甲醇-水板式精馏塔的设计计算上课讲义

甲醇-水板式精馏塔的
设计计算
东华大学
化工原理课程设计
题目甲醇-水混合液板式精馏塔的设计
学院化工学院
专业班级轻化1101班
学生姓名
指导教师
成绩
2014年 6 月27
摘要
设计选用板式精馏塔作为分离设备采用连续精馏的方法分离甲醇-水混合液。

一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸。

因此我们对精馏塔首先进行物料衡算，根据查得的甲醇-水物系平衡数据用作图法求得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，然后确定操作压力，操作温度，平均分子量，平均密度等基本物性参数。

对塔高、塔径、塔板、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图）并确定操作弹性，最后计算接管等一些附件的尺寸。

按任务书的任务顺序完成任务。

关键词：板式精馏塔；连续精馏；图解法
Abstract
The design use a type of the plate type column as separation equipment using the method of continuous distillation separation methanol-water mixture. A full plate tower is mainly composed of cylindrical tower body, tower board, liquid pipe down, the overflow weir, the liquid dish and gas and liquid into, export tube components and other parts, this needs of every part to make a choice and give reasonable technology size. So we to, first of all, the material of the column calculation, according to check methanol-water content is balance data obtained by mapping method theory tower number by the board and tower efficiency the determination of the actual tower number plate, then check the operating pressure, operating temperature, average molecular weight, the average density of basic property parameters. High tower, tower of diameter, tower board, overflow device and so on each parts calculation and accounting check (such as load performance chart) and determined the elasticity of operation, finally calculated over the size of the some accessories, etc. According to the task of commitments to complete the task order.
Key words: Plate column; Continuous distillation; Graphic method
目录
摘要 (I)
Abstract (II)
第1章总论 (4)
1.1概述 (4)
1.2 塔设备简介 (4)
1.2.1塔设备类型 (4)
1.2.2筛板塔优点 (4)
第2章设计方案确定及流程说明 (5)
2.1 进料状况 (5)
2.2 加料方式和加料热状况 (6)
2.3 塔顶冷凝方式 (6)
2.4 回流方式 (6)
2.5加热方式 (6)
2.6工艺流程简介 (7)
第3章精馏塔的设计计算 (7)
3.1 物料衡算 (7)
3.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 (8)
3.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 (8)
3.1.3全塔物料衡算 (8)
3.2 塔板数的确定 (8)
3．2.1 理论塔板数的求解 (8)
3.2.1.1回流比的确定 (9)
3.2.1.2 操作线方程 (9)
3.2.1.3 图解法确定理论塔板数 (10)
3.2.2全塔效率及实际塔板数 (10)
3.2.2.1 全塔效率 (10)
3.2.2.2 实际塔板数 (10)
3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)
3.3.1操作压力 (11)
3.3.2操作温度 (11)
3.3.3平均摩尔质量 (11)
3.3.4液相和气相平均密度 (12)
3.3.4.1 液相平均密度 (12)
3.3.4.2 气相平均密度 (13)
3.3.5液相平均表面张力 (13)
3.3.6液相平均粘度 (14)
3.4 精馏塔塔体和塔板主要尺寸计算 (15)
3.4.1塔高和塔径 (15)
3.4.1.1 精馏段 (15)
3.4.1.2 提馏段 (16)
3.4.2塔板主要工艺尺寸的计算 (17)
3.4.2.1 溢流装置 (17)
3.4.2.2 塔板板面布置 (20)
3.4.2.3 筛孔计算及排列 (20)
3.5 塔板的流体力学验算 (21)
3.5.1阻力和单板压降校验 (21)
3.5.1.1 精馏段 (21)
3.5.1.2 提馏段 (22)
3.5.2雾沫夹带校验 (23)
3.5.2.1 精馏段 (23)
3.5.2.2 提馏段 (23)
3.5.3漏液校验 (23)
3．5.3.1精馏段 (23)
3.5.3.2 提馏段 (24)
3.5.4液泛校验 (24)
3.5.4.1 精馏段 (24)
3.5.4.2 提馏段 (24)
3.6负荷性能图 (25)
3.6.1精馏段负荷性能图 (25)
3.6.1.1漏液线（气相负荷下限线） (25)
3.6.1.2 液体流量下限线 (25)
3.6.1.3 液体流量上限线 (26)
3.6.1.4 雾沫夹带线 (26)
3.6.1.5液泛线 (27)
3.6.1.6 操作弹性 (28)
3.6.2提馏段负荷性能图 (28)
3.6.2.1 漏液线（气相负荷下限线） (28)
3.6.2.2 液体流量下限线 (29)
3.6.2.3 液体流量上限线 (29)
3.6.2.4 雾沫夹带线 (29)
3.6.2.5 液泛线 (29)
3.6.2.6 操作弹性 (30)
3.7 精馏塔接管尺寸的计算 (30)
3.7.1进料管 (30)
3.7.2回流管 (31)
3.7.3塔顶蒸汽接管 (31)
3.7.4釜液排出管 (32)
结束语 (32)
参考文献 (31)
附录Ⅰ符号说明 (32)
致谢 (34)
第1章总论
1.1概述
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。

