困难，最终导致呼吸中枢麻痹而死亡。

慢性中毒反应为：眩晕、昏睡、头痛、耳鸣、现力减退、消化障碍。

甲醇摄入量超过4克就会出现中毒反应，误服一小杯超过10克就能造成双目失明，饮入量大造成死亡。

致死量为30毫升以上，甲醇在体内不易排出,会发生蓄积，在体内氧化生成甲醛和甲酸也都有毒性。

在甲醇生产工厂，中国有关部门规定，空气中允许甲醇浓度为5mg/m3，在有甲醇气的现场工作须戴防毒面具，废水要处理后才能排放，允许含量小于200mg／L
甲醇的中毒机理是，甲醇经人体代谢产生甲醛和甲酸（俗称蚁酸），然后对人体产生伤害。

常见的症状是，先是产生喝醉的感觉，数小时后头痛，恶心，呕吐，以及视线模糊。

严重者会失明，乃至丧命。

失明的原因是，甲醇的代谢产物甲酸会累积在眼睛部位，破坏视觉神经细胞。

脑神经也会受到破坏，产生永久性损害。

甲酸进入血液后，会使组织酸性越来越强，损害肾脏导致肾衰竭。

甲醇中毒，通常可以用乙醇解毒法。

其原理是，甲醇本身无毒，而代谢产物有毒，因此可以通过抑制代谢的方法来解毒。

甲醇和乙醇在人体的代谢都是同一种酶，而这种酶和乙醇更具亲和力。

因此，甲醇中毒者，可以通过饮用烈性酒（酒精度通常在60度以上）的方式来缓解甲醇代谢，进而使之排出体外。

而甲醇已经代谢产生的甲酸，可以通过服用小苏打（碳酸氢钠）的方式来中和。

甲醇用途
目前，甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要基础有机原料。

随着技术的发展和能源结构的改变，甲醇又开辟了许多新的用途。

甲醇是较好的人工合成蛋白的原料，蛋白转化率较高，发酵速度快，无毒性，价格便宜。

甲醇用途广泛，是基础的有机化工原料和优质燃料。

主要应用于精细化工，塑料等领域，用来制造甲醛、醋酸、氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药、医药的重要原料之一。

甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。

甲醇是容易输送的清洁燃料，可以单独或与汽油混合作为汽车燃料，用它作为汽油添加剂可起节约芳烃，提高辛烷值的作用，汽车制造也将成为耗用甲醇的巨大部门，甲醇的消费已超过其传统用途，潜在的耗用量远远超过其化工用途，渗透到国民经济的各个部门。

