南昌大学甲醇水连续精馏塔的课程设计Word文档格式.docx
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227.02
塔顶产品浓度为99%，因此，可近似看成纯甲醇溶液；
同理，塔底浓度为3%可近似看成纯水溶液。
所以，塔顶温度为甲醇沸点为64.6℃，塔底温度为水的沸点100℃。
因此塔底的相对挥发度aW=3.497
塔顶的相对挥发度aD=4.138
3.2.2：
全塔物料衡算
总物料：
F=D+W
易挥发组分：
FxF=DxD+WxW
F、D、W：
分别为进料、馏出液和釜液的流量（kmol/h）
xF、xD、xW：
分别为进料、馏出液和釜液中易挥发组分的组成、摩尔分率
由操作条件得;
即：
86.475=D+W
86.475*0.4677=0.98D+0.017W
解得：
D=40.752kmol/hW=45.7233kmol/h
3.2.3：
平衡线方程
3.2.4：
精馏段操作线方程
已知q=1、即xe=xF=0.4677
a=3.804
即
Rmin=0.6958
即R=2Rmin=1.3916
所以精馏段的操作线方程为
xn:
见第八页
yn+1:
同上
3.2.5：
提馏段操作线方程
3.2.6：
理论板数的求算
（1）逐板计算法
第一层板上升蒸汽组成等于塔顶产品组成：
y1=xD=0.98
根据操作线方程以及平衡线方程可得如下：
y1
0.98
x1
0.927960003
y2
0.94978
x2
0.832543565
y3
0.894257
x3
0.689745445
y4
0.811163
x4
0.530345371
y5
0.718408
x5
0.40143852
x5<
xF
y6
0.581773
x6
0.26776421
y7
0.385392
x7
0.141513587
y8
0.199918
x8
0.061637695
y9
0.082572
x9
0.023113414
y10
0.025976
x10
0.006961881
x10<
xW
可知理论板数为10块
第5层理论版为进料板
精馏段理论板数为4层
提馏段理论板数为5层
（2）直角梯级图解法
（3）简捷法
Rmin=0.6958
根据吉利兰经验关联图以及关系式求得：
R
（R-Rmin）/（R+1）
（N-5.95）/（N+1）
N
1.2Rmin
0.835
0.075858311
0.577733459
15.45879873
1.3Rmin
0.90454
0.109601269
0.53871474
14.06659891
1.4Rmin
0.97412
0.140984337
0.504793898
13.0345605
1.5Rmin
1.0437
0.170230464
0.49
12.62745098
1.6Rmin
1.11328
0.197550727
0.48
12.36538462
1.7Rmin
1.18286
0.223129289
0.46
11.87037037
1.8Rmin
1.25244
0.247127559
0.44
11.41071429
1.9Rmin
1.32202
0.2696876
0.425
11.08695652
2Rmin
1.3916
0.290934939
0.4
10.58333333
可知：
R=2Rmin时理论板数最少
xF=0.4677
由甲醇-水气液平衡数据可知
348.51Kx1=0.4
346.31Kx2=0.5
即用内插法算
xF=0.4677时T=347.02K=73.87℃
即由安托因方程得
aF=3.94aD=4.138
即精馏段理论板数为3层
加料板为第4块板
3.2.7：
塔效率的估算
（1）Drickarner法
塔顶温度64.6℃塔釜温度100℃
平均温度为
即82℃下
μ甲醇=0.272mpa.sμ水=0.3485mpa.s