精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。

精馏操作应在塔设备中完成，塔设备提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，因此它在石油化工生产中得到广泛应用。

1.2 塔设备简介
1.2.1塔设备类型
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。

1.2.2 筛板塔优点
而实验表明筛板塔的优点是：结构简单，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。

泡罩塔板由于齿封开度是固定的，因此其对蒸汽负荷变动的适应性能不好。

气速小时，气液接触不好；气速大时，又易使蒸汽吹开液体。

多孔塔板虽然结构简单，处理能力大，但操作弹性比较小。

对于筛板塔来说，塔板上
开有许多均布的筛孔，筛孔在塔板上作正三角形排列。

塔板上设置溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层。

操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层鼓泡而出，气、液间密切接触而进行传质。

在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄漏。

所以，筛板塔的效率较高，操作弹性较大，能较好的适应进料量的变化。

此外，筛板塔还具有结构简单、处理能力强等优点。

由于筛板塔板的蒸汽是水平吸入液层的，因此气液搅动较好、雾沫夹带小、接触时间长、传质效果好、其效率比泡罩塔板约高15%。

第2章设计方案确定及流程说明
2.1 进料状况
设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下回流至塔内该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。

塔釜采用间接蒸汽加热具体如下：塔型的选择本设计中采用筛板塔。

筛板塔的优点是结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。

塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

压降较低。

缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

2.2 加料方式和加料热状况
加料方式和加料热状况的选择：加料方式采用泵加料。

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。

2.3 塔顶冷凝方式
塔顶冷凝采用全冷凝器用水冷却。

甲醇和水不反应而且容易冷却，故使用全冷凝器，塔顶出来的气体温度不高冷凝回流液和产品温度不高无需进一步冷却，此分离也是为了得到甲醇故选用全冷凝器。

2.4 回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流，对于小型塔冷凝器一般安装在塔顶。

其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流控制较难。

如果需要较高的塔处理或因为不易检修和清理，这种情况下采用强制回流故本设计采用强制回流。

2.5加热方式
加热方式为直接加热和间接加热。

直接加热由塔底进入塔内。

由于重组分是水故省略加热装置。

但在一定的回流比较条件下，塔底蒸汽对回流有稀释作用，使用理论板数增加，费用增加，间接蒸汽加热器是塔釜液部分汽化维持原来浓度，以减少理论板数。

本设计采用间接蒸汽加热。

2.6工艺流程简介
连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．
原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。

第3章精馏塔的设计计算
3.1 物料衡算
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 A 32kg/kmol M = 水的摩尔质量为 B 18kg/kmol M = 原料液摩尔分率
F 0.45/32
0.3150.45/32(10.45)/18
x ==+-
塔顶摩尔分率
0.95/32
0.9140.95/32(10.95)/18
D x ==+-
塔底摩尔分率
0.02/32
0.01130.02/32(10.02)/18
W x ==+-
3.1.2 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
原料液平均摩尔质量 0.31532(10.315)1822.412/F M kg kmol =⨯+-⨯= 塔顶产品平均摩尔质量 0.91432(10.914)1830.802/D M kg kmol =⨯+-⨯= 塔底产品平均摩尔质量 0.011332(10.0113)1818.159/W M kg kmol =⨯+-⨯=
3.1.3 全塔物料衡算
原料处理量
7
8.410=473.222/22.41233024
F kmol h ⨯=⨯⨯
采出率
0.3150.01130.3360.9140.0113
F W D W x x D F x x --===-- 塔顶产品流量 0.3360.336473.222159.206/D F kmol h ==⨯= 塔釜产品流量 473.222159.206314.016/W F D kmol h =-=-=
3.2 塔板数的确定
3．2.1 理论塔板数的求解
甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表3-1），绘出x-y 图，见图3-1。

表3-1 甲醇-水物系气液平衡数据
温度t （℃） 液相中的摩尔分数x 气相中的摩尔分数y
100 0.00 0.000
96.4 0.02 0.134 93.5 0.04 0.234 91.2 0.06 0.304 89.3 0.08 0.365 87.7 0.10 0.418 84.4 0.15 0.517 81.7 0.20 0.579 78.0 0.300.665 76.0 0.33 0.692 75.3 0.40 0.729 73.1 0.50 0.779 71.2 0.60 0.825 69.3 0.70 0.870 67.6 0.80 0.915 66.0 0.90 0.958 65.0 0.95 0.979 67.6
1.00 1.000
3.2.1.1回流比的确定
在图中对角线上，自点E ()0.315,0.315起做q 线（泡点线），该线与平衡线交点坐标为0.678q y = ，可得q 线与平衡线的交点坐标(),q q x y 为()0.315,0.678,则
最小回流比为
min 0.9140.678
0.6510.6780.315
D q q q
x y R y x --=
=
=--
取回流比 min 1.7 1.70.651 1.106R R ==⨯= 3.2.1.2 操作线方程
精馏段气液负荷 (1)(1.1061)159.206335.278V R D kmol h =+=+⨯=
1.106159.206176.073/L RD kmol h ==⨯=
提馏段气液负荷，由于泡点进料，q=1则
'335.278/V V kmol h ==
'176.073473.222649.252/L L F kmol h =+=+=
精馏段操作线方程
176.073159.2060.9140.5250.434335.278335.278D L D y x x x x V V =
+=+⨯=+
提馏段操作线方程
'649.252314.016
''0.0113 1.9370.011''649.252314.016335.278
W L W y x x x x L W V =
+=+⨯=--- 3.2.1.3 图解法确定理论塔板数
图 3-1 理论板层数图解法
由图3-1可知，总理论塔板数T N 为8块(包括塔釜)，进料板位置F N 为自塔顶数起第5块。