特别是随着能源结构的改变，甲醇有未来主要燃料的候补燃料之称，需用量十分巨大。

我国目前甲醇的产量还较低，但近年来发展速度较快，近五年来甲醇的生产规模有了突飞猛进的发展。

从我国能源结构出发，甲醇由煤制的技术已经成熟，近几年由煤制甲醇的工艺已经全面工业化生产，将来在我国甲醇有希望替代石油燃料和石油化工的原料，蕴藏着潜在的巨大市场。

我国甲醇工业无疑将迅速发展起来。

（注：下标A 表示CH3OH ， 下标B 表示H2O) 1 精馏塔的物料衡算
1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =3
2.04kg/kmol
水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol
289.002
.18/58.004.32/42.004.32/42.0=+=
F x 866.002
.18/08.004.32/92.004.32/92.0=+=D x 006.002.18/99.004.32/01.004.32/01.0=+=W x 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量
F M =0.289⨯32.04+(1-0.289)⨯18.02=22.07kg/kmol D M =0.886⨯32.04+(1-0.886)⨯18.02=30.16kg/kmol W M =0.006⨯32.04+(1-0.006)⨯18.02=18.10kg/kmol
1.3 物料衡算
原料处理量:
h kmol F /21.24907
.228000104.47
=⨯⨯= 根据回收率： η= x d ×D/(x f ×F)=99%
代入数据得： D=82.33kmol/h 由总物料衡算：F= D+W
以及: x f ×F= x d ×D+W ×x w 容易得出： W=166.88kmol/h
2 塔板数的确定
2.1 理论板层数T N 的求取
因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图 ） 2.1.1 求最小回流比及操作回流比 泡点进料：289.0=q x
662.0=q y 故最小回流比为
min R =
D q q q
x y y x --=
547.0289
.0662.0662
.0866.0=--
取操作回流比为
R=2min R =2⨯0.547=1.094. 2.1.2 求精馏塔的气、液相负荷
h 90.07kmol/=82.334 1.09=RD =L ⨯
/h
172.40kmol =82.332.094=1)D +(R =V ⨯/h 339.28kmol =249.21+90.07=F +L = L' /h 172.40kmol =V =V' 2.1.3 求操作线方程 精馏段操作线方程为
1n y +=1R R +n x +1D x R +=094.2094.1n x +
094
.2866
.0
=0.523n x +0.413 （a ） 提馏段操作线方程
006
.0971.1006
.004.17288.16604.17228.339'''1
'
-=⨯-=-=+m m W m m x x x V
W x V L y
2.2 实际板层数的求取 由图解法求得
精馏塔的理论塔板数为 T N =8 (包括再沸器) 进料板位置： 4=F N
由已知条件得，全塔的效率为ET=50%，则可得 精馏段实际板层数65
.03
===
T T E N N 精块 提馏段实际板层数105
.05
''===
T T E N N 提块 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1 操作压力 3.2 操作温度
由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽—液相平衡图查取
塔顶温度 C t D ︒=7.65 进料板温度 C t F ︒=9.77
塔釜温度 8.102=tw C ︒
精馏段平均温度 C t m ︒=+=8.712/)9.777.65( 提留段平均温度 C t m ︒=+=35.902/)9.778.102(, 3.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算
由866.01=y ， 705.01=x
kmol kg M VDm /16.3002.18)866.01(04.32866.0=⨯-+⨯= kmol kg M LDm /90.2702.18)705.01(04.32705.0=⨯-+⨯=
进料板平均摩尔质量计算
667
.0=F y 304.0=F x
kmol kg M VFm /37.2702.18)667.01(04.32667.0=⨯-+⨯= kmol kg M LFm /28.2202.18)304.01(04.32304.0=⨯-+⨯=
塔釜平均摩尔质量计算 由y 1’=0.006 x 1’=0.001 M’VWm =0.006×32.04+(1-0.006)×18.02=18.09kg/kmol
M’LWm =0.001×32.04+(1-0.001)×18.02=18.02kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
kmol kg M Vm /76.282/)73.2716.30(=+= kmol kg M Lm /09.252/)28.2290.27(=+=
提馏段平均摩尔质量 M’Vm =(27.37+18.09)/2=22.73kg/kmol M’Lm =(22.28+18.02)/2=20.15kg/kmol
3.4平均密度计算 精馏段平均密度的计算 3.
4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即
3/02.1)
15.2738.71(314.876
.283.101m kg RT M P m Vm m Vm =+⨯⨯==
ρ 3.4.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即
V 1
i
i
m
a ρρ=∑
塔顶液相平均密度的计算 由C t D ︒=7.65，查手册[2]得
3/3.754m kg A =ρ3/2.980m kg B =ρ
3/5.7682
.980/08.03.754/92.01
m kg LDm =+=
ρ
进料板液相平均密度的计算 由C t F ︒=9.77，查手册得
3/8.739m kg A =ρ3/1.973m kg B =ρ 进料板液相的质量分率
437.002
.18.004.32304.004
.32304.0=⨯+⨯⨯=
A a
3/2.8551
.973/563.08.739/437.01
m kg LFm
=+=ρ 精馏段液相平均密度为
3/9.8112/)2.8555.768(m kg Lm =+=ρ 提馏段平均密度的计算 3.4.3气相平均密度计算
由理想气体状态方程得
3/76.0)
15.27335.90(314.876
.223.101m kg RT M P m Vm m Vm =+⨯⨯==
ρ 3.4.4液相平均密度计算
查⑵可得t w =102.8℃时 ρA ＝718.6kg/m 3ρB =957.2kg/m 3
002.002
.18999.004.32001.004
.32001.0=⨯+⨯⨯=
A a
3/6.9562.957/998.06.718/002.01
m kg Lwm
=+=ρ 提馏段平均密度
ρ’Lm =(956.6+855.2)/2=905.9kg/m 3 3.5液体平均表面X 力的计算 液相平均表面X 力依下式计算，即
Lm i i x σσ=∑
塔顶液相平均表面X 力的计算 由C t D ︒=7.65，查手册[2]得
m mN A /67.16=σm mN B /12.65=σ
