甲醇水分离过程板式精馏塔的设计Word格式.docx
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降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。
而且，应结合具体条件，选择最佳方案。
2.1.3满足安全生产的要求
例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。
又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。
以上三项原则在生产中都是同样重要的。
但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。
2.2精馏操作对塔设备的要求和类型
2.2.1 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有的可靠性。
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。
2.2.2 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。
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。
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
⑴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。
⑵处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
⑶塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
⑷压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是：
⑴塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
⑵操作弹性较小（约2～3）。
⑶小孔筛板容易堵塞。
第三章设计步骤
3.1精馏塔的设计步骤
本设计按以下几个阶段进行：
⑴设计方案确定和说明。
根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。
⑵蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。
⑶塔板设计：
计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。
接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
⑷管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。
⑸抄写说明书。
⑹绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
3.2确定设计方案
本设计任务为分离甲醇——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。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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。
第四章精馏塔的工艺计算
4.1物料衡算
4.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量为：
水的摩尔质量为：
原料液摩尔分率：
塔顶摩尔分率：
塔底摩尔分率：
4.1.2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：
塔顶产品平均摩尔质量
塔底产品平均摩尔质量
4.1.3全塔物料衡算
4.2精馏段操作线方程
甲醇—水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
1由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y图，见图4.1。
表1
温度/℃
x
y
100
0.00
75.3
0.40
0.729
96.4
0.02
0.134
73.1
0.50
0.779
93.5
0.04
0.234
71.2
0.60
0.825
91.2
0.06
0.304
69.3
0.70
0.870
89.3
0.08
0.365
67.6
0.80
0.915
87.7
0.10
0.418
66.0
0.90
0.958
84.4
0.15
0.517
65.0
0.95
0.979
81.7
0.20
0.579
64.5
1.00
78.0
0.30
0.665
查得:
yδ=0.647，xδ=0.273
Rmin=（xD-yδ）/（yδ-xδ）
=（0.99-0.647）/（0.647-0.273）
=0.917
R=1.8Rmin=1.8*0.917=1.651
4.3精馏段操作线方程
4.3提馏段操作线方程
4.4进料方程
由于为泡点进料，则q=1
4.5图解法确定塔板数
Y
X
图4.1
可知，总理论塔板数NT为12块（包括再沸器）
进料板位置NF为自塔顶数起第9块。
4.6理论板层数NT的求取
精馏段理论塔板数NT=8块
提馏段理论塔板数NT=3块
精馏段实际塔板数N精=8.8/60%=15块
提馏段实际塔板数N提=3.2/60%=6块
4.7塔效率
η=xD×
D/（xF×
F）=99.83%
第五章精馏塔结构设计
5.1塔径与板间距
5.1.1精馏段
L=78.63kmol/hV=126.11kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为
VS=VMVm/3600ρVm=（126.11×
29.46）/（3600×
1.049）=0.9838m3/s
LS=LMLm/3600ρLm=（78.63×
19.99）/（3600×
787.33）=0.000554m3/s
式子中，负荷因子
由史密斯关联图（如图5.1）查得C20再求图的横坐标为
Flv=L/V×
（ρl/ρv）0.5=（0.000554/0.9838）×
（716.91×
1.049）0.5=0.0176
取板间距，HT=0.40m,
板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35m
由史密斯关联图得C20=0.065
气体负荷因子 C=C20×
（σ/20）0.2=0.065×
（62.6/20）0.2=0.0817Umax=2.06
取安全系数为0.8，则空塔气速为
U=0.8Umax=0.8×
