甲醇精馏塔设计说明书Word文件下载.docx
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3求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=1.82*51.88=94.42Kmol/hV=（R+1）D=2.82*51.88=146.30Kmol/h
L'
=L+F=94.42+160.21=254.63Kmol/h
V=V=146.30Kmol/h
4精馏段操作线方程为：
y=（L/V）x+（D/V）xd=（99.42/146.30）x+（51.88/146.30）*99.47%=0.6454x+0.3527提馏段操作线方程为：
y'
=（L'
N'
）x'
+（W/V'
）xw=（254.63/146.30）x'
-（108.33/146.30）*0.28%=1.7405x'
-0.0021
5图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数（附图），求解结果为：
总理论板层数：
NT=13（包括再沸器）
进料板位置：
Nf=10
2、实际板层数的求取
y（1x）
x（1y）
温度t（C）
x
y
4.035
75.3
0.4
0.729
3.525
73.1
0.5
0.779
3.143
71.2
0.6
0.825
2.868
69.3
0.7
0.870
2.691
67.6
0.8
0.915
2.534
66.0
0.9
0.958
2.454
65.0
0.95
0.979
3.036
一0.345（见后）
一*一=1.047故E°
=47%
精馏段实际板层数：
N精=9/47%=20N提=4/47%=9
（4）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
以精馏段为例进行计算
1、塔顶操作压力：
Pd=101.3Kpa
每层塔板压降：
△P=0.7Kpa
进料板压力：
Pf=105.3+0.7*20=119.3Kpa
精馏段平均压力：
（105.3+119.3）/2=112.3Kpa
2、操作温度计算
依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气
压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：
塔顶温度：
td=64.6C进料板温度：
tf=76.3C
精馏段平均温度：
tM=70.45C
3、平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算：
由XD=y1=0.9947,查y-x曲线（附表），得
X1=0.986
MVd=0.9947*32+（1-0.9947）*18=31.93
MLDm=0.9860*32+（1-0.9860）*18=31.80
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板（附图），得
yf=0.607xf=0.229
MVFm=0.607*32+（1-0.607）*18=26.50
Mfh=0.229*32+（1-0.229）*18=21.21
所以精馏段平均摩尔质量：
MVn=（31.93+26.50）/2=29.22
MLm=（31.80+21.21）/2=26.51
4、平均密度计算
⑴气相密度计算
PmMVm
RTm
由理想气体状态方程计算，即
112・3*29.221.15Kg/M3
8.314*（27370.45）
⑵液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即
LF
0.3456
0.6544
A/
⑶精馏段液相平均密度为:
Lm（1
2）2812Kg/m3
5、液体平均表面张力计算
⑴液相平均表面张力依下式计算，即
877.7Kg/m3
塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=64.6C,查手册得
LD
0.9947A0.0053B19.05mN/m
A17.5mN/m
B62.7mN/m
lf0.229a0.771b
m
52.35mN/m
⑵进料板液相平均表面张力的计算由tf=76.3C,查手册得
⑶精馏段液相平均表面张力为:
Lm
6、平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算，即lg—xigi
⑴塔顶液相平均粘度的计算
由tD=64.6C查手册得，
A=0.34mpa/sB=0.437mpa/s
lgLDm0.9947lgA0.0053lgB解得LDm=0.34mpa/s
⑵进料板液相平均粘度的计算
由tf=76.3C查手册得
a=0.28mpa/sB=0.374mpa/s
lgLFm0.229lgA0.771lgb解得LFm=0.35mpa/s
⑶精馏段液相平均表面张力为
（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1、塔径的计算
Ls
VMvm
3600*Vm
LM
3600*Lm
146.30*29.22
3600*1.15
94.42*26.51
3600*812
1.033m3/s
856*104m3/s
其中C=C20洼）2
由umax
8.56*104（812）12
1.08（1.15）
精馏段的气、液相体积流率为:
0.021
取板间距Hr=0.4m，板上液层高度hL=0.06m，贝U
HT-hl=0.40-0.06=0.34m查史密斯关联图得，C。
=0.074
C=C20咗）2°
.°
7（第）20.083
Umax0.0838^2.204m/s
■-1.15
取安全系数为0.7，则空塔气速为
uUmax0.7*2.2041.543m/s
按标准塔径圆整后，为D=1.0m塔截面积为AD20.785m2
4
实际空塔气速为u=1.033/0.785=1.316m/s
2、精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为Z精=（N精一1）Hr=（20-1）*0.4=7.6m
提馏段有效高度为Z提=（N提一1）HT=（9-1）*0.4=3.2m
在进料板上方开2人孔，其高度为0.8m
故精馏塔有效高度为Z=N精+N提+0.8*2=12.4m
（六）塔板主要工艺尺寸的计算
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:
⑴塔长lW=0.66D=0.66m
⑵溢流堰咼度hw由hw=hL-how
how
284e（5）23
1000lw
选用平直堰，堰上液层高度hoW
近似取E=1，则
2848.56*104*3600）237.93m
10000.66
取板上清液层高度hL=60mm
故hw60*1037.93*10352.07*103m
⑶弓形降液管宽度W和截面积Af
由lw/D=0.66,查图得A/At=0.0722Wd/D=0.124
Af0.0722*A0.0567m2
Wd0.124D0.124m
验算液体在降液管中停留时间
3600AH
Lh
3600*0.°
567*0.4026.5s5s