m mN LDm /16.2312.65134.067.16866.0=⨯+⨯=σ 进料板液相平均表面X 力计算 由C t F ︒=9.77，查手册[2]得
m mN A /27.15=σm mN B /93.62=σ
m mN LFm /44.4893.62696.027.15304.0=⨯+⨯=σ 塔底液相平均表面X 力的计算由t W =102.8℃查⑵得
σA = 14.48N/m
σB =58.27mN/m
σLWm =0.006×14.48+0.994×58.27=58.01mN/m
精馏段液相平均表面X 力为
m mN Lm /80.352/)44.4816.23(=+=σ 提馏段液相平均表面X 力
σ’Lm =(48.44+58.01)/2=53.23mN/m
3.6平均粘度计算
塔顶物料黏度：用内插法求得c t D ︒=7.65， 查手册[2]得s mPa A ⋅=325.0μs mPa B ⋅=433.0μ
)433.0lg(134.0)325.0lg(866.0lg +=LD μ
求得s mPa LD ⋅=338.0μ
液体平均粘度进料黏度：用内插法求得C t F ︒=9.77 查手册[2]得s mPa A ⋅=287.0μs mPa B ⋅=367.0μ
)367.0lg(711.0)287.0lg(289.0lg +=LF μ
求得s mPa LF ⋅=339.0μ
塔釜物料黏度：用内插法求得C t W ︒=8.102， 查手册得s mPa A ⋅=221.0μs mPa B ⋅=278.0μ
)278.0lg(994.0)221.0(006.0lg +=g LW μ
求得s mPa LW ⋅=278.0μ 精馏段液相平均黏度：s mPa LF
LD ⋅=+=
+=
339.02339
.0338.02
μμμ精
提馏段液相平均黏度：s mPa LF
LW ⋅=+=
+=
308.02
278
.0338.02
μμμ提
4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1 塔径计算
4.1.1精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为
s m VM V Vm Vm s /350.102.1360076
.2840.17236003=⨯⨯==
ρ
s m LM L Lm Lm s /001.09
.811360009
.2507.9036003=⨯⨯==
ρ
史密斯关联图查取，图的横坐标为
由
max u =式中的C 由式0.220()20
L C C σ
=计算，其中20C 由02.002.19.8113600327.13600001.02
/12
/1≈⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛V
L h
h
V L ρρ
取板间距0.40T H m =，板上液层高度0.06L h m =，则
0.400.060.34T L H h m -=-=
查史密斯关联图[3]得20C =0.070
079.02080.35070.02
.0=⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯=C
u max 217.202
.102
.19.811079
.0=-=
取安全系数为0.8，则空塔气速为
u s m u /774.1217.28.08.0max =⨯==
m u V D S 984.0774
.114.3350
.144=⨯⨯==
π 按标准塔径圆整后为 D=1.0m 塔截面积为
222785.00.14
4
m D A T =⨯=
=
π
π
实际空塔气速为
u 实际s m /720.1785
.0350
.1==
u 实际/ u max =1.720/2.217=0.776<0.8(安全系数在充许的X 围内，符
全设计要求)
4.1.2提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相体积流率为
V’S
=
Vm
Vm
M V ρ3600's m /406.176
.0360037
.2240.1723=⨯⨯=
L’S =s m M L L Lm Lm s /002.09
.905360015
.2028.3393600'3=⨯⨯==
ρ
史密斯关联图查取，图的横坐标为
由
max u =式中的C 由式0.220()20L C C σ
=计算，其中20C 由
048.076.09.9053600405.13600002.02
/12
/1=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛V L h h V L ρρ
取板间距，H T =0.40m ，板上清液层高度 h L =0.06m ，则H T -h L =0.34 m
由史密斯关联图，得知 C 20=0.070
气体负荷因子 085.02023.53070.02
.0=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=C
s m u /93.276
.076
.09.905085
.0max =-=s
取安全系数为0.8，则空塔气速为u=0.8u max =0.8×2.93=2.344m/s
m u V D S 873.0344
.214.3402
.144=⨯⨯==
π 按标准塔径圆整后为D=1.0m 塔截面积为At=3.14×1×1=0.785 m 2 实际空塔气速为
s m u /786.1785
.0402
.1==
u/u max =1.786./2.93=0.610<0.8(安全系数在充许的X 围内，符全设
计要求)
4.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
m 0.24.0)16(1=⨯-=-=T H N Z ）（精精
提馏段有效高度为
m 6.34.0)110(1=⨯-=-=T H N Z ）（提提
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
m 4.68.06.30.28.0=++=++=提精Z Z Z
5 塔板主要工艺尺寸的计算
精馏段 5.1 溢流装置计算
因塔径D ＝1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下： 5.1.1 堰长W l
取W l m 60.00.16.06.0=⨯==D 5.1.2 溢流堰高度W h 由W L OW h h h =-
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由式2
3
2.841000h OW W L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭
近似取E=1，则
m h OW
0094.060.03600001.01100084.23
/2=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=
取板上清液层高度60L h mm = 故 m h W 0506.00094.006.0=-= 5.1.3 弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由 W l /D=0.60
查弓形降液管的参数图[3]，得
067
.0=T
f A A 138.0=D
W d
故 20526.0785.0067.0067.0m A A T f =⨯==
m D W d 138.00.1138.0138.0=⨯==
依式T
3600f h
A H L θ=
验算液体在降液管中停留时间，即
T
3600f h
A H L θ=
s s 504.213600
001.040
.00526.03600>=⨯⨯⨯=
故降液管设计合理。