3.2.2 全塔效率及实际塔板数
3.2.2.1 全塔效率
根据奥康奈尔经验式
0.2450.49()T L E αμ-=
式中
α—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度，无因次量，量纲为1； L μ—塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，Pa·s 查相关资料得甲醇-水物系的相对挥发度为 4.617α=，计算得0.348μ=则 全塔效率 ()0.245
0.49 4.6170.3480.43743.7%T E -=⨯⨯==，
3.2.2.2 实际塔板数 精馏段实际塔板数
4
100.437
T P T N N E =
=≈ 提馏段实际塔板数
''370.437
T P
T N N E ==≈
实际总塔板数 17N =总（不含塔釜）
3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.3.1操作压力
每层板的压降 0.7P kPa ∆= 塔顶操作压力 101.3D P kPa =
进料板压力 101.30.710108.3F P kPa =+⨯= 塔底压力 101.30.717113.2W P kPa =+⨯= 精馏段平均压力 101.3108.3
104.82m P kPa +=
=
提馏段平均压力 '108.3113.2
110.752
m P kPa +=
=
3.3.2 操作温度
内插法 121
121
x x x x t t t t --=--，查表1得 进料板
0.3150.30.330.3
78.076.078.0
F t --=--，解得
进料板操作温度 77.09F t =℃， 同理可得
塔顶操作温度 65.71D t =℃ 塔底操作温度 99.98W t =℃
3.3.3 平均摩尔质量
10.914D x y ==,由平衡曲线得10.805x =
塔顶平均摩尔质量 ,0.91432(10.914)1830.802/VD m M kg kmol =⨯+-⨯=
,0.80532(10.805)1829.27/LD m
M
kg kmol =⨯+-⨯=
20.315F x x ==,由平衡曲线得20.678y =
进料板平均摩尔质量 ,0.67832(10.678)1827.492/VF m M kg kmol =⨯+-⨯=
,0.31532(10.315)1822.412/LF m M kg kmol =⨯+-⨯=
0.0113W x =，由平衡曲线得30.018y =
塔底平均摩尔质量 ,0.01832(10.018)1818.252/VW m M kg kmol =⨯+-⨯=
,0.011432(10.0114)1818.159/LW m M kg kmol =⨯+-⨯=
精馏段平均摩尔质量 ,30.8227.492
29.147/2
V m M kg kmol +=
=
,29.2722.412
25.841/2
L m M kg kmol +=
=
提馏段平均摩尔质量 '
,27.49218.25222.872/2
V m
M kg kmol +== '
,22.41218.15920.286/2
L m
M kg kmol +== 3.3.4 液相和气相平均密度
查相关资料得甲醇与水在个温度下的密度如表3-2。

表3-2 甲醇与水在各温度下的密度
温度t （℃） 60 70 80 90 100 ρ甲醇（kg/m 3） 751 743 734 725 716 ρ水（kg/m 3） 983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
3.3.
4.1 液相平均密度
计算式
,1
A B
L m
LA LB
a a ρ
ρρ+=
+
查表2数据运用内插法求塔顶液相平均密度
751
743751
65.71607060A ρ--=
--，解得3746.431/A kg m ρ=
983.2977.8983.2
65.71607060
B ρ--=
--，解得3980.117/B kg m ρ= 所以 3,1
755.437/0.95/746.431(10.95)/980.117
LD m kg m ρ==+-
同理可得
进料板液相平均密度 3,850.454/LF m kg m ρ= 塔底液相平均密度 3,951.965/LW m kg m ρ= 精馏段液相平均密度 3,802.945/L m kg m ρ=
提馏段液相平均密度 '3
,901.209/L m kg m ρ=
3.3.
4.2 气相平均密度
由理想气体状态方程计算得 精馏段气相平均密度 ,3,102.729.161
1.045/8.314(71.40273.15)
m V m V m m
P M kg m RT ρ⨯==
=⨯+
提馏段气相平均密度 '','
3,'106.922.886
0.814/8.314(88.54273.15)
m V m V m
m
P kg m RT M ρ
⨯=
=⨯+=
3.3.5 液相平均表面张力
查资料得甲醇与水在各温度下的表面张力如表3-3。