（2）O’connell法
μL=0.4677*0.272+（1-0.4677）*0.3485=0.3127
82℃下的相对挥发度a为a=3.787
实际塔板数为
约为22块
3.3:
塔和塔板主要工艺尺寸的设计
3.3.1：
塔径的计算
（1）精馏段
精馏段平均温度为
查t-x-y图得
xa＝0.72，ya＝0.878
查表得：
p甲醇=0.75g/cm3p水=0.978g/cm3
液相平均分子量：
Ml=XaM甲醇+（1-Xa）
M水=0.72*32.042+（1-0.72）*18=28.11kg/kmol
气相平均分子量：
Mv=
yaM甲醇+（1-ya）
M水=0.878*32.042+（1-0.878）*18=30.33kg/kmol
液相密度：
气相密度
液相体积流量
气相体积流量
即气液动能参数
取塔板间距HT=0.45m、板上液层高度hl=0.07m
那么分离空间：
HT-
h1=0.45-0.07=0.38m
即由史密斯关联图得：
C20=0.078
甲醇与水在各温度下的表面张力
温度（℃）
60
70
80
90
100
18.76
17.82
16.91
15.82
14.89
66.2
64.3
62.6
60.7
58.8
即69.21℃时
μa=17.89mN/mμb=64.45mN/m
液相平均表面张力：
mN/m
C：
负荷系数
μmax：
最大空塔气速
令μ=0.7μmax=0.7*2.288=1.6m/s
根据流量公式计算塔径D
圆整取0.8m
塔截面积A=
实际空塔气速
（2）提馏段
提馏段平均温度为
xa’＝0.111，ya’＝0.443
p甲醇’=0.728g/cm3p水’=0.967g/cm3
Ml’=Xa’M甲醇+（1-Xa’）
M水=0.111*32.042+（1-0.111）*18=19.559kg/kmol
Mv’=
ya’M甲醇+（1-ya’）
M水=0.443*32.042+（1-0.443）*18=24.221kg/kmol
L’=L+qF
V’=V-（1-q）F=V
C20’=0.082
86.777℃时
μa=16.17mN/mμb=61.31mN/m
令μ’=0.7μmax’=0.7*3.34=2.34m/s
塔截面积A’=
3.3.2：
塔高的计算
此外在精馏段和提馏段分别设2人孔，人孔处板间距为0.7m
令塔顶空间为1.5HT=2.5*0.45=1.125m
令塔底空间为1.4m
L’=0.00085m3/s
Hd=
所以塔高为
Z=z精+z提+（0.7-0.45）*4+0.675+2=3.83+4.787+0.5+1.125+1.4=12.642m
约为12.7m
3.3.3:
溢流装置与液体流型
选用单溢流，弓形降液管。
因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。
3.3.3.1溢口堰（出口堰）
为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，一般采用平直溢流堰。
（1）堰长
取堰长lw=0.6D=0.8*0.6=0.48m
（2）堰上液层高度how
平直堰的how
精馏段
Lh=5.66*10^-4*3600=2.0376m3/h
Lw/D=0.48/0.8=0.6
查液流收缩系数计算图得
E=1.08
所以
m
提馏段
Lh’=8.5*10^-4*3600=3.06m3/h
E’=1.2
（3）堰高hw
hw=hL-how=0.07-8.04*10^-3=0.062m
取0.07m
hw’=hL-how’=0.07-6.32*10^-3=0.064
所以：
hl=hw+how=0.07+8.04*10^-3=0.078m
hl’=hw’+how’=0.07+6.32*10^-3=0.076m
修正后hL对μn影响不大,顾塔径计算不用修正.