5.1.4 降液管底隙高度0h
0'
3600h
W L h l u =
取 '
00.07/u m s =
则 m h 0238.007
.060.036003600
001.00=⨯⨯⨯=
>0.02
m m h h W 006.00268.00238.00506.00>=-=-
故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度'
50W h mm =。

提留段
．5.2.溢流装置计算
因塔径D=1m ，
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： 5.2.1堰长lw
可取lw=0.6/D=0.6m
5.2.2溢流堰高度hw
由hw=h L －h ow 可选取平直堰，堰上层液高度h ow 由下列公式计算，即有
m h OW
0149.060.03600002.01100084.23
/2=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=
取板上清液层高度h L =0.06 m
故 hw=0.06-0.0149=0.0451 m
5.2.3弓形降液管的宽度Wd 和截面积Af
067
.0=T
f A A 138.0=D
W d
故 20526.0785.0067.0067.0m A A T f =⨯==
m D W d 138.00.1138.0138.0=⨯==
依式T
3600f h
A H L θ=
验算液体在降液管中停留时间，即
T
3600f h
A H L θ=
s s 552.103600
002.040
.00526.03600>=⨯⨯⨯=
验证结果为降液管设计符合要求。

5.2.4降液管底隙高度h o
0'
3600h
W L h l u =
取 u o '=0.16m 则 m h 002.0021.016
.060.036003600
002.00>=⨯⨯⨯=
m m h h W 006.00241.0021.00451.00>=-=-
故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度h’w=50mm 。

5.3塔板布置 精馏段
5.3.1塔板的分块
因mm D 800≥，故塔板采用分块板。

查塔板分块表得，塔板分为3块。

5.3.2边缘区宽度确定 取 Ws=0.05 Wc=0.035 5.3.3开孔区面积计算
开孔区面积a A
按式212sin 180a r x A r π-⎛⎫= ⎪⎝⎭计算
其中 m W W D x s d 312.0)05.0138.0(2
.1)(2=+-=+-=
m W D r c 465.0035.02
0.12=-=-=
故 2
1222537.0465.0312.0sin 180465.0312.0465.0312.02m A a =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-=-π 5.3.4筛孔计算及排列
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=碳钢板，取利孔直径mm d 50= 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
mm d t 155330=⨯==
筛孔数目n 为
2756015
.0537
.0155.1155.12
20=⨯==
t A n 个 开孔率为
%1.10015.0005.0907.0907.02
20=⎪⎭⎫
⎝⎛=⎪⎭⎫ ⎝⎛=t d φ
气体通过阀孔的气速为
s m A V u s /89.24537
.0101.0350
.100=⨯==
提留段
5.3.5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。

