分离甲醇—水混合液的连续筛板精馏塔设计word版

《化工原理课程设计》说明书
设计题目：
分离甲醇—水混合液的连续筛板精馏塔设计学院：化工与药学院
专业：化学工程与工艺
年级班别：09级化工工艺2班
学号：
学生姓名：
时间：2011 年12月31日
前言
化工生产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，精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部分冷凝达到轻重组分分离的方法。

精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。

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。

本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。

此设计苯-甲苯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。

塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。

在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。

精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。

即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。

因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。

精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

关键词：甲醇水精馏段提馏段
目录
一、甲醇－水连续精馏塔设计条件 (4)
二、设计方案的确定 (4)
三、精馏塔的物料衡算 (5)
四、塔板数的确定 (5)
⑴理论塔板层数Nt的求取 (5)
⑵塔板效率和实际塔板数: (7)
五、物性数据的计算 (7)
⑴平均摩尔质量计算 (7)
⑵操作温度计算 (8)
⑶平均密度计算 (9)
六、平均黏度的计算 (11)
七、表面张力 (13)
八、塔和塔板工艺尺寸计算 (13)
九、塔板主要工艺尺寸的计算 (16)
⑴溢流装置 (16)
⑵塔板布置 (19)
十、筛板的流体力学验算 (21)
⑴塔板压降 (21)
⑵液面落差 (23)
⑶液沫夹带 (23)
⑷漏液 (23)
十一、塔板负荷性能图 (25)
十三、辅助设备的计算及选型 (34)
⑴原料贮罐 (34)
⑵产品贮罐 (35)
⑶塔顶全凝器 (36)
⑷塔底再沸器 (37)
⑸精馏塔 (38)
⑹管径的设计 (38)
⑺泵的计算及选型 (39)
十三、设计评述 (40)
十四、参考文献 (41)
十五、设计附图 (42)
一、甲醇－水连续精馏塔设计条件
（1）生产能力：25000吨/年，年开工300天
（2）进料组成：甲醇含量45%（质量分数）
（3）采用间接蒸汽加热并且加热蒸汽压力：5 kgf/cm2
（4）进料温度：采用泡点进料
（5）塔顶馏出液甲醇含量99%（质量分数）
（6）塔釜轻组分的浓度≤2%（本设计取0.01）
（7）塔顶压强常压
（8）单板压降≤0.7Kpa
（9）冷却水进口温度25℃
二、设计方案的确定
本设计任务为甲醇-水的精馏。

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回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。

该物系属易挥发物系，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。

三、精馏塔的物料衡算
① 原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量 M A =32.04kg/kmol
水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmol
x F =
02
.18/55.004.32/45.004
.32/45.0+=0.315
x D 02
.18/01.004.32/99.004
.32/99.0+=0.982
x w =
02.18/99.004.32/01.004
.32/01.0+=0.0056
② 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F =0. 315×32.04+(1-0.315)×18.02=22.44kg/kmol
M D =0.982×32.04+0.018×18.02=31.79kg/kmol M W =0.0056×32.04+(1-0.0056)×18.02=18.10 kg/kmol ③ 物料衡算
原料处理量 F=
44
.22243001000
25000⨯⨯⨯=154.73kmol/h
总物料衡算 F=D+W 甲醇物料衡算 Fx F =Dx D +Wx W
联立解得 D=49.03kmol/h W=105.70kmol/h
四、塔板数的确定
⑴ 理论塔板层数Nt 的求取
可利用图解法求理论板层数
① 由手册查得水-甲醇物系的气液平衡数据如下图，绘出x-y 图，见附图（一）。

甲醇水溶液汽液相平衡数据（摩尔）
x
y
x
y
x
y
0.00 0.000 0.15 0.517 0.70 0.870 0.02 0.134 0.20 0.579 0.80 0.915 0.04 0.234 0.30 0.665 0.90 0.958 0.06 0.304 0.40 0.729 0.95 0.979 0.08 0.365 0.50 0.779 1.00 1.000 0.10
0.418
0.60
0.825
表1 ② 求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在附图（一）中对角线上，自点（0.315,0.315）作垂线即为进料线，该线与平衡线的交点坐标为y q =0.665 x q =0.315 故最小回流比为 R min =
315
.0665.0665
.0982.0x -y y x q q q --=-D =0.906 取操作回流比为 R=2R min =1.812 ③ 求精馏塔的气液相负荷 L =RD=1.812×49.03=88.84kmol/h V=(R+1)D=2.812×49.03=137.87kmol/h L ＇=L+F=88.84+154.73=243.57kmol/h V ＇=V=137.87kmol/h
④ 操作线方程 精馏段操作线方程： y n+1=
=+=+++812
.2982.0x 812.2812.11x x 1R R R D 0.644x n +0.349 提留段操作线方程： =-⨯-=-=
+70
.10557.2430056
.0105.70-x 70.10557.24357.243L'-W Wx -x ''y
m w m 1
m W L L 1.767x m -0.0043
⑤ 用图解法求理论板层数。