2.06=1.648m/s
D=（4Vs/（πμ））1/2=[（4×
0.8671）/（3.14×
1.648）]0.5=0.819
按标准塔径圆整后为D=1.2m
塔截面积为At=3.14×
0.6×
0.6=1.1304m2
实际空塔气速为U实际=1.648/1.1304=1.458m/s
U实际/Umax=1.458/2.06=0.71（安全系数在允许的范围内，符全设计要求）
史密斯关联图（图5.1）
5.1.2提馏段塔径的计算与板间距的确定
L’=251.28kmol/h
V’=126.11kmol/h
提馏段的气、液相体积流率为
V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=（126.11×
22.66）/（3600×
0.8846）=0.8973m3/s
L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=（251.28×
19.96）/（3600×
907.51）=3.85×
10-6m3/s
式中，负荷因子
由史密斯关联图（如图3）查得C20再求图的横坐标
Flv=L’/V’×
（ρl/ρv）0.5=（3.85×
10-6/0.8973）×
（907.51/0.8846）0.5=1.3×
10-4
取板间距，HT=0.40m，
板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=0.34m
由史密斯关联图，得知C20=0.07
气体负荷因子C=C20×
（σ/20）0.2=0.07×
（54.271/20）0.2=0.0855
Umax=0.0855×
[（907.51/0.8846）-1]0.5=2.73m/s
取安全系数为0.8，则空塔气速为U=0.8Umax=0.8×
2.73=2.184m/s
0.8973）/（3.14/2.184）]0.5=1.580m
0.6=1.13m2
实际空塔气速为U实际=2.184/1.13=1.93m/s
U实际/Umax=1.93/2.73=0.707（安全系数在允许的范围内，符全设计要求）
5.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT=（15-1）×
0.40=5.6m
提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=（6-1）×
0.40=2m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=5.6+2+0.8=8.4m
5.3塔板结构参数的确定
5.3.1精馏段
1.溢流装置计算
因塔径 D=1.2m，
所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
（此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。
）各项计算如下：
1）堰长lw
可取lw=0.60D=0.72m
2）溢流堰高度hw
由hw=hL－how
选用平直堰，（溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。
）堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有
how=2.84/1000×
E×
（Lh/lw）（2/3）
并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E=1.0，则
how=0.0083m
取板上清液层高度hL=0.05m
故hw=0.0417m
3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.6m查⑷可求得
Af/AT=0.057Wd/D=0.15
Af=0.057×
0.785=0.0448m2
Wd=0.125×
1.2=0.15m
并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600Af×
HT/Lh=3600×
0.0448×
0.40/（3600×
0.0084）=21.31s＞5s
其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量
验证结果为降液管设计符合要求。
4）降液管底隙高度ho
ho=Lh/（3600×
lw×
uo'
）
取uo'
=0.07m/s
则ho=0.0084×
3600/（3600×
0.72×
0.07）
=0.020024m＞0.02m
Hw-ho=0.0417-0.020024=0.02167191＞0.006m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h’w=55mm。
2.塔板布置
1）塔板的分块
因为D≥800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。
2）边缘区宽度确定
取Ws=W’s=65mm,Wc=35mm
3.开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下面式子计算，则有
Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏r2/180×
sin-1（x/r）]
其中x=D/2－（Wd＋Ws）
r=D/2－Wc
并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125
由上面推出Aa=0.530m2
4.筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm⑷
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3do=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Ao/t2=2721个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
uo=Vs/Ao=1.481/（Aa×
φ）=27.67m/s
5.3.2 提馏段（计算公式和原理同精馏段）
因塔径D=1.0m，
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：
可取lw=0.60D=0.60m
由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有
how=0.0159m
取板上清液层高度hL=0.06m
故hw=0.06-0.0159=0.0441m
由Wd/D=0.6m查图⑷可求得
Af/AT=0.057Wd/D=0.125
0.785=0.044745m