5.3.6边缘区宽度确定
取Ws=W’s= 0.05m, Wc=0.035m
5.3.7开孔区面积计算
开孔区面积a A
按式212sin 180a r x A r π-⎛⎫= ⎪⎝⎭计算
其中 m W W D x s d 312.0)05.0138.0(2
.1)(2=+-=+-=
m W D r c 465.0035.02
0.12=-=-=
故 2122
2537.0465.0312.0sin 180465.0312.0465.0312.02m A a =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-=-π 5.3..8筛孔计算与排列
本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=碳钢板，取利孔直径mm d 50= 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
mm d t 155330=⨯==
筛孔数目n 为
2756015
.0537
.0155.1155.12
20=⨯==
t A n 个 开孔率为
%1.10015.0005.0907.0907.02
20=⎪⎭⎫
⎝⎛=⎪⎭⎫ ⎝⎛=t d φ
气体通过阀孔的气速为
s m A V u s /92.25537
.0101.0406
.100=⨯==
6 算塔板的流体力学验
精馏段 6.1 塔板压降
6.1.1 干板阻力c h 计算
干板阻力c h 由式2
000.051V c L u h c ρρ⎛⎫⎛⎫
= ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭计算
由67.13/5/0==δd ，查干筛孔得流量系数图[3]得，850.00=c
故 053.09.81102.1850.089.24051.02
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=c h 液柱 6.1.2 气体通过液层的阻力1h 计算 气体通过液层的阻力1h 由式1L h h β=计算
s m A A V u f T s a /843.10526
.0785.0350
.1=-=-=
)/(880.102.1843.12/12/10m s kg F ⋅==
查充气系数关联图，得β=0.54。

m h h h OW W 03.0)00584.005416.0(54.0)(1=+⨯=+=β液柱
6.1.3 液体表面X 力的阻力h σ计算
液体表面X 力的阻力h σ可按式0
4L
L h gd σσρ=
计算，即 m gd h L L 0035.0005.08.99.8111080.35443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱
气体通过没层塔板的液柱高度P h 可按下式计算，即
m h h h h c P 0865.00035.003.0053.01=++=++=σ液柱
气体通过每层塔板的压降为
kPa Pa g h P L p p 7.095.68881.99.8110865.0<=⨯⨯==∆ρ（设计允许值）
6.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

6.3 液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
3.2
65.710a
V T
f u e H h σ-⎛⎫
⨯= ⎪ ⎪-⎝⎭
2.5 2.50.060.15f L h h m ==⨯=
故 气液气液kg kg kg kg e V /1.0/0898.015.040.0843.11080.35107.52
.336<=⎪
⎭
⎫
⎝⎛-⨯⨯⨯=--
故在本设计中液沫夹带量V e 在允许X 围内。

6.4 漏液
对筛板塔，漏液点气速0,min u 可由下式计算，即
V L L h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.40min ,0-+=
02.1/9.811)0035.006.013.00056.0(850.04.4⨯-⨯+⨯= s m /47.10=
实际孔速min ,00/89.24u s m u >= 稳定系数为
5.138.247
.1089
.24min
,00>==
=
u u K 故在本设计中无明显液漏。

6.5 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应服从下式的关系，即
()d T W H H h ϕ≤+
甲醇—水物系属一般物系，取0.5ϕ=，则
()d T W H H h ϕ≤+
=0.5(0.40+0.048)=0.224 而 d p L d H h h h =++
板上不设进口堰，d h 可由下式计算，即
m u h d 00075.0)07.0(153.0)'(153.0220=⨯==液柱
m H d 14725.000075.006.0865.0=++=液柱
()d T W H H h ϕ≤+
故在本设计中不会发生液泛现象。