见附录图一。

A 、先在对角线上定出点a ，ｂ，ｆ。

然后再根据349.0812
.2982
.01R x y D c
==+=
在ｙ轴上定出ｃ点，联结ａｃ即得到精馏段的操作线。

B 、作提馏段操作线ｂｄ。

由ｑ线与线ａｃ的交点得到两操作线的交点ｄ，联结点ｂ点ｄ即得。

C 、作阶梯，从点ａ开始在平衡线与线ａｃ之间作，第８个阶梯跨过点ｄ后改在平衡线与线ｂｄ之间作，直到跨过点ｂ为止。

D 、由图中阶梯数目得知，总理论板的层数N T =11.5（包括再沸器） 进料板位置N F =8
⑵ 塔板效率和实际塔板数: 精馏段实际层数N 精=6/0.52=11.5块 提馏段实际层数N 提=4.5/0.52=8.7块 五、物性数据的计算 ⑴平均摩尔质量计算
① 塔顶平均摩尔质量： x D =y1=0.982,查平衡曲线x 1=0.990
气相 m VDM =0.982×32.04+0.018×18.02=31.79
㎏/kmol
液相m LDM=0.990×32.04+0.990×18.02=49.56㎏/kmol
②进料板平均摩尔质量：
由图（一）可知，
x F=0.320 y F=0.672
气相 M VFM=0.672×32.04+(1-0.672)×18.02=27.44㎏/kmol 液相 M LFM=0.320×32.04+(1-0.320)×18.02=22.51㎏/kmol ③塔底平均摩尔质量：Xw=0.0056 ，查平衡曲线得，y w=0.0056
气相 M VDM=0.0056×32.04+0.9944×18.02=18.1㎏/kmol
液相 M LDM=0.0056×32.04+0.9944×18.02=18.1㎏/kmol
④精馏段平均摩尔质量：
气相 M vm=0.5×(31.79+27.44)=29.62㎏/kmol
液相 M Lm=0.5×(49.56+22.51)=36.04㎏/kmo l
⑤提馏段平均摩尔质量：
气相 M vm=0.5×(18.1+27.44)=22.77㎏/kmol
液相 M Lm=0.5×(18.1+22.51)=20.31㎏/kmo l
⑵操作温度计算
安托尼
系数 A B C
Min-Ma
x
水
7.0740
61657.4
6
227.0210-168
甲醇7.19731574.9238.2316—91
69
甲醇的安托尼方程：)86.238t /(99.157419736.7lg 0
+-=B B P
水的安托尼方程：)02.227t /(46.165707406.7lg 0+-=A A P
甲醇的ｔＢ＝)86.238t /(99.157419736.73.101log +-=B 解得ｔＢ＝51.64℃ 由泡点方程试差可得当ｔＤ=65,01℃时∑≈1kixi 同理可求出∑≈=1kixi 2.85t 0
C F
∑≈=1kixi 2.98t 0C W
故塔顶温度为：ｔＤ=65.0℃ 进料板温度为：ｔＦ＝77.2℃ 塔釜温度为：ｔＷ＝99.3℃。