表3-3 甲醇与水在各温度下的表面张力
温度t （℃） 60 70 80 90 100 σ甲醇(mN/m) 18.76 17.82 16.91 15.82 14.89 σ水(mN/m)
66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
计算式1
n
i Lm i
i
x σσ
==
∑
查表3-3数据运用内插法求塔顶液相平均表面张力
18.7617.8218.76
65.71607060A σ--=
--，解得18.223/A mN m σ=
66.264.366.2
65.71607060
B σ--=
--，解得65.115/B mN m σ= 所以 ,0.91418.223(10.914)65.11522.235/LD m mN m σ=⨯+-⨯= 同理可得
进料板液相平均表面张力 ,48.616/LF m mN m σ= 塔底液相平均表面张力 ,58.305/LW m mN m σ=
精馏段液相平均表面张力
,22.23548.616
35.426/2
L m mN m σ+=
=
提馏段液相平均表面张力
',48.61658.305
53.461/2
L m mN m σ+==
3.3.6 液相平均粘度
查资料得甲醇与水在各温度下的表面张力如表3-4。

表3-4 甲醇与水在各温度下的黏度
温度t(℃) 40 60 80 100 120 μL 水（mPa ·s ） 0.439 0.344 0.277 0.228 0.196 μL 甲醇（mPa ·s ）
0.549
0．470
0.355
0.282
0.237
计算式1
n
Lm i i
i
x μμ
==
∑
查表4数据运用内插法求塔底液相平均黏度
0.350
0.3060.350
65.71607060A μ--=
--，解得0.325A mPa s μ=
0.4790.4140.479
65.71607060
B μ--=
--，解得0.442B mPa s μ= 所以 ,0.9140.325(10.914)0.4420.335LD m mPa s μ=⨯+-⨯= 同理可得
进料板液相平均黏度 ,0.348LF m mPa s μ= 塔底液相平均黏度 ,0.287LW m mPa s μ= 精馏段液相平均黏度
,0.3350.348
0.3422
L m mPa s μ+=
=
提馏段液相平均黏度
'
,
0.3480.287
0.318
2
L m
mPa s
μ
+
=
=
3.4 精馏塔塔体和塔板主要尺寸计算
3.4.1 塔高和塔径
取板间距0.4
T
H m
=,上液层高度0.08
L
h m
=，则
分离空间为0.40.080.32
T L
H h m
-=-=
3.4.1.1 精馏段
气液相流量335.278/
V kmol h
=，176.073/
L kmol h
=
气液相体积流率为
3
335.27829.161
2.598/
36003600 1.045
Vm
s
Vm
VM
V m s
ρ
⨯
===
⨯
3
176.07325.84
0.00157/
36003600802.945
Lm
s
Lm
LM
L m s
ρ
⨯
===
⨯
液夜气动能参数为
0.00157802.945
0.0178
2.598 1.045
s L
s V
L
V
ρ
ρ
=⨯=
在史密斯关联图上（图3-1）查得
20
0.068
C=
图3-2史密斯关联图则气体负荷因子校正为
0.20.2
2035.426(
)0.068(
)0.076220
20
L
C C σ==⨯= 最大允许气速
max 0.0762 2.111/u m s === 取安全系数为0.7(安全系数在允许的范围内，符合设计要求)
则空塔气速 max 0.70.7 2.111 1.478/u u m s ==⨯= 所以塔径
1.496D m =
==
3.4.1.2 提馏段
气液相流量 335.278/'V kmol h =，'649.294/L kmol h = 气液相体积流率为
'
'3
'
'335.27822.886 2.620/360036000.814Vm s
Vm V M V m s ρ⨯===⨯ '
'3'
'649.29420.2860.00406/36003600901.209
Lm s
Lm L M L m s ρ⨯===⨯ 夜气动能参数为
0.004060.05162.620== 查图3-1得200.051C =
则气体负荷因子校正为
'0.20.2
2053.461'(
)0.051(
)0.062120
20
L
C C σ==⨯= 最大允许气速
'max
0.0621 2.065/u C m s === 取安全系数为0.7(安全系数在允许的范围内，符合设计要求)
则空塔气速 max
'
'0.70.7 2.065 1.446/u u m s ==⨯= 所以塔径
1.519D m ===
为设计和制造方便，塔径统一圆整为 1.6D m =，则 精馏段空塔气速
22
44 2.598 1.292/3.14 1.6
S V u m s D π⨯===⨯ 提馏段空塔气速
'22
44 2.620' 1.303/3.14 1.6
S V u m s D π⨯===⨯ 塔的横截面积
2
2
'
23.14 1.6 2.01144
T T
D A m A π=⨯===
精馏段有效高度为 (1)(101)0.4 3.6p T Z N H m =-=-⨯=
提馏段有效高度为 ''(1)(71)0.4 2.4p T Z N H m =-=-⨯=
3.4.2 塔板主要工艺尺寸的计算
3.4.2.1 溢流装置
因塔径 1.6D m =可选用单溢流弓形降液管，平直堰,凹型受液盘，不设进堰口。

