甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计

甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计
《化工原理课程设计》报告
15000吨/年甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计
学号：0820020063
专业生物工程
班级08（2）
设计者姓名
设计单位生命科学学院
指导老师
完成日期2010-12-26
一、前言
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、硫酸二甲酯等多种有机产品，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。

在甲醇合成时，因合成条件如压力、温度、合成气组成及催化剂性能等因素的影响，在产生甲醇反应的同时，还伴随着一系列副反应。

所得产品除甲醇外，还有水、醚、醛、酮、酯、烷烃、有机酸、有机胺、高级醇、硫醇、甲基硫醇和羰基铁等几十种有机杂物。

甲醇作为有机化工的基础原料，用它加工的产品种类很多，因此对甲醇的纯度均有一定的要求。

粗甲醇通过精馏，可根据不同要求，制得不同纯度的精甲醇，使各类杂物降至规定指标以下，从而确保精甲醇的质量。

塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。

它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。

可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。

此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。

塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。

在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

目录一．概述 (4)
1. 对塔设备的要求 ...............................................................................
2. 板式塔类型................................................................................................................... 2.1 板式塔类型................................................................................................................. 2. 2板式塔类型................................................................................................................. 2. 3板式塔类型................................................................................................................. 二．流程的确定及说明....................................................................................................
1. 塔型选择.......................................................................................................................
2.操作条件的确定........................................................................................................... 3．操作流程...................................................................................................................... 三．塔的工艺计算............................................................................................................
1.查阅文献，整理有关物性数据 .....................................................................................
2.全塔的物料衡算.............................................................................................................
3. 塔理论板数的确定.......................................................................................................
四、塔的工艺条件及有关物性数据计算 ........................................................................
1. 操作压强.......................................................................................................................
2. 操作温度.......................................................................................................................
3. 平均分子量...................................................................................................................
4. 平均密度.......................................................................................................................
5. 液体表面张力...............................................................................................................
3. 塔理论板数的确定.......................................................................................................
五、精馏塔的气液相负荷 ................................................................................................
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ....................................................................................
1.塔径的计算.....................................................................................................................
2. 溢流装置.......................................................................................................................
3. 塔板布置.......................................................................................................................
4. 筛孔数与开孔率...........................................................................................................
5.塔的精馏段有效高度 .....................................................................................................
七、筛板流体力学验算....................................................................................................
1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度 ...........................................................................
2. 雾沫夹带量的验算.......................................................................................................
3. 漏液的验算...................................................................................................................
4. 液泛验算.......................................................................................................................
八、塔板负荷性能图........................................................................................................
九、板式塔的结构与附属设备设计 ................................................................................
1.塔体结构.........................................................................................................................
2.塔板结构.........................................................................................................................
十、辅助设备设计或选型 ..............................................................................................
1.冷凝器.............................................................................................................................
2.再沸器.............................................................................................................................
3.接管管径的计算和选择 ................................................................................................. 十一、设计结果一览表....................................................................................................
一、概述
1．对塔设备的要求
精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。

但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
⑴气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。

⑵操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具可靠性。

⑶流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。

对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。

⑷结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。

⑸耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

⑹塔内的滞留量要小。

实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。

不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。

2．板式塔类型
气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。

精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。

板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、
筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。

目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。

2.1泡罩塔
泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：
（1）.操作弹性大
（2）.无泄漏
（3）.液气比范围大
（4）.不易堵塞，能适应多种介质
泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。

2.2筛板塔
筛板塔，是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。

操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。

气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。

泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。

与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（提高20％－40％）
（2）.塔板效率高（提高10％－15％）
（3）.压力降低（降低30％－50％），而且结构简单，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右，安装维修都比较容易[1]。

筛板塔的缺点是：
（1）.塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

（2）.操作弹性较小(约2～3)。

（3）.小孔筛板容易堵塞。

2.3浮阀塔
20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。

浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大
（2）.操作弹性大
（3）.塔板效率高
（4）.压力降小
其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。

二、流程的确定及说明
1．塔型选择
根据生产任务，设备24小时计算，原料处理量约为2.083t/h，由于产品粘度
较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。

2.操作条件的确定
2.1 操作压力
由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压，其中：
塔顶压力5
塔底压力[1.01325×105-700×N]Pa.
1.0132510Pa
2.2 进料状态
进料状态以进料热状态参数q表示，有五种进料状态：q>1.0时，为低于泡点温度的冷液进料；q＝1.0时，为泡点下饱和液体；q＝0时，为露点下的饱和蒸气；
1>q>0时，为介于泡点和露点间的气液混合物；q<0时，为高于露点的过热蒸气进料。