精馏段的平均温度为：1.712
2
.770.65tm =+=
℃ 提馏段的平均温度为：3.882
2
.773.99tm =+=
’℃ ⑶平均密度计算 ·精馏段：
① 气相平均密度计算：
()
3m m vm m /kg 05.15.2731.71314.862
.293.101RTm MV P =+⨯⨯==
ρ ② 液相平均密度计算：计算公式：LB B
LA
A
L ρρρa a 1m
+=
a 塔顶液相的平均密度： 因为塔顶 T=65.0℃
查手册得 ρA =755.25㎏/m 3； ρB =980.5㎏/m 3 代入公式得 ρLDM =758.39㎏/m 3 b.进料板液相平均密度：
当T 进料板=77.2℃
进料板 ρB =973.48㎏/m 3 ；ρA =740.76㎏/m 3 进料板液相的质量分率()
32.0102.1804.3232.004
.3232.0a -⨯+⨯⨯=
A ＝0.46
液相密度 48
.97354.076
.74046.01m
+=LF ρ=850.563kg/m
c.精馏段液相平均密度为
ρLM =0.5×(ρLDM +ρLFM )=0.5×(850.56+758.39)=804.48㎏/m · 提馏段：
① 气相平均密度计算：()
3m m vm m /kg 767.05.2733.88314.877
.223.101RTm MV P =+⨯⨯==
ρ ②液相平均密度计算：a.塔底液相平均密度：t w =99.3℃ 查手册得，ρA =712.90(kg/m3), ρB =958.88(kg/m3) 则
3m m /kg 03.957/958.88
0.0056-1.900.0056/7121
=+=
）（LV ρ
b.进料板液相平均密度： 当T 进料板=77.2℃
进料板 ρB =973.48㎏/m 3；ρA =740.76㎏/m 3 进料板液相的质量分率()
46.032.0102.1804.3232.004
.3232.0a =-⨯+⨯⨯=A
液相密度
3m
m /kg 56.85048
.97354
.076.74046.01=+=
LF ρ C.提馏段液相平均密度为
ρLM =0.5×(ρLdm +ρLFM )=0.5×(850.56+957.03)=903.80㎏/m 3
六、平均黏度的计算
液相平均粘度依下式计算即
l gμl m=∑xilgμi
①．塔顶液相平均黏度的计算由t D=65.0℃查手册得
u H2O=0.4374mPa.s u CH3OH=0.326mPa.s
lgu LDm=0.866lg(0.326)+0.134lg(0.4374)
=-0.47
μLDm=0.330mPa.s
②．进料板平均黏度的计算由t F=77.2℃查手册得
μH2O=0.3704mPa.s μCH3OH=0.2854mPa.s
LgμLFm=0.220lg(0.2854)+0.780lg(0.3704)
=-0.46
μLFm=0.347mPa.s
精馏段平均黏度
u Lm=(0.330+0.347)/2=0.339mPa.s
③．塔底液相平均黏度的计算由t W=99.3℃查手册得
μH2O=0.2861mPa.s μCH3OH=0.2295mPa.s
l gμLWm=0.002lg(0.2295)+0.9980lg(0.2861)
=-0.54
μLWm=0.288mPa.s
提馏段平均黏度
μL’m=(0.0.347+0.0.288)/2=0.3175mPa.s
七、表面张力
由公式∑=i i m x σσ 分别进行计算
① 塔顶： 由t D =65℃，查手册得 σＡ=16.76mN/m σB =65.25mN/m σLDm =0.982⨯16.76+0.018⨯65.25=17.63mN/m ② 进料板： 由t F =77.2℃，查手册得σA =15.36mN/m σB =63.08mN/m σLFm =0.12×15.36+0.88×63.08=57.35mN/m ③ 塔底： 由t w =99.3℃，查手册得 σＡ=12.88mN/m m /m 93.58N B =σ σLDm =0.0056⨯16.76+0.9944⨯58.93=58.69mN/m ④平均表面张力
精馏段液相平均表面张力为：
σLm =(17.63+57.35)/2=37.49 mN/m
提馏段液相平均表面张力为：σLm =(58.69+57.35)/2=58.02 mN/m 八、塔和塔板工艺尺寸计算 ·精馏段 ①塔径的计算
V S =
145.105.1360062.2987.1373600vm m =⨯⨯=ρV VM m 3
/s
L S =
001.048
.804360004.3684.883600Lm m =⨯⨯=ρL LM m 3
/s
μmax =C[（ρL －ρv ）/ρv ] 0.5
式中，负荷因子C=C 20（σ/0.02）0.2由史密
斯关联图（1–4）查得C 20求取
图的横坐标为 F lv=L h/V h×(ρl/ρv)0.5=0.001/1.145（804.48/1.05）0.5=0.024
取板间距，H T=0.40m,板上清液层高度取h L=0.053m，则H T-h L=0.347 m
（塔径在0.8～1.6m之间，H T取0.35～0.45m）
史密斯关联图如下
由上面史密斯关联图，得知C20=0.069
气体负荷因子C= C20×(σ/20)0.2=0.069（37.49/20）0.2=0.079
Ｕmax=C[（ρL－ρv）/ρv] 0.5
=0.079[（804.48-1.05）/1.05] 0.5=2.19
取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8U max=0.8×2.19=1.75m/s
D=
u s 4πV = 75
.114.3145
.14⨯⨯ =0.913m 按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为At=πD 2/ 4 =π/4×1.02 =0.785 m 2 实际空塔气速为U 实际=V/At=1.145/0.785=1.5m/s U
实际
/ U max =1.5/2.19= 0.68 安全系数在允许的范围内，符全设计要
求)
·提馏段
最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： 提馏段的气液相体积流率为 Vs=
由公式C=C 20(σ/0.02)0.2 可求出C
C 20查表得出，图中横坐标 F LV =L h /V h ×(v /l ρρ)0.5=0.001/1.14（903.80/0.767）0.5=0.030
塔径与板间距的关系
板间距，H T =0.40m,板上清液层高度取h L =0.053m ，则H T -h L =0.347 m C 20查上表得出 C 20=0.07
C==C 20(σ/0.02)0.2=0.07（58.02/20）0.2=0.0875
001
.080
.903360031
.2084.883600m =⨯⨯==
Lm L S LM L ρ14.1767
.0360077
.2287.1373600vm m =⨯⨯=ρV VM V
V
L C
ρρρυ-=max
=2.985(m/s)
取安全系数为0.8.则空塔气速为，
υ=0.8υmax =0.8×2.985=2.388(m/s) ① 塔径：
=0.78m
按标准塔径圆整后为 D=1.0m
塔截面积为 =0.785m 2 实际空塔气速为U 实际=V/At=1.14/0.785=1.5m/s ② 精馏塔高度的计算 精馏段有效高度为
Z 精=（N 精-1）H T =（13-1）H T =12×0.4=4.8m 提馏段有效高度为
Z 提=（N 提-1）H T =（10-1）×0.4=9×0.4=3.6m 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=4.8＋3.6+0.8＝9.2m 九、塔板主要工艺尺寸的计算 ⑴溢流装置 ·精馏段
因塔径D=1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘. ① 堰长
388
.214.14u 14.14⨯⨯=⨯=
ππD
220.14
4⨯==ππ
D A T
取溢流堰长L W =0.66×D=0.66m ② 堰高 由 h W ＝h L -h OW
选用平直堰，堰上液层高度h OW 由式计算，即 h ow =100084
.2×E(w
h L L )2/3 取 E=1
h ow =
2.841000
×(66.03600001.0⨯)2/3=0.0094m
取板上清液高度 h L =0.06m
h W =h L -h ow =0.06-0.0094=0.051m
③ 弓形降液管宽度Wd 与降液管面积Af 由l W /D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得：
W d /D=0.124
A f /A T =0.0722
W d =0.124×D=0.124×1.0=0.124m
A f =0.0722×4
π
×D 2=0.0722×A T =0.0567㎡
④ 验算液体在降液管中停留时间：
T=
3600f T
h
A H L ⨯⨯=
3600
001.04
.00567.03600⨯⨯⨯=20.62s>5s
故符合要求。