堰长0.70.7 1.6 1.12W l D m ==⨯=
（1） 精馏段
出口堰高 W L OW h h h =- 上液层高度 0.08L h m = 堰上液层高度
232.84()1000h OW
W
L h E l = 2.5
/ 4.268W h L l =，查图3-3得1E ≈
所以，0.0084OW h m =，0.072W h m =
图3-3 液流收缩系数计算图
降液管宽度d W 和降液管横截面积f A
/=0.7W l D ，查图3-3得/0.14d W D =，/0.088f T A A =
所以 0.14 1.60.224d W m =⨯=
20.088 2.0110.177f A m =⨯=
液体在降液管中停留时间
360019.82f T
h
A H s L θ=
=(>5s , 符合要求)
降液管底隙高度
00
0.0323600h
W L h m l u =
=（>0.02m ,设计合理）
00.040W h h m -=（>0.006m ,设计合理）
选用凹形受液盘，凹槽深度 55w h mm =
图3-4 弓形降液管的宽度与面积
（2） 提馏段
出口堰高''W L OW h h h =- ，上液层高度0.08L h m =
堰上液层高度
2''
32.84()1000h OW
W
L h
E l = 2.5
'/11.009W h L l =，查图3-3得1E ≈ 所以，'0.016OW
h m =，'
0.064W h m = 降液管宽度d W 和降液管横截面积f A 与精馏段一致。

液体在降液管中停留时间
''
360017.43f T
h
A H s L
θ=
=（>5s 符合要求）。

降液管底隙高度
'
0''0
0.0433600h
W L h m l u ==（>0.02m ,设计合理）
00.023W h h m -=(>0.006m ,设计合理)
凹形受液盘与精馏段相同，凹槽深度55w h mm = 3.4.2.2 塔板板面布置
（1） 精馏段
取安定区宽度0.065s W m =，边缘区宽度0.035c W m =， 0.224d W m =
()0.5112d s D
x W W m =
-+= 1.60.0350.76522c D R W m =-=-=
2
22
2(arcsin )1800.511
2(0.5110.765arcsin
)180
0.765
0.597a x
A R R
m π
π
=⨯=⨯⨯= （2） 提馏段
取与精馏段相同的参数。

3.4.2.3 筛孔计算及排列
因为处理物系没有腐蚀性可选用3mm δ=碳钢板，取筛孔直径05d mm =筛孔按正三角形排列，取孔中心距0315t d mm ==则
开孔率
2000.907()7.4a A d
A t
ϕ=
=⨯=% 筛孔数
220.597
1.158 1.15822560.015
a A n t =⨯
=⨯=
筛孔总面积2
7.40.5970.044
a
A A m
ϕ
==⨯=
精馏段筛板气速
18.06/
s
V
u m s
A
==
提馏段筛板气速
'
'
21.93/
s
V
u m s
A
==
3.5 塔板的流体力学验算
3.5.1 阻力和单板压降校验
因为0 1.667
d
δ
=，查图3-5确定空流系数
0.82
C=
图3-5 干筛孔的流量系数3.5.1.1 精馏段
干板阻力
2
0.051()()0.032
V
c
L
u
h m
C
ρ
ρ
==气体速率
1.417
s
a
T f
V
u m s
A A
==
-
动能因子
0,
1.449
a V M
F uρ
==，查图3-6得
0.62
ε=
气体通过液层的阻力
00
()0.0496
l L W OW
h h h h m
εε
==+=
液相表面张力的阻力
4
0.0036
L
L
h m
gd
σ
σ
ρ
==
气体通过每层塔板的液体柱高度0.0320.04960.00360.0854
P c l
h h h h m
σ
=++=++=
单板压降6730.673
P L
P h g Pa kPa
ρ
∆===（0.7kPa
<,符合要求）
图3-6充气系数ε0和动能因子Fa间的关系
3.5.1.2 提馏段
干板阻力
'
'2
'
0.051()()0.033
V
c
L
u
h m
C
ρ
ρ
==
气体速率
'
' 1.429
s
a
T f
V
u m s
A A
==
-
动能因子''
,
1.289
a L M
F uρ
==，查图3-6得
0.64
ε=
气体通过液层的阻力'''00()0.0512l L W
OW h h h h m εε==+= 液相表面张力的阻力
'
'
'
40.0048L
L
h m gd σσρ=
=
气体通过每层塔板的液体柱高度'''0.0330.05120.00480.0890l P
c h h h h m σ=++=++= 单板压降''6870.687L P
P h g Pa kPa ρ∆=== （0.7kPa <,符合要求）
3.5.2 雾沫夹带校验
液沫夹带将导致塔板效率下降。