提留段 6.6 塔板压降 6.6.1干板阻力c h 计算
干板阻力c h 由式2
000.051V c L u h c ρρ⎛⎫⎛⎫
= ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭计算
由67.13/5/0==δd ，查干筛孔得流量系数图[3]
得，850.00=c
故 0398.09.90576.085.092.25051.02
=⎪⎭⎫
⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=c h 液柱
6.6.2气体通过液层的阻力1h 计算 气体通过液层的阻力1h 由式1L h h β=计算
s m A A V u f T s a /914.10526
.0785.0402
.1=-=-=
)/(5401.165.09103.12/12/10m s kg F ⋅==
查充气系数关联图，得β=0.56。

m h h h OW W 03.0)0451.00149.0(56.0)(1=+⨯=+=β液柱
6.6.3液体表面X 力的阻力h σ计算
液体表面X 力的阻力h σ可按式0
4L
L h gd σσρ=
计算，即 m gd h L L 0048.0005.08.99.9051023.53443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ液柱
气体通过没层塔板的液柱高度P h 可按下式计算，即
m h h h h c P 0755.00048.003.00398.01=++=++=σ液柱
气体通过每层塔板的压降为
kPa Pa g h P L p p 7.096.67081.99.9050755.0<=⨯⨯==∆ρ（设计允许值）
6.7液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

6.8液沫夹带
液沫夹带量由下式计算，即
3.2
65.710a
V T
f u e H h σ-⎛⎫
⨯= ⎪ ⎪-⎝⎭
2.5 2.50.060.15f L h h m ==⨯=
故 气液气液kg kg kg kg e V /1.0/0727.015.040.0914.11023.53107.52
.33
6<=⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯⨯⨯=--
故在本设计中液沫夹带量V e 在允许X 围内。

6.9漏液
对筛板塔，漏液点气速0,min u 可由下式计算，即
V L L h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.40min ,0-+=
76.0/9.905)0048.006.013.00056.0(850.04.4⨯-⨯+⨯= s m /86.10=
实际孔速min ,00/92.25u s m u >= 稳定系数为
5.143.286
.1040
.26min
,00>==
=
u u K 故在本设计中无明显液漏。

6.10 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应服从下式的关系，即
()d T W H H h ϕ≤+
甲醇—水物系属一般物系，取0.5ϕ=，则
()d T W H H h ϕ≤+
=0.5(0.40+0.0451)=0.231
而 d p L d H h h h =++
板上不设进口堰，d h 可由下式计算，即
m u h d 004.0)16.0(153.0)'(153.0220=⨯==液柱
m H d 140.0004.006.00755.0=++=液柱
()d T W H H h ϕ≤+
故在本设计中不会发生液泛现象。

7 塔板负荷性能图
精馏段 7.1漏液线
由 0,min μ=V L L h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.40min ,0-+=
,min 0
S V A
L W OW h h h =+
OW h =
2/3
2.84()1000h w
L E l 得 ,min 0s V C A =⨯4.4 =⨯⨯⨯⨯537.0101.0850.04.4
02.1/9.811}0035.0])6
.03600(1100084
.20506.0[013.00056.0{3/2-⨯⨯+
+S L 整理得638.6036.97203.03
/2min ,+=s
s L V
在操作数据内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果如下
由上表数据即可作出漏液线 7.2液沫夹带线
以 v e =0.1kg 液/kg 气为限，求s s V L -关系如下 由 6
3.25.710(
)a
v L
T f
e H h μσ-⨯=
-
s s
f T S a V V A A V u 365.10506
.0785.0=-=-=
2.5 2.5()f L w ow h h h h ==+
w h =0.0506
ow h =3
/23
/2938.060.036001100084.2s
s L L =⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯
故 1315.0345.2)938.00506.0(5.23
/23
/2+=+=s
s f L L h
3
/23
/2345.22685.0345.21315.04.0s
s
f T L L h H -=--=-
1.0345.22685.0356.11080.3510
7.52
.33/236
=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯⨯=--s s V L V e
整理得 S V =3
/256.17989.1s
L -
在操作X 围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下
由上表数据即可作出液沫夹带线
7.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.005m 作为最小液体负荷标准。