⑤ 降液管底隙高度h 0
取降液管底的流速为0
μ' =0.08m/s,根据h 0=L h /(l w ×0μ'×3600)计算得： h 0=
0208.008
.066.03600001
.03600=⨯⨯⨯m
h w -h 0=0.051-0.0208=0.0302m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理，符合要求 选用凹形受液盘，深度 h=50nm ·提馏段
塔径D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。

各项计算如下 ① 堰长l w 取l w =0.8D=0.8×1.0=0.8m ② 堰高 溢流堰高度h w 溢流堰高度计算公式 h w = h L -h ow
选用平直堰，堰上液层高度h ow 依照下式计算，即 h ow =100084
.2×E(w
h L L )2/3
近似E 取1.则取板上液层高度hL =0.06m,故 h w = h L -h ow =0.06-0.0077=0.0523m
③,弓形降液管宽度Wd 及截面积A f l w /D=0.8 同样由上表查，可得 A f /A T =0.15, W d / D=0.2
A f =0.0722A T =0.11 W d =0.124D=0.2×1.0=0.2m 依下式验算液体在液管中停留时间，即 θ
=44s(≥5s)0094
.066.03600001.01100084.2100084.2ho 3
2
3
2h w =⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛=w L L E 3600
001.040
.011.03600q 3600,⨯⨯⨯==L V T f H A
故降液管设计合理
④ 降液管底隙高度h 0 计算公式 取0
μ'=0.12m/s,则 h w - h 0=0.0523-0.0104=0.0419m(＞0.006m) 故降液管底隙高度设计合理。