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，本次设计中采取饱和液体进料。

2.3 加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。

2.4冷却方式
用常温水做冷却剂是最经济的，水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。

2.5热能利用
精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。

因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。

虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。

为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。

3. 操作流程
流程示意图如下图
图1：精馏装置流程示意图
甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。

塔顶上升蒸气采用全冷凝后，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。

精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

甲醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。

在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

三、塔的工艺计算
1.查阅文献，整理有关物性数据
1.1水和甲醇的物理性质
表1 水和甲醇的物理性质
1.2常压下甲醇和水的气液平衡数据
表2 甲醇—水系统t—x—y数据
1.3 甲醇和水的液相物理性质
2全塔的物料衡算 2.1
原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
已知：
原料液中甲醇的质量分数为30% 产
品要求流出液中甲醇的质量分数为99%
塔顶易挥发组分回收率为99%
194
.004..32/3.02.018/7.04
.032/3.0=+=
F x
982.004
.32/99.002.18/01.004
.32/99.0=+=D x
0056.04
.032/01.02.018/99.04
.032/01.0=+=
W x
2.2
原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
M F =32.04×0.194+18.01×(1-0.194)=20.67 kg/kmol
M D =32.04×0.982+18.01×(1-0.982)= 31.79kg/kmol M W =32.04×0.0056+18.01×（1-0.0056）=18.09kg/kmol
2.3物料衡算原料处理量
已知：原料液处理量为15000吨/年 设备生产时间为7200 h 进料热状况:饱和液体进料即q=1
则 F=
9
.71007
.62072001000
15000=⨯⨯ kmol/h
总物料衡算 W+D=100.79 （1） 易挥发组分物料衡算 79.100194.00056.0982.0⨯=+W D （2） ①联立上式（1）、（2）解得： h mol D k 5.419= h mol W k 34.81=，可验算：
②馏出液的采出率 193.00056.0982.00056
.0194.0/=--=
--=
x
x x x W
D
W F F D
③釜残液的采出率 W/F=
359.00235
.0983.0639
.0983.0=--=
-
-x
x x x w
D
F D
④进料的q 线方程 1
1---=
q x q q
y x F 饱和液体进料（q=1），q →1时，得进料的q 线方程为 194.0==x F x 3. 塔理论板数的确定 3.1求最小回流比min R （1）相对挥发度α的计算
①根据全塔的物料衡算计算结果
x D
=0.982、x F
=0.194、
x W
=0.0056和常压下甲醇和水的气液平衡数据（表2），用内插法求塔顶、塔釜及进料版的温度：
C
C C
o o o D D
D
t t x t t x t t
x 992.98100
-96.41000-0.020024.8284.4
-81.74.840.15-0.2015.0 64.68 0
.655.640
.6595.0195
.0W W W
F F
F =⇒-=-=⇒-=-=⇒--=
--，塔釜：，进料：，塔顶：
②查《化工原理》教材P366页液体饱和蒸汽
P 0
压安托因常数可知，在
泡点进料温度下，即t=C o 024.82时，其安托因常数为：
甲醇 A=7.19736,B=1574.99,C=238.86 水 A=7.07406,B=1657.46,C=227.02
则由安托因方程有
23.286
.382024.8299
.157419736.7C t lg
=+-=+-
=B A p o
甲醇
，即82.169=p o 甲醇
kpa 71.1227.02
024.8246
.165707406.7C t lg =+-=+-=B A p o 水，即29.51=p o 水kpa 故 31.329
.5182
.169p
==
=
o o
p
a 水
甲醇 （2）求最小回流比min R
根据常压下甲醇-水的气液平衡数据作x-y 图；在x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出D 点（w x 、w x ）、F 点（F x 、F x ）、W 点（D x 、D x ）；根据其q 线方程为：194.0==x F x ，在x-y 图中对角线上自点F 作出q 线，该线与相
平衡线x
x
x a ax y 31.2131.3)1(1+=-+=
（a ） 的交点坐标为P （0.194,0.443），此即最
小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。