3.3.3.2降液管
（1）降液管的宽度Wd与截面积Af
由lw/D=0.6查弓形降液管的宽度与面积关联图可得
所以Wd=0.098×
0.8=0.0784m
液体在降液管内的停留时间
（2）降液管底隙高度h0
因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,
取液体通过降液管底隙速度μ0=0.08m/s
过小，取0.02m
hw-h0=0.07-0.02=0.05m>
0.006m
hw’-h0=0.07-0.022=0.048m>
故降液管底隙高度设计合理
3.3.3.3受液盘及进口堰
选用平形受液盘。
不设进口堰。
3.3.4：
塔板设计
3.3.4.1：
塔板布置
（1）开孔区（鼓泡区）面积Aa计算
取边缘区宽度Wc=0.05m
x=（D/2）-（Wd+Wc）=0.4-（0.0784+0.05）=0.2716m
R=（D/2）-Wc=0.4-0.05=0.35m
（2）溢流区
溢流区面积Af及Af’分别为降液管和受液盘所占面积
（3）安定区（破沫区）
取溢流堰前的安定区宽度为Ws=0.07m
取进口堰后的安定区为Ws’=0.05m
（4）无效区
取无效区宽度为0.03m
3.3.4.2:
筛板的筛孔与开孔率
（1）孔径d0
本设计所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。
（2）筛板厚度
取δ=0.8d0=4mm
（3）孔心距t
筛孔在筛板上按正三角形排列，取孔心距t=3d0=15mm
（4）开孔率ψ
（5）筛孔数
3.3.5筛板的流体力学验算
3.3.5.1：
塔板压降△Pp
气体通过筛板的压降△Pp以相当的液柱高度表示时可由下式计算：
hp=hc+hl+hσ
hp:
气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m
（1）干板阻力hc的计算
筛孔气速
d0/δ=5/4=1.25
查干筛孔的流量系数图可知流量系数
C0=0.84
（2）气体通过液层阻力hl的计算
按有效流通面积计算的气速
查找充气系数ε0与Fa的关联图可知：
ε0=0.58
即hl=ε0hL=ε0（hw+how）=0.58*0.078=0.045m
ε0’=0.6
即hl’=ε0’hL=ε0’（hw’+how’）=0.6*0.076=0.0456m
（3）液体表面张力的阻力hσ的计算
即精馏段板压降hp=hc+hl+hσ=0.049+0.045+0.0032=0.0972m
△Pp=hpρLg=0.0972*783*9.82=747.38pa=0.747kpa
提馏段板压降hp’=hc’+hl’+hσ’=0.036+0.0456+0.005=0.0866m
△Pp=hpρLg=0.0866*913*9.82=776.43pa=0.776kpa
3.3.5.2:
雾沫夹带量ev的计算
故本设计液沫夹带量在允许范围ev<
0.1kg液/kg气内,所以符合要求。
3.3.5.3：
漏液点气速μow的计算
稳定性系数K
所以无明显漏液现象
提馏段
3.3.5.4：
液泛（淹塔）条件的校核
降液管内的清液层高度Hd的计算
精馏段
液体流过降液管的压强降相当的液柱高度hd的计算
即Hd=hp+hL+hd=0.0972+0.078+5.318*10^-4=0.1757m
φ（HT+hw）=0.5（0.45+0.07）=0.26
Hd<
φ（HT+hw）=0.26
即Hd’=hp’+hL’+hd’=0.088+0.076+9.91*10^-4=0.165m
φ（HT+hw’）=0.5（0.45+0.07）=0.26
Hd’<
所以不会产生液泛
3.3.6塔板负荷性能图
3.3.6.1雾沫夹带线
（1）
取极限值ev=0.1kg液/kg气
hf=2.5（hw+how）=2.5（0.07+
=0.175+2.938Ls^2/3
整理得
Vs=0.938-10.024Ls^2/3
在操作范围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于下表中：
Ls（
）
0.0005
0.0015
0.002
0.0045
Vs（
0.875
0.807
0.779
0.665
hf’=2.5（hw’+how’）=2.5（0.07+
=0.175+3.264Ls’^2/3
Vs’=1.132-13.437Ls’^2/3
在操作范围中，任取几个Ls’值，根据上式算出Vs’值列于下表中：
1.047
0.956
0.919
0.766
3.3.6.2:
液泛线
（2）
由式hp=hc+hl+hσHd=hp+hL+hd
Hd=φ（HT+hw）
hl=ε0hL=ε0（hw+how）=0.58*（hw+how）=
0.58*（0.07+
）=0.0406+0.682Ls^2/3
故hp=0.086Vs^2+0.0406+0.682Ls^2/3+0.0032=0.0438+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3
Hd=0.0438+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3+0.078+1660.156Ls^2