⑵塔板布置
① 塔板的分块 因为D ≥800mm ，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。

如附图2所示: ② 边缘区宽度确定 取W S =0.065m,W C =0.035m ③ 开孔区面积计算
开孔区面积按下式计算，即
A a =2(X 2
2
X R -+180
2
R πSin -1R X )
其中 X=D/2-（Wd+Ws ）=1.0/2-(0.124+0.065)=0.311m R=D/2-WC=1.0/2-0.035=0.465m
故 Aa=2(X 2
2
X R -+180
2
R πSin-1R X )
2
0.465180
π Sin-1
0.311
0.465
) =0.532m2
0o '3600h
h υw l L =
0104
.012
.08.03600001
.03600'3600h 0h 0=⨯⨯⨯==υw l L
④筛孔计算及其排列
·精馏段
取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，
碳钢板原为δ=3mm
取 t/d0=3.0
孔心距t=3.0×5.0=15.0mm
筛孔数目
n= 1.155A o/t2=1.155×0.532/0.0152=2731个
开孔率为Φ=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.015 )2=0.101
气体通过阀孔的气速为
u0=V s/A0=()
145
/
.1⨯=21.31m/s
.0
532
101
.0
·提馏段
取筛孔的孔径d0为4mm，正三角形排列，碳钢板原为δ=3mm
取 t/d0=3.0
孔心距t=3.0×4.0=12.0mm
筛孔数目
n= 1.155A o/t2=1.155×0.532/0.0122=4267个
开孔率为Φ=0.907(do/t )2=0.907(0.005/0.012 )2=0.157
气体通过阀孔的气速为
u 0=V s /A 0=()532.0157.0/14.1⨯=13.65m/s
十、筛板的流体力学验算 ⑴塔板压降 ·精馏段
① 干板阻力hc 计算 干板阻力hc,
2000.051()()v c L
u h c ρ
ρ=
由d 0/δ =5/3=1.67,查图得， C 0=0.772m
故 051.048
.80405
.10.77221.310.051h 2
c =⨯⎪
⎭⎫ ⎝⎛⨯=m ② 气流通过板上液层的阻力h １计算 气体通过液层的阻力h Ｌ计算
ｈ１=βh L
s m 57.1057
.0785.0145
.1A -A Vs u f T a =-==
61.105.157.10==F ()[]1/2
2/1m s /kg ⋅
查表得β=0.59
故 hl=βhL=β（h W +h OW ）=0.59×(0.051＋0.0094)=0.036m 液柱 ③ 液体表面张力的阻力的计算 液体表面张力所产生的阻力
=⨯⨯⨯⨯==005
.081.948.8041049.374gd 4h 3
-o L L ρσσ0.0038m 液柱
④气体通过筛板的压降
hp=hc+hl+h δ=0.0036+0.0038+0.051=0.0584m
单板压降 ΔP p= hp ρLg=89.46081.948.8040584.0=⨯⨯Pa 〈0.7KPa ·提馏段
① 干板阻力hc 计算 干板阻力hc,
2000.051()()v c L
u h c ρ
ρ=
由d 0/δ =5/3=1.67,查图得， C 0=0.772m
故 014.080
.903767
.00.77213.650.051h 2
c =⨯
⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=m ② 气流通过板上液层的阻力h １计算 气体通过液层的阻力h Ｌ计算
ｈ１=βh L
s m 57.1057
.0785.014
.1A -A Vs u f T a =-==
37.1767.057.10==F ()[]1/2
2/1m s /kg ⋅
查表得β=0.59
故 h l =βh L =β（h W +h OW ）=0.59×(0.0077+0.0523）=0.035m 液柱 ③ 液体表面张力的阻力的计算 液体表面张力所产生的阻力
=⨯⨯⨯⨯==005
.081.980.9031002.584gd 4h 3
-o L L ρσσ0.0052m 液柱
④ 气体通过筛板的压降
h p =h c +h l +h δ=0.0052+0.035+0.014=0.0542m
单板压降 ΔP p = h p ρL g=55.48081.980.9030542.0=⨯⨯Pa 〈0.7KPa ⑵液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