依最小回流比计算式：
=--=
--=
194
.0443.0443
.0982.0min q
q q D x y y x R 2.16
3.2求最小理论板数Nmin （1）a 全塔的计算
由3.1-（1）-①计算已知塔顶塔釜温度，查得安托因常数 甲
醇
A=7.19736,B=1574.99,C=238.86
水
A=7.07406,B=1657.46,C=227.02
并计算此条件下甲醇的相应挥发度有： ①T 塔顶=64.68℃ 01.286
.3828.66499
.157419736.7C t lg
=+-=+-
=B A p
o
甲醇
即 33.102=p o
甲醇kpa
39.1227.02
8.66446
.165707406.7C t lg
=+-=+-
=B A p
o
水
55.24=p
o 水
kpa
塔顶的挥发度：7.14D ==
p
p
a o o
水
甲醇
②T 塔釜=98.992℃
54.286
.38292.99899
.157419736.7C t lg =+-=+-=B A p o
甲醇 即 74.346=p o 甲醇kpa 99.1227.02
92.99846
.165707406.7C t lg =+-=+-=B A p o 水 72.97=p o 水kpa 塔顶的挥发度：5.53w ==p
p
a o o
水
甲醇
故
5.537.14w D
⨯==
α
αα
全塔
=3.85
（2）求最小理论板数Nmin
在全回流下求出所需理论板数Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算：
[][]1.8515
.83log )0056.00056.01)(982.01982.0(log 1log )1)(1(log min =---=---=N α全塔W W D D x x x x 3.3理论板数的确定——简捷法求理论板数
根据操作回流比R =1.1～2Rmin ，分别取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板计算法计算出相应的理论塔板数。

下面以R=1.1Rmin 进行计算为例：
已知 min N =5.81 R=1.1Rmin=1.1×2.16=2.376
则
0640.01375.2 2.16
375.21Rmin =+-=+-R R
592
.0)1Rmin (75.075.02Nmin 5668
.0=+--=+-R R N N
解得 N =13.3137……≈ 14
由图可得，取R=3.89比较合适，此时对应的理论塔板数N=9.727≈10 3.4进料板的确定
由上求得 R=3.89 a =3.31
则q 线方程为 x
x
x a ax y 31.2131.3)1(1+=-+=
① 精馏段的操作线方程
228.0796.01
31.3982
.0189.389.3111
+=+++=+++=
+x x R x R R x y
D n
（b ）
②R ＇=（R +1）（x F -x W )/(x D -x F )+( q -1)（x D -x W )/(x D -x F )
=
17.1194
..0982.00056
.0982.0)11()194.0982.0()0056.0194.0)(189.3(=---+--+
提馏段的操作线方程
0047.0855.117
.10056
.017.1117.1''1'-=-+=-+=
x x R x R R x y
W n
（c ） ③ 理论板数计算：
已知：相平衡线x
x
x a ax y 31.2131.3)1(1+=-+=
（a ）
先交替使用相平衡方程(a )与精馏段操作线方程（b ）计算如下：
y 1=x D =0.982 相平衡 x 1=0.943 y 2=0.979 x 2=0.934
y 3=0.971 x 3=0.910 y 4=0.952 x 4=0.857 y 5=0.910 x 5=0.753 y 6=0.827 x 6=0.591 y 7=0.698 x 7=0.411
y 8=0.555 x 8=0.274 y 9=0.446 x 9=0.196
y 10=0.384 x 10=0.158 < x F =0.194 进料板为第十块板
再交替使用相平衡方程(a )与提馏段操作线方程（c ）计算如下：
提留段 x 10=0.158 Y 11=0.288 x 11=0.109 Y 12=0.197 x 12=0.069 y 13=0.123 x 13=0.041 y 14=0.071 x 14=0.023 y 15=0.038 x 15=0.012
y 16=0.018 x 16=0.0055 < x W =0.0056
总理论塔板数为15（不包括再沸器），精馏段理论板数为9，第10板为进料板。

3.5全塔效率T E
根据三3.1（1）的结果C
o D t 64.68=、C o
t
992.98W
=，求得塔平均温度为：836.812
992
.9868.64=+℃，该温度下进料液相平均粘度为：
()s mPa x x F F .783.0793.0149.01555.0194.0)1(L
⋅=⨯-+⨯=-+⨯=水甲醇μμμ
则 ()
()
%39783.031.349.049.0245
.0245
.0L
≈⨯⨯==--μαT E
3.6实际塔板数N
精馏段：2439
.09≈=
精N （层） 提馏段：1639.06≈=提N （层）
故实际塔板数：401624=+=N （层）
四、塔的工艺条件及有关物性数据计算
1. 操作压强
m
P
塔顶操作压力kPa P D 3.1053.1014=+=，取每层板的压降为0.7kPa ，则进料板的压力为：
kPa P F 1.1223.1057.024=+⨯=，塔底压力为：kPa P P F W 2.1317.013=⨯+=，故精馏段平均
操作压力为：kPa P m 7.1132
1
.1223.105=+=
（精），提馏段平均操作压力为： kPa P m 65.1262
2
.1311.122=+=
（提）
2. 操作温度m t
之前已经求得，得到塔顶：C t D 068.64=，进料板温度C t F 0024.82=，塔底：
992.98=W t C 0，则精馏段的平均温度：C t m 0352.732
024
.8268.64=+=
，精，提馏段
的平均温度：508.902
992
.98024.82,=+=
提m t C 0。