通常塔板上液沫夹带量V e 要求低于0.1kg 液体/kg 干气体 3.5.2.1 精馏段
3.2
6
5.710
0.0794a
V L
T f u e kg kg H h
σ-⎛⎫⨯=
⨯=
⎪ ⎪-⎝⎭
液/干气体（<0.1kg 液体/kg 干气体,符合要
求）
3.5.2.2 提馏段
3.2
6
'''
'
5.710
0.0028L
a
V
T f u e kg kg H h σ
-⎛⎫⨯=
⨯=
⎪ ⎪-⎝⎭
液/干气体（<0.1kg 液体/kg 干气体,符合要
求）
3.5.3 漏液校验
3．5.3.1 精馏段
漏液点气速
0,min 4.411.026W u C m
s =
稳定系数
00,min
1.638W u K u =
=（>1.5,不会发生漏液现象）
3.5.3.2 提馏段
漏液点气速
'0,min 4.412.468W u C m s =
稳定系数
'
'
'
0,min
1.759W u K u
=
=（>1.5,不会发生漏液现象）
3.5.4 液泛校验
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度d H 应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔的出口堰，即()d T W H H h φ≤+，由于甲醇—水为一般物系取0.6φ=。

3.5.4.1 精馏段
0.153(
)0.000297S
d W L h m l h == 0.166d P L d H H h h m =++=
()0.6(0.40.072)0.283T W H h m φ+=⨯+=
因为()d T w H H h φ≤+，所以不会发生液泛。

3.5.4.2 提馏段
'
''0
0.153(
)0.00121S
d
W L h m l h
==
''
''0.171P d
L
d
H H h h m =++= '
()0.6(0.40.064)0.279T W H h m φ+=⨯+=
因为''
()T W d
H H h φ≤+，所以不会发生液泛。

由筛板流体力学验算结果可见，塔板结构参数选择基本合理，所设计的各项尺寸可用。

3.6负荷性能图
3.6.1 精馏段负荷性能图
3.6.1.1漏液线（气相负荷下限线）
漏点气速式
0,min 4.4W u C =,min 0,min 0
S W V u A =
L W OW h h h =+
223
3
2/336002.84 2.840.61910001000 1.12h s OW
s W L L h E L l ⎛⎫⎛⎫=== ⎪ ⎪⎝⎭
⎝⎭
,min 04.44.40.068s V C A ==⨯⨯=
整理得漏液线方程 ,min s V =在操作线范围内，任取几个s L 值，算出s V 值，如表3-5，在图3-7中绘出漏液线⑴
表3-5 精馏段漏液线数据
L s （m 3/s ） 0.000150 0.0065 0.0142 V s （m 3/s ）
0.474
0.524
0.558
3.6.1.2 液体流量下限线
取堰上液层高度0.006OW h m =作为液相负荷下限条件，1E ≈，则
2
3
,min 36002.84
0.0061000OW W
s L h E l ⎛⎫=
= ⎪⎝
⎭
23
,36002.840.0061000 1.12s min L ⎛⎫
=
⎪⎝⎭
整理得液体流量下限线方程 3,min 0.000954/s L m s =
在负荷性能图30.000954/S L m s =处作垂直线，得到图3-7中液体流量下限线⑵。

3.6.1.3 液体流量上限线
取液体在降液管中停留时间5s θ=，则
3,max 0.1770.4
0.0142/5
5
f T s A H L m s ⨯=
=
= 在负荷性能图3,max 0.0142/s L m s =处作垂直线，得到图3-7中液体流量上限线⑶。

3.6.1.4 雾沫夹带线
以0.1/V e kg kg =液干气为雾沫夹带极限，则
3.2
65.710a
V L T f u e H h σ-⎛⎫
⨯=⨯
⎪ ⎪-⎝⎭
2.5()f W OW h h h =+，0.072W h m =
23
2/3
36002.840.6191000s OW s W L h E L l ⎛⎫=
= ⎪⎝⎭
， 1.12W l m = 2/30.18 1.548f s h L =+
0.5452.0110.177
s s
a s T f V V u V A A =
==--
3.2
632/30.5455.7100.135.426100.22 1.548s V s V e L --⎛
⎫⨯== ⎪
⨯-⎝⎭
整理得雾沫夹带线方程 2/33.01321.200s s V L =-
在操作线范围内，任取几个 s L 值，算出s V 值，如表3-6，在图3-7中绘出雾沫夹带线⑷。

表3-6 精馏段雾沫夹带线数据
L s （m 3/s ） 0.000954 0.0065 0.0142 V s （m 3/s ） 2.808
2.275
1.770
3.6.1.5液泛线
令 ()d T W H H h φ=+
d p L d H h h h =++，p c L h h h h σ=++，0l L h h ε=，L W OW h h h =+
联立得 ()()0011T W d c OW H h h h h h σφφεε+--=++++
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
2
22/3
s
s
s
aV b cL
dL --=
式中
()()22
000.0510.051 1.045
0.051802.945
0.0440.82V L a A C ρρ=
=⨯=⨯ ()()010.60.40.60.6210.0720.166
T W b H h φφε=+--=⨯+--⨯=
22
00.1530.153119.12()(1.120.032)
W c l h ===⨯
()()2/3
2/3
330360036002.84101 2.841010.62 1.0021.12W d E l ε--⎛⎫
⎛⎫
=⨯+=⨯⨯+⨯= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
整理得液泛线方程 222/3
3.2552336.0819.648s s s V L L =--
在操作线范围内，任取几个s L 值，算出s V 值，如表3-7，在图3-7中绘出液泛线⑸。