⑶液沫夹带 ·精馏段
6
3.25.710(
)a
V L
T f
u e H h σ-⨯=
-
h f =2.5h L =2.5×0.06=0.15m
故 =⎪
⎭
⎫
⎝⎛-⨯⨯=2
.33-6-15.04.056.11049.37107.5e V 0.051㎏液/㎏气<0.1㎏液/㎏气
故在本设计中液沫夹带量e V 在允许范围内,不会发生夹带过量液沫. ·提馏段
6
3.25.710(
)a
V L
T f
u e H h σ-⨯=
-
h f =2.5h L =2.5×0.06=0.15m
故 =⎪
⎭
⎫
⎝⎛-⨯⨯=2
.33-6-15.04.057.11002.58107.5e V 0.035㎏液/㎏气<0.1㎏液/㎏气
故在本设计中液沫夹带量e V 在允许范围内,不会发生夹带过量液沫
⑷漏液
·精馏段 由式 u 0,min =4.4C
=05.1/48.8040038.006.013.00056.0772.04.4⨯-⨯+⨯）
（ =9.21m/s 实际孔速 u 0=21.31m/s>u 0,min
筛板稳定系数 K=u 0/u 0,min =21.31/9.21=2.31>1.5 故本设计中无明显漏液
·提馏段 由式 u 0,min =4.4C
=767.0/80.9030052.006.013.00056.0772.04.4⨯-⨯+⨯）
（ =9.21m/s 实际孔速 u 0=13.65m/s>u 0,min
筛板稳定系数 K=u 0/u 0,min =13.65/9.21=2.31>1.5 故本设计中无明显漏液 ⑸液泛 ·精馏度
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高H d 应服从下式的关系,即
H d ≤Φ(H t +h W )
取ϕ=0.5,则
ϕ(H T +h W )=0.5×(0.4+0.051)=0.226
而， H d =h p +h L +h d 计算H d
hd
=0.153(0
u ')2=0.153(0.08)2
=0.001m H d =0.0584+0.06+0.001=0.1194m
∴H d ≤ϕ (H T +h W )
故在本设计中不会发生液泛现象. ·提馏段
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高H d 应服从下式的关系,即
H d ≤Φ(H t +h W )
取ϕ=0.5,则
ϕ(H T +h W )=0.5×(0.4+0.0523)=0.226
而， H d =h p +h L +h d 计算H d
h d =0.153(0
u ')2=0.153(0.122
=0.002m H d =0.0542+0.06+0.002=0.1162m
∴H d ≤ϕ (H T +h W ) 故在本设计中不会发生液泛现象. 十一、塔板负荷性能图 ·精馏段 ⑴ 漏液线
由 u 0,min =V L L C ρρσ/)h h 13.00056.0(04.4-+
u 0,min =V s,min /A o h L =h W +h OW
h ow =
2/32.84()1000h w
L E l 得
00,min 4.4u C A =
=4.4×0.772×0.101×0.532×
{)]}([05.1/48.8048003.066.0/360011000/84.2051.013.00056.03/2-⨯⨯⨯++S L
整理得 V s,min =5.053/2s 114.00081.0L +
表2 漏液线数据表
L S (×10-3m 3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 6.0 V S (m 3/s)
0.477
0.495
0.517
0.535
0.550
据此可作出漏液线1 ⑵ 液沫夹带线
以e V =0.1㎏液/㎏气为限,求V S -L S 关系如下:
e V =2
.3f a 6-h u 107.5⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯T L H σ
1.3730.7850.0567
S S
a s T f V V u V A A =
==--
h f =2.5(h w +h ow ) h W =0.051m
2/3
2/3
36002.8410.8810000.66S ow S L h L ⎛⎫=⨯⨯= ⎪⎝⎭
故 h f =2.5（0.051+0.883
/2S L ）=0.128+2.22/3S L
H T -h f =0.272-2.22/3S L
e V =
2
.33
--63/22.2272.0373.11037.49107.5⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡-⨯⨯S S L V =0.1 整理得V S =1.524-12.332/3S L
在操作范围内任取几个L S 值,依上式算出相应的V S 值，得：
表3 液沫夹带线数据表
L S (×10-3 m 3/s) 0.6
1.5
3.0
4.5 6.0 V S (m 3/s)
1.436 1.362
1.268
1.188
1.117
据此可做出液沫夹带线2. ⑶ 液相负荷下限线
取h OW =0.006m 作为液相负荷的下限条件，
2/3
36002.840.0061000S
ow w
L h E l ⎛⎫
⎪ ⎪⎝⎭
==
取E 约等于1.0，则
解得 L S,min =3/2
0.00610000.62.843600
⎛⎫
⎪
⎝⎭
⨯=0.00056m 3
/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 ⑷ 液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间为4秒，则
max ，S L =A f H t /L s =0.0567⨯0.40/4=0.00567 m 3
/s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 ⑸ 液泛线 令 H d =ϕ(H T +h w )
由 H d =h p +h L +h d ；h p =h c +h l +h σ；h l =βh L =β（h W +h OW ） 联立得： ϕH T +(ϕ-β-1)hw=(β+1)h OW +h c +h d +h σ
忽略h σ，将h OW 与L S ，h d 与L S ,h c 与V s 的关系式代入上式，并整理得
222/3
s s s
a V
b
c L
d L =--''''
()
2
000.051V L
a A c ρρ⎛⎫
⎪ ⎪⎝⎭
=
' ()1w T b H h ϕϕβ=+--'
c '=0.153/(l w h 0)2
d '=2.84×10-3
E(β+1)(3600/L w )2/3
将有关数据代入，得
=
'a ()⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯48.80405.1772.0532.0101.0051.02=0.039 b '=0.5×0.4+(0.5-0.59-1)×0.051=0.144
()2021.066.0153
.0⨯=
'C =796.46
d '=2.84×10-3
×(0.59+1)(3600/0.66)2/3
=1.408
故2s v =3.6-20422.052s L -36.102/3
s L
在操作范围内，任取几个L S 值，依上式计算出V S 值，得：
表4 液泛线数据表
L S ×10-3（m 3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5
V S m 3/s
1.83 1.65 1.63 1.48
由此表可做出液泛线5.
在负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。