3. 平均分子量m M
①塔顶：982.01==y x D ，由相平衡方程x
a ax y )1(1-+=
，可得出943.01
=x
Kmol Kg M VDm /79.3102.18)982.01(04.32982.0=⨯-+⨯=
Kmol Kg M LDm /24.3102.18)943.01(04.32943.0=⨯-+⨯=
②进料板：194.0=x F ，由相平衡方程x
a ax y )1(1-+=
，可得出,443.0=y
F
()Kmol Kg M Fm /23.2402.18443.0104.32443.0V =⨯-+⨯= ()Kmol Kg M Fm /74.2002.18194.0104.32194.0L =⨯-+⨯=
③塔底：,0056.0=x W 由相平衡方程x
a ax y )1(1-+=
，可得出0183.0=y
W
()Kmol Kg M VWm /28.1802.180183.0104.320183.0=⨯-+⨯= ()Kmol Kg M LWm /10.1802.180056.0104.320056.0=⨯-+⨯=
则精馏段平均分子量：
kmol kg M Vm /01.28223.2479.31=+=（精），kmol kg M Lm /99.252
74
.2024.31(=+=精）
提馏段平均分子量：
kmol kg M Vm /255.21228.1823.24=+=（提），kmol kg M Lm /42.192
10
.1874.20(=+=提）
4. 平均密度m ρ
4.1 气相密度mV ρ
()
3/11.115.273352.73314.801
.287.113m Kg RT
M P m V M mv =+⨯⨯=
=
（精）
（精）ρ
()
3
/89.015.273508.90314.8255
.2165.126m Kg RT
M P m V M mv =+⨯⨯=
=
（提）
（提）ρ
4.2液相密度Lm ρ
已知由三—3—3.1—①计算得：
t D =64.68℃ t F =82.024℃ t W =98.992℃
（1）塔顶平均密度的计算
根据三—1—1.3表1甲醇和水的液相密度性质，由内插法得：
3/55.755m Kg LA =ρ 3/61.980m Kg LB =ρ
已知塔顶：
01
.099.0==B
A a a （a 为质量分率） 由
LB
B
LA
A
Lm a a ρρρ+
=
D
1
61
.98001
.055.75599.0+
=
得3/29.757m Kg LmD =ρ； （2）进料板平均密度的计算
同上，由内插法可得进料板温度下对应的甲醇和水的液相密度：
3/83.734m Kg LA =ρ 3/44.970m Kg LB =ρ
已知加料板液相组成：
7
.03.0==B
A a a 由LB
B
LA
A
Lm a a ρρρ+
=
F
1
44
.9707
.083.7343.0+
=
得3F /28.885m Kg Lm =ρ；
（3）塔釜平均密度的计算
同上，由内插法可得塔釜温度下对应的甲醇和水的液相密度：
3/28.713m Kg LA =ρ 3/08.959m Kg LB =ρ
已知塔釜液相组成
99
.001.0==B
A a a 由
LB
B
LA
A
Lm a a ρρρ+
=
W
1
08
.95999
.028.71301.0+
=
得3W /79.955m Kg Lm =ρ； （4）故精馏段平均液相密度：285.8212
28
.88529.757=+=
（精）Lm ρ3/m Kg
提馏段平均液相密度：3(Kg/m 535.9202
79
.95528.885=+=
提）Lm ρ
5. 液体表面张力m σ
∑==n
i m i xi 1σσ
根据三—1—1.3表2甲醇和水的液体表面张力，由内插法得：
79.16=-顶A σ,37.65=-顶B σ，81.14=-进A σ,21.62=-进B σ，91.12=-底A σ，05.59=-底B σ
m mN m /66.1737.65018.097.16982.0,=⨯+⨯=-顶σ
m mN m /01.5321.62806.081.14194.0,=⨯+⨯=-进σ
m mN m /79.5805.599944.012.910056.0,=⨯+⨯=-底σ
则精馏段平均表面张力：m mN m /335.352
01
.5366.17(=+=
精）σ
提馏段平均表面张力：m mN m /9.552
58.79
53.01=+=（提）σ
6. 液体粘度Lm μ
∑==n
i lm i xi 1μμ
根据三—1—1.3表3甲醇和水的粘度性质，由内插法得：
328
.0=-顶A μ,
443
.0=-顶B μ，
272
.0=-进A μ,
348
.0=-进B μ，
230.0=-底A μ,286.0=-底B μ
s mPa L ⋅=⨯-+⨯=330.0443.0)982.01(328.0982.0顶μ
s mPa L ⋅=⨯-+⨯=333.0348.0)194.01(272.0194..0进μ
s mPa L ⋅=⨯-+⨯=286.0286.0)0056.01(230.00056.0底μ 故精馏段平均液相粘度s mPa Lm ⋅=+=
332.02
333
.0330.0(精）μ
提馏段平均液相粘度s mPa Lm ⋅=+=
310.02
286
.0333.0（提）μ
五、精馏塔的气液相负荷
1.精馏段：
()h Kmol D R V /111.9545.19)189.3(1=⨯+=+=
s m M V V vm Vm S /667.011
.1360001
.28111.9536003(=⨯⨯=
⨯=
（精）
精）ρ
h Kmol RD L /661.7545.1989.3=⨯== s m LM Ls Lm Lm /00067.0285
.821360099
.25661.7536003=⨯⨯=
=
（精）
（精）ρ
h m L h /412.2360000067.03=⨯=
2.提馏段：
h Kmol F q V V /111.95)1(=-+='
s m M V V vm Vm S /631.089
.03600255
.21111.9536003(=⨯⨯=
⨯'=
'（提）
提）ρ
h Kmol qF L L /451.17679.100661.75=+=+='
s m M L L Lm Lm S
/00103.0535
.920360042
.19451.17636003=⨯⨯=
'='（提）
（提）ρ
h
m L h /708.3360000103.0'3=⨯=
六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1. 塔径D 的计算
1.1精馏段:
（1）已计算得精馏段的气液相体积率为
s
m M V V vm Vm S /667.011
.1360001
.28111.9536003(=⨯⨯=
⨯=
（精）精）ρ s
m LM Ls Lm Lm /00067.0285
.821360099
.25661.7536003=⨯⨯=
=（精）
（精）ρ
（2）塔板间距H T 的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。