=0.1218+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3+1660.156Ls^2
φ（HT+hw）=0.5（0.45+0.07）=0.26
即0.26=0.1218+0.086Vs^2+0.682Ls^2/3+1660.156Ls^2
整理得：
Vs^2=1.607-7.93Ls^2/3-19304.14Ls^2
任取几个Ls值（2-18）式计算Vs值，见下，作出液泛线
（2）
Ls（m3/s）
Vs（m3/s）
1.246
1.208
1.185
1
hl=ε0hL=ε0（hw+how）=0.6*（hw+how）=
0.6*（0.07+
）=0.042+0.783Ls^2/3
故hp’=0.056Vs’^2+0.042+0.783Ls^2/3+0.005=0.047+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3
Hd’=0.047+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3+1372.03Ls^2+0.076
=0.123+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3+1372.03Ls^2
φ（HT’+hw’）=0.5（0.45+0.07）=0.26
即0.26=0.123+0.056Vs’^2+0.783Ls^2/3+1372.03Ls^2
Vs’^2=2.446-13.98Ls^2/3-24500.54Ls^2
任取几个Ls’值计算Vs’值，见下，作出液泛线
（2）
1.534
1.486
1.458
1.253
3.3.6.3:
液相上限线（3）
以τ=3s作为液体在降液管中停留的下限
在Ls.max=0.0039m3/s处作出垂线得液相负荷上限线
3.3.6.4:
漏液线（气相负荷下限线）（4）
hL=0.07+
=0.07+1.175Ls^2/3
A0=0.034m2
即：
据上式，取若干个Ls值计算相应Vs值,见下表，作漏液线
0.379
0.394
0.401
hL’=0.07+
=0.07+1.306Ls’^2/3
据上式，取若干个Ls’值计算相应Vs’值,见下表，作漏液线
0.435
0.458
0.467
0.502
3.3.6.5：
液相负荷下限线（5）
取堰上液层高度最小允许值how=0.006m
整理得Ls.min=3.65*10^-4m3/s
整理得Ls.min’=3.11*10^-4m3/s
3.3.6.6：
塔的操作弹性
画图看
OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为Vs.max,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs.min可知：
>
3符合要求
负荷性能图
精馏
提馏
3.4:
板式塔的结构与附属设备
3.4.1：
塔板结构
由于本设计塔径为0.8m，即选用整块式结构
3.4.2：
冷凝器的选择
本设计取传热系数K=2000w/m2.℃
出料液温度64.6-64.6℃
冷却水温度35-20℃
逆流操作：
△t1=44.6℃△t2=29.6℃
冷凝蒸汽量
由于甲醇的摩尔分数为0.98，所以忽略水的冷凝热。
r=1100.18KJ/kg
Q=G1*r=1100.18*0.821=903.38kw
水的比热容为Cp=4.1862KJ/kg.K
则水的冷却用量为
平均温度差为
换热器面积
安全系数取1.2，则A=1.2*11.48=13.78m2
再沸器
计算热负荷
3.5：
设计一览表
参数符号
参数名称
ET
塔板效率
0.47
NT
有效塔板数
4
5
μL（mpa.s）
液相粘度
0.3127
实际塔板数
9
11
Z（m）
有效段高度
3.83
4.787
Tm（℃）
平均温度
69.21
86.777
HT（m）
板间距
0.45
hL（m）
板上液层高度
0.078
0.076
安全系数
0.7
Ml（kg/kmol）
液相平均摩尔质量
28.11
19.559
Mv（kg/kmol）
气相平均摩尔质量
30.33
24.221
ρL（kg/m3）
液相密度
783
913
Ρv（kg/m3）
1.079
0.82
σ（mN/m）
液体平均表面张力
30.927
56.3
液相流量
5.66*10^-4
8.5*10^-4
气相流量
0.761
0.8
FLv
气液动能参数
0.02
0.035
0.085
0.1
μ（m/s）
空塔气速
1.522
1.6
D（m）
塔径
lw（m）
堰长
E
液流收缩系数
1.08
1.2
how（m）
堰上液层高度
8.04*10^-3
6.32*10^-3
hw（m）
堰高
0.07
Wd（m）
降液管宽度
0.0784
Af（m2）
降液管截面积
0.026
τ（s）
20.67
13.76
μ0’（m/s）
液体过降液管底隙速度
0.08
h0（m）
降液管底隙高度
0.022
Aa（m2）
有效传质面积
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