由图(1-11)可查得V
s,max
= 1.388m 3
/s V s,min =0.637m 3
/s
故操作弹性为
V s,max / V s,min =1.388/0.637=2.179
·提馏段 ⑴ 漏液线
由 u 0,min =V L L C ρρσ/)h h 13.00056.0(04.4-+
u 0,min =V s,min /A o H L =h w +h OW
h ow =
2/3
2.84()1000h w
L E l 得
00,min 4.4u C A = =4.4×0.772×0.157×0.532×
{)]}([767.0/80.9032005.08.0/360011000/84.20523.013.00056.03/2-⨯⨯⨯++S L
整理得 V s,min =12.623/2s 100.00072.0L +
表2 漏液线数据表
L S (×10-3m 3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 V S (m 3/s)
1.122
1.164
1.216
1.257
据此可作出漏液线1 ⑵ 液沫夹带线
以e V =0.1㎏液/㎏,气为限求V S -L S 关系如下:
E V =2
.3f a 6-h u 107.5⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯T L H σ
1.3730.7850.0567
S S
a s T f V V u V A A =
==--
h f =2.5(h w +h ow ) h W =0.0523m
3
/2s ow 66.03600110002.84h ⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=L =0.77Ls 2/3
故 h f =2.5（0.052+0.773
/2S L ）=0.13+1.932/3S L H T -h f =0.27-1.932/3S L
e V =2
.33--63/293.127.0373.11002.85107.5⎥⎦
⎤⎢⎣⎡-⨯⨯S S L V =0.1 整理得V S =1.712-12.242/3S L
在操作范围内任取几个L S 值,依上式算出相应的V S 值，得：
表3 液沫夹带线数据表
L S (×10-3 m 3/s) 0.6 1.5 3.0 4.5 V S (m 3/s)
1.625
1.55
1.457
1.378
据此可做出液沫夹带线2. ⑶ 液相负荷下限线
取h OW =0.006m 作为液相负荷的下限条件，
2/3
36002.840.0061000S
ow w
L h E l ⎛⎫
⎪ ⎪⎝⎭
==
取E 约等于1.0，则
解得 L S,min =3/2
0.00610000.62.843600
⎛⎫
⎪
⎝⎭
⨯=0.00056m 3
/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 ⑷ 液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间为4秒，则
max ，S L =A f H t /L s =0.11⨯0.40/4=0.011 m 3
/s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 ⑸ 液泛线 令 H d =ϕ(H T +h w )
由 H d =h p +h L +h d ；h p =h c +h l +h σ；h l =βh L =β（h W +h OW ） 联立得： ϕH T +(ϕ-β-1)hw=(β+1)h o W +h c +h d +h σ
忽略h σ，将h OW 与L S ，h d 与L S ,h c 与V s 的关系式代入上式，并整理得
222/3s s s a V b c L d L =--''''
()
2
000.051V L a A c ρρ⎛⎫
⎪ ⎪
⎝⎭
=
' ()1w T b H h ϕϕβ=+--'
c '=0.153/(l w h 0)2
d '=2.84×10-3
E(β+1)(3600/L w )2/3
将有关数据代入，得
=
'a ()⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯80.903767.0772.0532.0157.0051.02=0.010
b '=0.5×0.4+(0.5-0.59-1)×0.052=0.143
()2021.08.0153
.0⨯=
'C =542.09
d '=2.84×10-3
×(0.59+1)(3600/0.8)2/3
=1.23
故2s v =14.3-542092s L -1232/3
s L
在操作范围内，任取几个L S 值，依上式计算出V S 值，得：
表4 液泛线数据表
L S×10-3
0.6 1.5 3.0 4.5
（m3/s)
V S m3/s 3.66 3.56 3.49 3.404
由此表可做出液泛线5.
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。