表 板间距与塔径关系
根据上表，初选板间距m H T 40.0=，取板上液层高度m h L 06.0=，故
m h H L T 34.006.040.0=-=-；
精馏段：027.011.1285.821667.000067.02
12
1=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛（精）（精）vm Lm S
S
V
L ρρ （3）查《化工原理》---化学工业出版社313P 图6—58史密斯关联图，可得
067.020=C
又由计算得精馏段液相平均表面张力精）(m σ=
m mN /335.35
0751.002.010335.35067.002.02
.032
.020=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=-σC C
（4）s m C
V V L /041.211
.111
.1285.8210751.0max =-⨯=-=ρρρμ 取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则空塔气速：
s m /4287.1041.27.07.0max =⨯==μμ 故m V D S
77.04287
.1667
.044=⨯⨯=
=
ππμ。

按标准,塔径圆整为0.8m,
塔截面积为222503.08.04
D 4
Ar m =⨯=
=
π
π
所以实际空塔气速为 s m Ar Vs u /326.1503
.0667.0=== 1.2提馏段：
（1）之前已求得 s m M V V vm Vm S /631.036003(=⨯'=
'（提）
提）ρ
s m M L L Lm Lm S
/00103.036003='='（提）
（提）ρ
052.089.0535.920631.000103.0''2
1
2
1
(=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛（提）提）vm Lm S S V L ρρ （2）查《化工原理》---化学工业出版社313P 图6—58史密斯关联图，得036.020=C ； 提馏段液面平均表面张力提）(m σ=
m mN /9.55
044.002.0109.55036.002.02
.032
.020=⎪
⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=-σC C 2
（3） s m C
V V L /421.189
.089
.0535.9200442.0max =-⨯=-=ρρρμ 可取安全系数为
0.7（安全系数
0.6—0.8），则
s m /9947.0421.17.07.0max =⨯==μμ
故m V D S 958.09947
.0631
.04'
4=⨯⨯=
=
ππμ。