由式得
005.03600100084.23
/2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=W
s OW
l L E h
取E=1，则
s m L s /00039.0360060.084.21000005.035
.1min ,=⨯⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 7.4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 4f T s
A H L θ=
=得
s m H A L T
f s /00526.04
4
.00526.04
3max ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 7.5液泛线
令 ()d T w H H h ϕ=+
由 11;;;d p L d p c L L w ow H h h h h h h h h h h h h σβ=++=++==+ 联立得 (1)(1)T w ow c d H h h h h h σϕϕββ+--=++++
忽略h σ，将ow h 与S L ，d h 与S L ，c h 与S V 的关系式代入上式，并整理得
222/3
''''S S S V b c L d L α=--
式中 2
000.051'()()V
L
A c ραρ=
'(1)T w b H h ϕϕβ=+--
20'0.153/()w c l h =
32/3
3600' 2.8410(1)(
)w
d E l β-=⨯+ 将有关的数据代入，得
030.09.81102.1)850.0537.0101.0(051.0'2
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=
a 149.0048.0)154.05.0(40.05.0'=⨯--+⨯=b
30.750)
0238.060.0(153
.0'2
=⨯=
c 443.160.03600)54.01(11084.2'3
/23=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=-d
故 3
/22s 2443.1L 30.750149.003.0s s L V --=
在操作X 围内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果如下
由上表数据即可作出液泛线
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示 .
在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线，由图可看出，该筛板
的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得
782.1max ,=S V 608.0min ,=S V 故操作弹性为
950.2608
.0782
.1min
,max ,==
S S V V 提留段 7.6液线
由 0,min μ=V L L h h C u ρρσ/)13.00056.0(4.40min ,0-+=
,min 0
S V A
L W OW h h h =+
OW h =
2/3
2.84()1000h w
L E l 得
,min 0s V C A =⨯4.4 =⨯⨯⨯⨯537.0101.0850.04.4
76.0/9.905}0048.0])6
.03600(1100084
.20451.0[013.00056.0{3/2-⨯⨯+
+S L 整理得954.030.152203.03
/2min ,+=s
s L V
在操作数据内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果如下
7.7液沫夹带线
以 v e =0.1kg 液/kg 气为限，求s s V L -关系如下 由 6
3.25.710(
)a
v L
T f
e H h μσ-⨯=
-
s s
f T S a V V A A V u 365.10526
.0785.0=-=-=
2.5 2.5()f L w ow h h h h ==+
w h =0.0451
ow h =3
/260.036001100084.2⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯s L
故 113.0345.2)938.00451.0(5.23
/23
/2+=+=s
s
f L L h
3
/23
/2345.2287.0345.2113.04.0s
s
f T L L h H -=--=-
1.0345.2287.0365.11023.53107.52
.33/236
=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯⨯=--s s V L V e
整理得 S V =3
/217.1701.2s
L -
在操作X 围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果如下
7.8液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度ow h =0.005m 作为最小液体负荷标准。