表3-7 精馏段液泛线数据
L s （m 3/s ）
0.000954
0.0065
0.0142
V
s
（m3/s） 1.750 1.572 1.277 1
图3-7精馏段气液负荷图
3.6.1.6 操作弹性
在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。

由图3-5可看出，该
筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。

由图查得3
,max
1.56/
s
V m s
=，
3
,min
0.48/
s
V m s
=，则
精馏段的操作弹性为
,max
,min
1.56
3.25
0.48
s
s
V
V
==
3.6.2 提馏段负荷性能图
3.6.2.1 漏液线（气相负荷下限线）
与精馏段相似，线方程'
,min
'2/3
10.09789.124
s
s
V L
=+
在操作线范围内，任取几个
s
L值，算出
s
V值，如表3-8，在图3-8中绘出漏液线⑴。

表3-8 提馏段漏液线数据
L s （m 3/s ） 0.000150 0.0065 0.0142 V s （m 3/s ）
0.520
0.577
0.621
3.6.2.2 液体流量下限线
与精馏段相似，液体流量下限线方程 30.000954/S L m s = 在图3-8中得到线⑵。

3.6.2.3 液体流量上限线
与精馏段相似，液体流量上限线方程 3,max 0.0142/s L m s = 在图3-8中得到线⑶。

3.6.2.4 雾沫夹带线
与精馏段相似，雾沫夹带线方程 ''2/33.69123.805s s
V L =-
在操作线范围内，任取几个 s L 值，算出s V 值，如表3-9，在图3-8中绘出雾沫夹带线⑷。

表3-9 提馏段雾沫夹带线数据
L s （m 3/s ） 0.000954 0.0065 0.0142 V s （m 3/s ） 3.460
2.862
2.295
3.6.2.5 液泛线
与精馏段相似，液泛线方程 '''2
22/34.8893366.26828.667s s s
V L L =-- 在操作线范围内，任取几个s L 值，算出s V 值，如表3-10，在图3-8中绘出液泛线⑸。

表3-10 提馏段液泛线数据
L s （m 3/s ） 0.000954 0.0065 0.0142 V s （m 3/s ）
2.147
1.936
1.590
图3-8 提馏段气液负荷图
3.6.2.6 操作弹性
与精馏段相似，在负荷性能图上，作出操作点P ，连接OP ，即作出操作线。

由图3-8可知提馏段筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。

由图查得'3,max 2.10/s V m s =，'3,min 0.55/s V m s =，则
提馏段的操作弹性
',max ',min
2.10
3.820.55s s V V
=
=
3.7 精馏塔接管尺寸的计算
3.7.1 进料管
选用泵进料，取输送速度为 2.5/u m s =，则
44473.22222.412
0.04236003600 3.14 2.5850.454
F F F F F M d m
u πρ⨯⨯⨯⨯=
==⨯⨯⨯⨯⨯⨯ 经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格 45 3.5mm φ⨯ 实际管内流速
24473.22222.412
3.06/0.0383600850.454
F u m s π⨯⨯=
=⨯⨯⨯
3.7.2 回流管
采用直管回流管，回流管的回流量 159.206/0.044/D kmol h kmol s == 塔顶液相平均摩尔质量 ,29.27/LD m M kg kmol = 平均密度 3,755.434/LD m kg m ρ= 则液体流量
,3,0.04429.275
0.00171/755.434
LD m
s LD m
D M L m s ρ⨯⨯=
=
=
取管内流速 2.5/u m s = 则回流管直径
0.0295D d m =
== 圆整后可取回流管规格 =40 3.5mm φ⨯ 回流管内实际流速
22
440.00171
2.0/
3.140.033D D V u m s d π⨯=
==⨯ 3.7.3 塔顶蒸汽接管
塔顶 335.278/V kmol h =,31.066/V kg m ρ=,30.802/M kg kmol = 则体积流量：
3335.27830.802
2.69/1.0663600
s VM
V m s ρ
⨯=
=
=⨯
取管内蒸汽流速，则 20/u m s =
0.414V d m =
==
可取回流管规格 4507mm φ=⨯ 塔顶蒸汽接管实际流速
22
44 2.69
18.03/3.140.436
s V V u m s d π⨯=
==⨯ 3.7.4 釜液排出管
塔底 3314.016/,951.965/,18.159/W W W kmol h kg m M kg kmol ρ=== 体积流量
3314.01618.159
0.00166/951.9653600
W
s W
WM L m s ρ⨯=
=
=⨯
取管内流速 2.5/u m s =，则
0.029W d mm =
== 可取回流管规格 32 3.5mm φ=⨯ 塔顶蒸汽接管实际流速
22
440.00166
3.39/3.140.025
W V u m s d π⨯=
==⨯
结束语
本设计进行甲醇和水的分离，因为甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，所以可直接采用传统的精馏法制备高纯度的甲醇溶液，本设计进行甲醇和水的分离，采用直径为1.6米的精馏塔，选用效率较高、结构简单、加工方便的单溢流方式、并采用了弓形降液盘。