按标准,塔径圆整为1.0m,
塔截面积为222785.00.14
D 4
Ar m =⨯=
=
π
π
所以实际空塔气速为s m Ar Vs u /781.0785
.0613
.0'===
2. 溢流装置
选用单溢流、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
w
l 因单溢流取=W l （0.6-0.8）D ，故取堰长w l 为0.66D ，即
m l W 66.00.166.0=⨯=
（2）出口堰高W h ：OW L W h h h -=
由66.00.1/66.0/==D l W ；查《化工原理物性手册》图计算可知：Ｅ取1
因W
s l L =66
.000067.03600⨯=3.65 m 3
/（m h ）＜3 m 3/（m h ）
精馏段：m l L E h W s
OW 0067.066.000067.036001100084.2100084.23
23
2
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=
因溢流堰高hw 一般取0.05-
OW
h ≦hw ≦0.10-OW
h ，
故m h w 0533.00067.006.0=-=；
提馏段：m l L E h W s OW .0090.066.000103.036001100084.2100084.23
23
2
'=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=
同理取m h w 0510.00090.006.0=-=；
（3）降液管的宽度d W 与降液管的面积f A
由66.0/=D l w 查《化工原理》图“弓形降液管的宽度与面积”，得：
124.0/=D W d 0722.0/=T f A A
m D W d 124.00.1124.0124.0=⨯==，
液体在降液管中停留时间以降液管面积的检验 精馏段：
2
0363.0503.00722.00722.0m A A T f =⨯=⨯=
67.2100067
.040
.00363.0=⨯=
=
s
T f L H A τs （＞5s ，符合要求）
提馏段：
20567.0785.00722.00722.0m A A T f =⨯=⨯=
s L H A s T f 2200103.040
.00567.0'
=⨯=
=
τ
（＞5s ，符合要求）
（4）降液管底隙高度o h
因o h =w
h －（0.006～0.012），不宜小于
0.02～0.025，故取液体
通过降液管底隙
则取w
h =0.012降液管底隙高度为：
精馏段：o h =w
h －0.012=0.0533－0.012=0.0413
根据要求o
h 应为0.05m
提馏段：o h '=w
h －0.012=0.0510－0.012= 0.0390
根据要求o
h 应为0.04m
3. 塔板布置
（1）取边缘区宽度m W C 035.0=,安定区宽度m W s 065.0=
（2）由式：⎥⎦
⎤⎢⎣⎡+-=-R x R x R x A a 1222sin 1802π计算开孔区面积，其中：
m W D R C 465.0035.02
0.12=-=-=
，
()()m W W D x s d 311.0065.0124.02
0.12=+-=+-=
； 所以 2
1222520.0465.0311.0sin 465.0180311.0465.0311.02m
A a =⎥⎦
⎤⎢⎣⎡⨯⨯+-⨯⨯=-π
4. 筛孔数n 与开孔率ϕ
（1）精馏段：取筛孔的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为mm 5.3,
取5.3/0=d t ，故孔中心距mm t 5.1755.3=⨯=。

①筛孔数1967520.05
.171011581011582
3
23=⨯⨯=⨯⨯=a A t n 孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。

②开孔率 %4.7%1005
.3907.0%10020=⨯=⨯=
a A A ϕ（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积0A 为200385.0520.0074.0m A =⨯=，气体通过筛孔的气速为：s m A V S o /325.170385
.0667.00===
μ （2）提馏段：取筛孔的孔径0d 为mm 5，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为mm 5.3,
取5.3/0=d t ，故孔中心距mm t 5.1755.3=⨯=。

①筛孔数1967520.05
.171011581011582
3
23=⨯⨯=⨯⨯=a A t n 孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求。

②开孔率 %4.7%1005
.3907.0%10020=⨯=⨯=
a A A ϕ（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积0A 为200385.0520.0*074.0m A ==， 气体通过筛孔的气速为：s m A V S o /390.160385
.0631
.00=='=
μ 5.塔的精馏段有效高度Z
1）塔顶空间高度H D
塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。

塔顶空间高度H D 一般取1.0～1.5m,塔径大时可适当增大。

本设计取1.0m 。

2）塔板间距H T
其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。

板间距越大，可允许气液速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。

一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。

板间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。

根据《化工原理设计》表4-1 板间距与塔径的关系，塔径为800～1600mm 时，板间距为300～450mm ，此设计选用板间距为400mm 。

3）开有人孔的板间距H T ˊ
人孔直径一般为450～500mm 。

凡有人孔的上下两塔板间距H ˊT 应等于或大于600mm ，取600mm 。

人孔数目S 是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。

对于无须经常清洗的清洁物料，可每隔8～10块板设置一个人孔。

由前面计算得到，实际塔板数为40，中间共设4个人孔。

4）进料板空间高度H F
进料段空间高度H F 取决于进料口的结构形式和物料状态，一般H F 要比H T
大一些。

为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管，应保证这些设施的安装。

取1.2m 。

5）塔底空间高度H B
塔底空间高度H B 具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min 的储量，以保证塔底料液不致排完。