由式得
005.03600100084.23
/2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=W
s
OW
l L E h
取E=1，则
s m L s /0004.0360060.084.21000005.035
.1min ,=⨯⎪
⎭⎫
⎝⎛⨯= 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
7.9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 4f T s
A H L θ=
=得
s m H A L T
f s /00526.04
4
.00526.04
3max ,=⨯=
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线
7.10液泛线
令 ()d T w H H h ϕ=+
由 11;;;d p L d p c L L w ow H h h h h h h h h h h h h σβ=++=++==+ 联立得 (1)(1)T w ow c d H h h h h h σϕϕββ+--=++++
忽略h σ，将ow h 与S L ，d h 与S L ，c h 与S V 的关系式代入上式，并整理得
222/3
''''S S S V b c L d L α=--
式中 2000.051'()()V
L
A c ραρ=
'(1)T w b H h ϕϕβ=+--
20'0.153/()w c l h =
32/3
3600' 2.8410(1)(
)w
d E l β-=⨯+ 将有关的数据代入，得
02.09.90576.0)850.0535.0101.0(051.0'2
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=
a 152
.00451.0)156.05.0(40.05.0'=⨯--+⨯=b
72.963)
02.060.0(153
.0'2
=⨯=
c 442.160.03600)56.01(11084.2'3
/23=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯+⨯⨯⨯=-d
故 0.02V 2s=0.152-963.72 Ls 2-1.442 Ls
在操作X 围内，任取几个S L 值，依上式计算出S V 值，计算结果如下
在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线，由图可看出，该筛板
的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得
706.1max ,=S V 387.0min ,=S V 故操作弹性为
408.4387
.0706
.1min
,max ,==
S S V V 8 筛板塔设计计算结果
所设计筛板塔的主要结果汇总于下表 序号
项目
精馏段 提馏段
1 平均温度 t
℃71.8 90.35
m
5 气相流量 Vs m3/s 1.350 1.40
6
7 液相流量 Ls m3/s 0.001 0.002
9 实际塔板数16
10 有效段高度 Z m 6.4
11 精馏塔塔径 m 1.0
12 板间距 m 0.4
13 溢流形式单溢流
14 降液管形式弓形
15 堰长 m 0.60
16 堰高 m 0.0506 0. 0.0451
17 板上液层高度 m 0.06 0.06 19 堰上液层高度 m 0.0094 0.0149 21 降液管底隙高度 m 0.0238 0.021
23 安定区宽度 m 0.05
24 边缘区宽度 m 0.035
25 开孔区面积 m20.537
26 筛孔直径 m 0.005
27 筛孔数目2756
28 孔中心距 m 0.015
29 开孔率％10.1
30 空塔气速 m/s 1.720 1.786 32 筛孔气速 m/s 24.89 25.92 34 稳定系数 2.38 2.43 36 精馏段每层塔板压降 kPa 0.689 0.671
38 负荷上限液泛控制
39 负荷下限漏液控制
40 液液沫夹带e
v
(0.1kg液/kg
气)
0.0898
0.0727
42 气相负荷上限 m3/s 1.782 1.706
44 气相负荷下限 m3/s 0.608 0.387
46 操作弹性 2.950 4.408 9、辅助设备的计算及选型
9.1 原料贮罐
设计原料的储存利用时间为3天
m=249.21×22.82kg/h×24h×3
=409462.00kg 则可知：
V=m/进料密度
=409462.00/923.5kg/m3 =443.38m3
设其安全系数为：0.8 则有：V
实际
=443.38/0.8=554.23m3 原料储罐的选择规格为：公称体积550/m3
9.2．产品贮罐
设计产品的储存时间为3天
m=3387.44kg/h×24h×3
=243895.94kg
产品密度=甲醇密度×0.99+水密度×0.01
=750.0×0.99+979.4×0.01=752.29 kg/m3
则可知：V=m/产品密度
=243895.94/752.29=324.20 m3
设其安全系数为：0.8 则有：
V
实际
=324.20/0.8
=405.25 m3
产品储罐的选择规格为:公称体积450/m3
9.3．塔顶全凝器
甲醇的气化热r
Qc=(R+1)D×r
=(1.094+1)×(82.33×30.16)×1101= 5724709.4kj/h 冷凝塔顶产品由温度65.7.0℃冷却到温度40℃
采用冷凝水由20℃到40℃
ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2)=22.73℃
选择K=600w/( m2·K) 则有：
A= Qc /(K×ΔTm)= 32.25m2
取安全系数为0.8
实际面积A=32.25/0.8=40.31 m2
选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：25×2.5mm
公称直径600/mm
9.4．塔底再沸器
Qc=V’w r
=(172.40×18.02×2259)=7017917.8
塔釜产品由温度102.8℃加热到温度130℃
ΔTm=130.0-102.8=27.2℃
选择K=600w/( m2·K) 则有：
A= Qc /(K×ΔTm)=38.94m2
取安全系数为0.8
=38.94/0.8=48.68 m2
则有 A
实际
选择冷凝器的系列：采用公称直径600/mm
9.5．精馏塔
⑴塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。

所以塔顶间距为（1.5→2.0）H
T H=1.8×0.4=0.72 m
⑵塔底空间
塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定设塔底的密度为1000kg/ m3
V=(144.54×18.04×5/60)/1000 =0.217 m3
V=∏R2h 算出h=0.32 m
所以塔底高度设计为1.35m
⑶塔支座为2.5m
⑷塔体总高度为：
H=6.4+0.72+1.35+2.5=10.97m
9.6．管径的设计
9.6.1 塔顶蒸气出口管的直径d
V
操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20 m/s，
=(4Vs/∏Uv)1/2，其中
蒸气管的直径为 d
V
---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s，则
d
V
=[(4×1.350)/(3.14×12.0)]1/2
d
V
=0.3784m
9.6.2 回流管的直径d
R
①当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流。