由于在设计过程中，对板式塔只有一个整体的直观认识以及简单的工作原理的了解，而对于设备中重要部件——塔板、管路等缺乏了解，查询了各种相关书籍，走了很多弯路，但终于通过自己努力解决了其中的难题。

在进行设计时，我借助电脑一些辅助应用软件进行严格的验算，例如Excel,数学公式编辑器，AutoCAD等。

Excel用于数据的计算和图表的绘制（图解法求理论板数、负荷性能图），方便，精准，快捷，使用数据时一目了然，这样相对节约了很多翻查数据的时间而且；公式编辑器主要进行计算式的排列，使得计算过程清晰明了；AutoCAD主要用来绘制工艺流程图，操作简单而且能将整个流程清晰的表达出来。

通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。

同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。

参考文献
[1] 卢焕章等.石油化工基础数据手册.北京:化学工业出版社,1998
[2] 贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002
[3] 杨长龙,国振双,徐功娣.化工原理课程设计.哈尔滨:哈尔滨工业大学出版社,2010
[4] 夏清,陈常贵,姚玉英.化工原理（上册）.天津:天津大学出版社,2005
[5] 夏清,陈常贵,姚玉英.化工原理（下册）.天津:天津大学出版社,2005
[6] 化工部.化工工艺孔管设计化工管路手册（上下册）. 北京：化学工业出版
社:1996
[7] 潘国昌.化工设备设计.清华大学出版社,2001
[8] 王明辉.化工单元过程课程设计.北京:化学工业出版社,2002
[9] Chen Wei transport processes and unit operations . Hangzhou: Zhejiang University
press,1994
[10] Albright,R.L.,and Yarnell,P.A.“Ion Exchange polymers,”Encyclopedia of polymer
Science and Engineering,Volume 8,1987, John Widely and Sons,Inc.(New york)
附录Ⅰ 符号说明
英文字母
a A ----塔板开孔面积,2m ； 1h ----进口堰与降液管的水平距离； f A ----降液管面积,2m ； 0h ----降液管底隙高度,m ； 0A ----筛孔面积,2m ； ow h ----堰上液层高度,m ； T A ----塔截面积,2m ； σh ----与克服液体表面张力的压降相当 C ----计算m ax u 时的负荷系数,量纲为1； 的液柱高度,m ； 0C ----流量系数,量纲为1； T H ----板间距,m ； D ----塔顶馏出液流量,/kmol h ； K ----筛板的稳定性系数，量纲为1； D ----塔径,m ； L ----塔内下降液体的流量,/kmol h ； 0d ----开孔区半径,m ； s L ----塔内下降液体的流量,3/m s ；
0d ----筛孔直径,mm ； W l ----溢流堰长度,m ；
E ----液流收缩系数,量纲为1； T N ----理论塔板数； T E ----全塔效率（总板效率）,量纲为1；P N ----实际塔板数；
v e ----雾沫夹带量,kg 液/kg 气； n ----筛孔数；
F ----进料流量,/kmol h ； P ----操作压强，Pa /kPa ；
W h ----溢流堰高度,m ； q ----进料热状态参数；
c h ----与干板压降相当的液柱高度,m ； R ----回流比；
d h ----与液体流经降液管的压降相当的 t ----筛孔中心距,mm ；
液柱高度,m ； u ----空塔气速,/m s ；
f h ----板上鼓泡层高度，m ； a u ----按开孔区流通面积计算的气速,/m s ；
L h ----板上液层高度,m ； 0u ----降液管底隙处液体流速/m s ； p h ---与单板压降相当的液层高度,m ； V ----塔内上升蒸气流量,/kmol h ； S V ----塔内上升蒸气流量,3/m s ； ρ----密度,kg/3m ；
W ----釜残液（塔底产品）流量,/kmol h ；δ----筛板厚度,mm ；
d W -----弓形降液管宽度,m ； σ ----液体表面张力,mN/m ； C W ----无效区宽度,m ； ϕ----开孔率，无因次； S W ----安定区宽度,m ； 下标
x ----液相中易挥发组分的摩尔分率； A ----易挥发组分；
y ----气相中易挥发组分的摩尔分率； B ----难挥发组分；
Z ----塔有效高度,m ； i ----组分序号； 希腊字母 s ----时间,s ； α----相对挥发度,无因次； min ----最小； φ----干筛孔流量系数的修正系数,无因次； max ----最大；
0ε----板上液层充气系数,无因次； L ----液相；
μ----粘度mPa s ； V ----气相；
致谢
这次设计的顺利完成，并不是我一个人努力的结果，是得益于老师的精心指导以及我们全组同学的共同努力。

几天来，是他们和我一起起早贪黑，共同战斗。

我们还要感谢吕老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。

对于设计中我们遇到的问题她给予了我们认真明确耐心的指导，这极大的鼓励了我们完成设计的决心，因此，我们要再次感谢吕君老师和班级同学给予的帮助。

尽管本人在设计中参阅了大量的文献资料,接受了老师的精心指导和同学的热心帮助，但是限于时间和能力，设计中不免有不足和错误之处，望老师批正。