1.0=0.125m
0.044745×
0.0022）=8.14s＞5s
取uo'
=0.17m
则ho=0.0022×
0.17）
=0.022m＞0.02m
Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197m＞0.006m
2.塔板布置
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。
3.开孔区面积计算
开孔区面积Aa按式子5-12计算，则有
并由Wd/D=0.125，推出Wd=0.125
由上面推出Aa=0.530m2
4.筛孔计算与排列
本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
uo=V’s/Ao=1.466/（0.101×
0.530）=27.38m/s
第六章筛板的流体力学验算
6.1精馏段
6.1.1塔板的压降
1.干板的阻力hc计算
干板的阻力hc计算由公式：
hc=0.051（uo/co）2×
（ρv/ρl）
并取do/δ=5/3=1.67,可查史密斯关联图得，co=0.772
所以hc=0.051（27.67/0.772）2×
（1.01/819.1）=0.0786m液柱
2.气体通过液层的阻力hl的计算
气体通过液层的阻力hl由公式：
hl=βhL
ua=Vs/（AT－Af）=1.481/（0.785-0.0047）=1.897m/s
Fo=1.897（1.01）1/2=1.90kg1/2/（sm1/2）查得β=0.54
所以hl=βhL=0.54×
（0.0417+0.0083）=0.027m液柱
3.液体表面张力的阻力hσ计算
液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×
g×
do）计算,则有
hσ=（4×
37.97×
10-3）/（819.1×
9.81×
0.005）=0.0038m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算
hP=hc+hl+hσ=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hP×
ρl×
g=0.1094×
819.1×
9.81=879.07Pa＜0.9KPa（设计允许值）
6.1.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。
6.1.3液沫夹带
液沫夹带量，采用公式：
ev=5.7×
106/σL×
[ua/（HT－hf）]3.2
由hf=2.5hL=2.5×
0.05=0.125m所以：
ev=（5.7×
10-6/37.97×
10-3）[1.897/（0.4-0.125）]
=0.068kg液/kg气＜0.1kg液/kg气
可知液沫夹带量在设计范围之内。
6.1.4漏液
对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式
Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2=8.81m/s
实际孔速为Ｕo27.67m/s＞Uo,min
稳定系数为Ｋ=Uo/Uo,min=27.67/8.81=3.14＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
6.1.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子：
Hd≤ψ（HT＋hw）
甲醇与水属于一般物系，取ψ=0.5，则ψ（HT＋hw）=0.5（0.40+0.0417）=0.221m
而Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，则有
hd=0.153（uo’）2=0.153×
（0.07）2=0.0007m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱
则有：
Hd≤ψ（HT＋hw），于是可知本设计不会发生液泛。
6.2提馏段
6.2.1塔板的压降
1.干板的阻力hc计算
并取do/δ=5/3=1.67,可查图得，co=0.772，所以h’c=0.0561m液柱
2.气体通过液层的阻力hl计算
ua=Vs/（AT－Af）=1.879m/s
Fo=1.897×
0.80.5=1.68kg1/2/sm1/2
可查图得β=0.58，所以hl=βhL=0.0344m液柱
3.液体表面张力的阻力hσ计算
液体表面张力的阻力hσ
由公式hσ=σL/（ρl×
do）计算,则有hσ=0.0052m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式：
hP=hc+hl+hσ=0.0947m液柱
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hP×
g=850.59Pa＜0.9kPa计算结果在设计充值内
6.2.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。
6.2.3液沫夹带
10-6/σL×
[ua/（HT－hf）]3.2由hf=2.5hL=0.125m
所以ev=5.7×
10-6/55.13×
10-3[1.879/（0.40-0.125）]3.2
=0.048kg液/kg气＜0.1kg液/kg气
6.2.4漏液
Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2=9.55m/s
Uo=27.38m/s＞Uo,min
稳定系数为K=Uo/Uo,min=27.38/9.55=2.87＞1.5，故在本设计中无明显漏液。
6.2.5液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd≤ψ（HT＋hw）
甲醇与水属于一般物系，取ψ=0.5则
ψ（HT＋hw）=0.5（0.40+0.417）=0.221m
hd=0.153（uo’）2=0.004m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149m液柱
于是可知本设计不会发生液泛。
第七章塔板负荷性能图
7.1精馏段
7.1.1漏液线
Uo,min=4.4Co[（0.0056+0.13hL-hσ）/ρL/ρV]1/2
Uo,min=Vs,min/Ao
hL=hw+hOW
hOW=2.84/1000×
Vs,min=4.4CoAo{[0.0056+0.13（hW+2.84/1000×
（Lh/lw）（2/3））-hσ]ρL/ρV}1/2
=5.178（0.007151+0.1219Ls2/3）1/2
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