此处取1.5m 左右。

6）塔体总高度H
塔体总有效高度：
H=H D +（N-2-S ）H T +SH T ˊ+H F +H B =1.0+（40-2-3）×0.4+3×0.6+1.0+1.5=19.3m
七、筛板流体力学验算
1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度P h
（1）干板压降相当的液柱高度c h ：
已知取筛板厚δ=mm 5.3，依42.15.3/5/0==δd ，查《干筛孔的流量系数》图
805.00=C ，则干板压降相当的液柱高度
m C
h L
V c 032.0285.82111.1805.0325.17051.0051.02
2
00
(=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=ρρμ精） m C
h L
V c 020.0535.92089.0805.0390.16051.0051.02
2
00
=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=ρρμ（提） (2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h ：
①精馏段：
s
m A A V f T S a /429.10363
.0503.0667
.0=-=-=
μ，506.111.1429.1=⨯==V a a u F ρ
由o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε＝0.575，所以
m h h L o l 0345.006.0575.0=⨯==ε
②提馏段：
s
m A A V f
T S a /414.10567
.0785.0631
.0=-=
-'=
μ，334.189.0414.1=⨯==V a a u F ρ
由o ε与a F 关联图查得板上液层充气系数o ε＝0.620，所以
m h h L o l 0372.006.0620.0=⨯==ε
（3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh ：
①精馏段 m gd h L 00351.0005
.081.9285.82110335.35443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ，
故 m h h h h l c p 07001.000351.00345.0032.0=++=++=σ
则单板压强：kPa
Pa g h P L p P 7.01.56481.9285.82107001.0<=⨯⨯==∆ρ
②提馏段 m gd h L 00495.0005
.081.9535.920109.55443
0=⨯⨯⨯⨯==-ρσσ
故 m h h h h l c p 06215.000495.00372.0020.0=++=++=σ
则单板压强 ：kPa
Pa g h P L P P 7.02.56181.9535.92006215.0<=⨯⨯==∆ρ
2. 雾沫夹带量v e 的验算
塔板上鼓泡层高度：f h =2.5m h L 15.006.05.2=⨯=
（1）精馏段：
液气液kg kg kg h H e f T
a V /
1.0/04933.015.040.0495.110335.35107.5107.52
.3362
.36<=⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
---μσ （2） 提馏段：
液气液k
kg kg kg h H e f T
a v /1.0/02609.015.040.0414.1109.55107.5107.52
.3362
.36<=⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
---μσ故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

3. 漏液的验算
（1）精馏段：
()V
L L ow h h C ρρμσ/13.00056.04.40
-+=
()11
.1285
.82100351.006.013.00056.0805.04.4⨯-⨯+⨯
⨯=s m /58.9=
筛板的稳定性系数)5.1(808.158.9325
.170>===
OW
K μμ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。

（2）提馏段：
()V
L L ow h h C ρρμσ/13.00056.04.40
-+=
()89
.0535
.92000495.006.013.00056.0805.04.4⨯-⨯+⨯
⨯=s m /47.10=
筛板的稳定性系数)5.1(565.147
.10390.160>===
OW K μμ，故在设计负荷下不会产生过量漏液。

4. 液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度()w T d h H H +≤φ 。

一般液体通过降液管底隙o h 的流速‘o u =0.07～0.25m/s 在此取‘o u =0.08m/s 。

塔板上不设进口堰时：
（1） 精馏段：
m h l l h o o w s d 001.008.0153.0u 153.0u 153.0153.02
2220
=⨯===⋅=）（）（）（
‘‘ d l p d h h h H ++==m 10671.0001.00351.007061.0=++ 取5.0=φ ()()m h H w T 2267.00533.040.05.0=+⨯=+φ 故()w T d h H H +<φ在设计负荷下不会发生液泛。

（2） 提馏段：
m h l l h o o w s d 001.008.0153.0u 153.0u 153.0153.02
2220
=⨯===⋅=）（）（）（
‘‘ d l p d h h h H ++==m 10035.0001.00372.006215.0=++ 取5.0=φ ()()m h H w T 2255.00510.040.05.0=+⨯=+φ 故()w T d h H H +<φ在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认
为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

八、塔板负荷性能图
(一)精馏段
1. 雾沫夹带线（1）
2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f T
a v h H e μσ 式中 S S
f T S a V V A A V 14.20363
.0503.0=-=-=
μ （a ）
()
⎪⎪⎪⎭
⎫
⎝
⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+=+=-3
2336001084.25.25.2W
S w ow
w f l L E
h h h h ， 近似取 0.1≈E , m l m h W w 66.0,0533.0==
故3/232
320.2133.066.036001084.20533.05.2S S
f L L h +=⎪⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯+⨯=- （b ）
取雾沫夹带极限值v e 为气液Kg Kg /1.0。

已知m N /10335.353-⨯=σ，
m H T 40.0=，并将()()b a ,代入2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f T
a v h H e μσ得下式： 2
.33/23
6
20.2133.040.014.210335.35107.51.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛--⨯⨯⨯=
--S S L V
整理得 3
/2667.786.1S
S L V -=
在操作范围内任取4个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于附表中：
附表（1）
依表中数据在V S —L S 图中作出雾沫夹带线，如图a 中线（1）所示。