8.56*104*3600
故降液管设计合理
故降液管底隙设计合理
⑶开孔面积A
（七）筛板的液体力学验算
1、塔板压降
干板阻力hc0.051（也）2（」）
C0L
由d0/S=3/5=1.667,得C0=0.772
⑴干板阻力hc计算
故hc0.051（蔦）2（烤）0.0448液注
⑵气体通过液层的阻力hi计算
hi=
3hL
Ua
AAf
1.0331.4伽/s
0.7850.0567
Fo
1.4181.151.52Kg
查图得，3=0.59
故hlhL（hwhow）0.59（52.07*1037.93*103）0.0354m液柱
⑶液体表面张力的阻力h计算
液体表面张力所产生的阻力h由下式计算
4*35.7*103
0.00359m液柱
Lgd0812*9.81*0.005
气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即
hp=hc+hi+h。
hp=0.0448+0.0354+0.00359=0.084m液柱
气体通过每层塔板的压降为
PhpLg0.084*812*9.81667.450.7KPa（设计允许值）
2、液面落差对于筛板塔,的影响。
3、液沫夹带液沫夹带量
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
6
-（也）3-2
LHthf
竺斗dd）3.20.041Kg叹汽0.1Kg叹汽35.7*100.400.15.Kg汽.Kg汽
故在本设计中，液沫夹带量ev在允许范围内
4、漏液
对于筛板塔，漏液点气速U0,min
5.7*10ev
hf2.5hL2.5*0.060.15m
u0,min4.4C0J（0.00560.13hLh）
44*0.772”（0.00560.13*0.060.00359）*81%帖8.94m/s
实际孔速u019.23m/su0,min
Uo
稳定系数为K19232.151.5
U0,min8.94
故在本设计中无明显漏液
5、液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从以下关系
Hd（Hthw）
甲醇一水物系属不易发泡物质，取=0.6则:
（Hthw）0.6*（0.452.07*10）0.271m
而HdhphLhd
板上不设进口堰，hd=0.153（u0）20.153*0.0820.001m液柱
Hd=0.0840.060.001=0.145液柱
故在本设计中不会发生泛液现象
（八）塔板负荷性能图
以ev0.1Kg%g汽为限，求V：
-Ls关系如下
5.7*10（Ua）3.2（Hthf）
1、漏液线
整理得
Vsmin=4.85j0.002010.130.052070.00284（3600/3L：
'
V0.66
4.850.008780.1144L：
在操作范围内，任取几个L：
值，依上式计算出V：
值，计算结果列于下表
竺輕（严严o’
35.7*1030.272.2Ls23
2.843600LS23
howE（s）30.006
1000*0.006320.66
Ls=（）2*
取E=1,则
2.84
43
=5.6*10m/s3600
3、
VS1.471311.99Ls23
在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出VS值，计算结果列于下表
Ls吆
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vsm力
1.386
1.314
1.222
1.144
液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准
4、
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。
液相负荷上限线
4s作为液体在降液管中停留时间的下限
AfHT
LS
故Ls,max
0.0567*0.40
33
5.67*10m/s
液泛线
令Hd
由Hd
hl
（Ht
hphL
hL
hw）
hd
联立得，Ht
hp
—1）hw=（
hw
1）howhchdh
忽略h将how与LS,hd与VS,hc与VS的关系代入上式，并整理得
aVs2bcLs2dlj3
式中a70^（丄）bHt（叭
（aqC。
）L
c0・153仆\2d2.84*103E
（1）（3600/3
/（Iwh。
）lw
将有关数据代入得
a0.042b0.188
c=1372d1.40
故0.042VS2=0.1881372LS2—1.4LS23
VS2=4.476-32666.67LS233.333LS23
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表
Ls叱
Vs吆
2.056
1.991
1.868
1.705
由上表数据可作出液泛线5
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图（附图）
在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA即作出操作线，由图看出，该筛板的
操作上限为液沫夹带线控制，下限为液相负荷下限线控制。
Vs,min0.676Vs,max=1.344
操作弹性为13441.988
Vs,min0.676
所设计筛板的主要结果汇总于下表
序号
项目
数值
1
平均温度tm,C
70.45
2
平均压力Pm,KPa
112.3
气相流量VS,（m/s）
1.033
液相流量Ls,m/s
-4
8.56*10
5
实际塔板数
29
有效段高度Z,m
12.4
7
塔径,m
1.0
8
板间距,m
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长,m
0.66
12
堰咼,m
52.07*10-
13
板上液层咼度，m
0.06
14
堰上液层咼度,m
7.93*10-3
15
降液管底隙高度，m
0.016
16
安定区宽度，m
0.065
17
边缘区宽度，m
0.035
18
开孔区面积，m2
0.532
19
筛孔直径，m
0.005
20
筛孔数目
2731
21
孔中心距，m
0.015
22
开孔率，%
10.1
23
空塔气速，m/s
1.543
24
筛孔气速，m/s
19.23
25
稳定系数
2.15
26
每层塔板压降，Pa
667.45
27
负荷上限
液沫夹带
28
负荷下限
液相负荷下限
液沫夹带量ev（Kg液/Kg气）
0.041
30
气相负荷上限,m/s
1.344
31
气相负荷下限,m/s
0.676
32
操作弹性
1.988
附：
1）甲醇-水温度组成图
2）甲醇-水y-x及理论塔板图
3）塔板负荷性能图
4）生产工艺流程图
参考资料
化工原理实验课程设计
化工原理
化工原理（21世纪）化工工程制图化工过程单元设计化工过程设计
化工设计
天津大学出版社化学工业出版社华南理工
化学工业出版社化学工业出版社化学工业出版社化学工业出版社
5）筛板精馏塔设计条件图
余国琮王志魁周正烈魏崇光匡国柱、史启才
［英］R.Smith、王保国译
王静康
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