由图(1-11)可查得V s ,max= 1.566m3/s V s,min=1.17m3/s
故操作弹性为V s,max/ V s,min=1.566/1.17=1.338
十二、设计结果汇总
十三、辅助设备的计算及选型
⑴原料贮罐
设计原料的储存利用时间为3天
m=3472kg/h×24h×3
=249984kg 则可知：
V= m/进料密度
=249984/850.56
=293.91m3
设其安全系数为：0.8 则有：
V实际=293.91/0.8=367.38m3
⑵产品贮罐
设计产品的储存时间为3天
m=49.03×31.79×24h×3
=112223.79kg
产品密度=甲醇密度×0.882+水密度×0.118
=758.39×0.882+957.03×0.118
=781.83kg/m3则可知：
V= m/产品密度
=112223.79/781.83
=143.54m3
设其安全系数为：0.8 则有：
V实际=143.54/0.8
=179.42m3
选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92）原料储罐的选择规格为：
产品储罐的选择规格为
⑶塔顶全凝器
甲醇的气化热r⑹
Qc=(R+1)D×r
=(1.812+1)×(49.03×31.79/3600)×1101
= 1340.16kg/h
冷凝塔顶产品由温度65.0℃冷却到温度40℃
采用冷凝水由25℃到40℃ 知道
ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2) =22.40K 选择K=800w/( m2·K) 则有：
A= Qc /(K×ΔTm)
= 59.82m2
取安全系数为0.8
实际面积A=59.82/0.8=74.78m2
选择冷凝器的系列：
采用冷凝管的直径为：25×2.5mm
⑷塔底再沸器
Qc=V`w r
=(154.73×2258×18.02)/3600=1748.84kg/h 因为塔底再沸器的利用率为95%，所以有
Q实=1748.84/0.95=1840.88
假设塔釜产品由温度99.3℃加热到温度151.7℃
ΔTm=151.7-99.3=52.4K
选择K=1000w/( m2·K) 则有：
A= Q实/(K×ΔTm)=35.13m2
取安全系数为0.8 则有
A实际=35.13/0.8=43.91 m2
采用加热管的直径为：25×2.5mm
⑸精馏塔
①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=1.8×0.4=0.72 m
②塔底空间
根据经验，塔底空间一般取1-2米，此处取1.2米
③裙座为2.5m
④塔体总高度为：
H=(n-n F-n P-1)H T+ n F H F+ n P H p+ H D+ H B+ H1+H2
=(21-1-1-1)×0.4+1×0.4+2×0.8+0.72+1.2+0.5+2.5
=14.12 m
⑹管径的设计
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，
蒸气管的直径为d V=(4Vs/ Uv)1/2，其中
d V---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量取1.2m3/s，则
d V=[(4×1.2)/(3.14×20.0)]1/2
=0.28m
查化工原理上册知可以选取内径为300mm，壁厚为11.4mm的鉄铸管
②回流管的直径d R
a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，流速
U R可取0.2~0.5 m/s ；b当用泵输送时，可取1.5~2.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速U R取0.5 m/s)
d R=(4Ls/∏U R)1/2
=(4×0.001/3.14×0.5)1/2=0.050m
查化工原理上册知可以选取公称直径为40mm，外径为48mm，壁厚为
3.50的普通管
③进料管的直径d F
若采用高位槽送料入塔，料液速度可取U F=0.4~0.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取 1.5~2.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液
速度U F= 0.5)
d F=(4Vs/πU F)1/2
=[(4×0.006)/(3.14×0.5)]1/2
=0.124m
查化工原理上册知可以选取内径为150mm，壁厚为9.5mm的铸铁管
④塔底出料管的直径d W
一般可取塔底出料管的料液流速U W为0.5~1.5 m/s
d W=(4L W/πU W)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速U W为0.8 m/s)
=[(4×0.006)/(3.14×0.8)]1/2
=0.0098m
查化工原理上册知可以选取公称直径为15mm，外径为21.25mm，壁厚为
2.75mm的钢管
⑺泵的计算及选型
在进料口加料时，本设计采用换热器加热原料
进料口高度为：H=2.5+1.2+6×0.4+0.8
=6.9m
进料密度：进料密度=甲醇密度×0.3151+水密度×0.6849
=758.39×0.3151+957.03×0.6849
=894.33kg/m3
由Qm,v=Qm,h/进料密度
=4166(kg/h)/894.33 (kg/m3)
=4.66 m3/h
则液体在泵里的流速为U=Qm,v/( ×R2进料口)
=0.107m/s
Re=duρ/μ=(0.124×0.107×893.33)/(0.6×10-3)
=19754.5＞4000
所以液体在管中的流动形式为湍流。

查化工原理上册知可选择泵的型号为：IS 50-32-160,流量为6.3 m3/h，扬程为8m的泵
十三、设计评述
甲醇最早是用木材干馏得到的，因此又叫木醇，是一种易燃的液体，沸点65℃，能溶于水，毒性很强，误饮能使人眼睛失明，甚至致死。

由于甲醇和水不能形成恒沸点的混合物，因此可直接用常压蒸馏法把大部分的水除去，再用金属镁处理，就得无水甲醇。

甲醇在工业上主要用来制备甲醛，以及作为油漆的溶剂和甲基化剂等。

本设计进行甲醇和水的分离，采用直径为1 .0m的精馏塔，选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式，并采用了弓形降液盘。

该设计的优点：
1．操用、调节、检修方便；
２．制造安装较容易；
３．处理能力大，压强较低，从而降低了操作费用；
４．操作弹性较大。

该设计的缺点：
设计中对文献的收索、查阅、记录都不全，设备的计算及选型都有较大的
问题存在，从而选取的操作点的不是在最好的范围内，影响了设计的优良性。

另外，此次设计最大的感触是，设计计算是一个反复试算的过程，计算的
工作量非常大，通常一个小小的数据将会影响到整个设备的主体尺寸，这就要
求每个步骤都必须细心，同时要注意有关参数选择的合理性，从工程的角度考
虑，尽量做到最好。

总体来说，为期两个星期的化工原理课程设计已经完成，我不仅仅从中了解了设计的相关步骤，更从中了解了将课本知识与实际相结合的重要性。

通过这次设计，我受益
十四、参考文献
⑴谭天恩等化工原理上下册化学工业出版社
（2）马江权等化工原理课程设计中国石化出版社
（3）刘光启等化学化工物性数据手册(有机卷). 化学工业出版社
（4）中华人民共和国行业标准钢制立式圆筒形固定顶储罐系列
如不慎侵犯了你的权益，请联系我们告知！十五、设计附图
图２塔板分块示意图
课程设计成绩评定表
（本资料素材和资料部分来自网络，仅供参考。

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