2. 液泛线（2）
由
式
()d ow w p w T h h h h h H +++=+φ
（a ）
近似取1=E .0，m l w 66.0=
由式：3
233
2366.036000.11084.236001084.2⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝
⎛⨯=--S w S
ow
L l
L E h 故 3
/2880.0S
ow L h = （ｂ）
由式σh h h h l C p ++=
L v
S L v c A C V C
h ρ
ρρρμ⨯⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=2
0'2
00
051.0051.0
22
0718.0285.82111.10385
.0805.0051.0S S
V V =⨯⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯= ()()3
/23
/220506.00306.0880.00533.0575.0S
ow w l L L h h h +=+⨯=+=ε
m h 00351.0=σ前已算出）
03411.0506.000013.000351.0L 506.00306.007183.03
/223
2
2
++=+++=S
S S
S p L V V h （ｃ）
22
205.14005.066.0153.0153.0S S w S
d L L h
l L h =⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛= （ｄ） 将T H ＝m 40.0，5.0,0533.0==φm h W 及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）
整理得下式：23
/22825.1956304.19939.1S S S L L V --=
在操作范围内取4个S L 值，依上式计算值列于附表中：
附表（2）
依表中数据作出液泛线，如图a 中线（2）所示。

3. 液相负荷上限线（3）
取液体在降液管中停留时间为4秒， 由下式s m A H L f
T S /0036.04
0363
.040.03max ,=⨯=
⋅=
τ
液相负荷上限线为V S —L S 图中与气相流量s V 无关的垂线，如图a 中线（3）所示。

4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）
由3/2880.00533.0S ow w L L h h h +=+=、0
min A V S OW =
μ 代入漏液点气速式：
v L ow h h C ρρμσ/)13.00056.043.4L 0-+=（
()
11
.1285
.82100351.0880.00533.013.00056.0805.043.43
/20
min ,⨯
-+⨯+⨯
⨯=）（S
S L
A V 200385.0520.0074.0m A =⨯=（前已算出），代入上式并整理得：
3
/2min ,644.84674.6137.0S
S L V +=
此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n 个s L 值，依上式计算相应的S V 值，列于附表中：
附表（3）
依表中数据作气相负荷下限线，如图a 中线（4）所示。

5. 液相负荷下限线（5）：
取平堰、堰上液层高度m h ow 006.0=为液相负荷下限条件，取0.1≈E 则
3
/2min ,)3600(100084.2w S ow
l L E h =； 即3
2
min ,66.036001100084.2006.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=S L 整理上式得s m L s /1063.534min ,-⨯=
在V S —L S 图a 中作线（5），即为液相负荷下限线，如图a 所示。

将以上5条线标绘于图（S S L V -图）中，即为精馏段负荷性能图。

5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P （0.00067，0.667）为操作点，OP 为操作线。

OP 线与（1）线的交点相应气相负荷为m ax ,S V ，OP 线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为m in ,s V 。

精馏段的操作弹性90.4369
.0807
.1min
,max ,==
=
S S V V
（二）提馏段
1. 雾沫夹带线（1）
2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f T
a v h H e μσ 式中 S S
f T S a V V A A V 373.10567
.0785.0=-=-=
μ （a ）
()
⎪⎪⎪⎭
⎫
⎝
⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+=+=-3
2336001084.25.25.2W
S w ow
w f l L E
h h h h ， 近似取 0.1≈E , m l m h W w 66.0,0510.0==
故3/232
3200.21275.066.036001084.20510.05.2S S
f L L h +=⎪⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯+⨯=- （b ）
取雾沫夹带极限值v e 为气液Kg Kg /1.0。

已知m N /109.553-⨯=σ，
m H T 40.0=，并将()()b a ,代入2
.36107.5⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=
-f T
a v h H e μσ得下式：
2
.33/23
6
200.21275.040.0373.1109.55107.51.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛--⨯⨯⨯=
--S S
L V
整理得：3
/2422.14786.1S
S L V -=
在操作范围内任取4个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于附表中：
附表（4）
依表中数据在V S —L S 图中作出雾沫夹带线，如图b 中线（1）所示。

2. 液泛线（2）
由式()
d ow w p w T h h h h h H +++=+φ （a ） 近似取1=E .0，m l w 66.0=
由式：3
233
2
366.036000.11084.236001084.2⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⨯⨯=⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=--S w S
ow L l
L E h 故 3/2880.0S ow L h = （ｂ）
由式σh h h h l C p ++=
2
2
2
00'2
00
051.0535
.92089.00385.0805.0051.0051.0051.0S S L v S L v c V V A C V C
h =⨯⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=⨯⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=ρ
ρρρμ
()()3
/23
/22044.00255.0880.00510.05.0S
ow w l L L h h h +=+⨯=+=ε
m h 00495.0=σ前已算出）
0305.044.0051.000495.044.00255.0051.03
/223
2
2
++=+++=S
S S S p L V l V h （ｃ）
2
2
2
52.21904.066.0153.0153.0S S w S d L L h
l L h =⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=
（ｄ）
将T H ＝m 40.0，5.0,0510.0==φm h W 及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）。