甲醇水溶液精馏塔工艺设计.doc

目录
1 诚信声明…………………………………………………………1
2绪论……………………………………………………………………3
3馏塔的物料衡算…………………………………………4
4塔板数的确定………………………………………………4
5精馏塔的工艺条件数据的计算…………5
6精馏塔的塔体工艺尺寸的算………………10
7塔板主要工艺尺寸的算…………………………14
8筛板流体力学的验算………………………………19
9塔板负荷性能图…………………………………………23
10板塔设计计算结果…………………………………30
11 辅助设备的计算和选型………………………32
12参考文献………………………………………………………39
13评述和有关问题的讨论………………………40
14要符号说明…………………………………………………41

15 致谢…………………………………………………………………43

一. 绪论
甲醇作为重要的有机化工原料之一，随着世界经济的发展趋势的变化，石油资源的紧缺贫乏将有力的推动甲醇行业的发展。目前，我国甲醇市场总体趋势走高,甲醇的价格还会稳步提高。如何合理利用资源在甲醇精制过程中做到高效节能成为本文的选题。选择最好的工艺利设备，同时选用最合适的操作方法就成为投资者关注的重点。

在甲醇的生产中，由于粗甲醇产品含有大量杂质而影响产品甲醇的质量，因此精馏系统是甲醇生产中极为关键的部分。改进和优化甲醇的精制工艺，在熟悉甲醇精制的基础上，以通过化工过程系统模拟软件为工具，对改造设计措施进行模拟分析，并将设计结果与模拟结果对比，从而寻找一条能量消耗和水资源消耗的途径，提高产品甲醇质量，最终提高经济效益，成为推动甲醇生产进一步发展的重要技术环节。

2.设计方案的确定
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，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

关键词： 泡点进料 精馏塔 筛板 物料衡算

二、精馏塔的物料衡算
⑴ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率
甲醇的摩尔质量为32kg/kmol
水的摩尔质量为： 18kg/kmol
xf=(0.42/32)/(0.42/32+0.58/18)=0.289
xd=(0.92/32)/(0.92/32+0.08/18)=0.866
xw=（0.01/32）/（0.01/32+0.99/18）=0.0006
⑵ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量
Mf=32×0.289+18×(1-0.289)=22.05kg/mol
Md=32×0.866+18×(1-0.866)=30.12kg/mol
则可知：
原料的处理量：F=40000/(8000×22.05)=226.76kmol/h
根据回收率： η= xd×D/(xf×F)=(1-1%)
(0.866×D)/（0.289×226.76）=99%
则有： D=74.92kmol/h
由总物料衡算：F= D+W
所以 W=F-D=226.76-74.92=151.84kmol/h
三、塔板数的确定
⑴ 理论板层数NT的求取
因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1-1）
最小回流比及其操作回流比的求解：(回流比的大小是影响精馏操作产品优质 ，高产 ，低消耗的重要因素之一，因此回流比的正确选择，控制与调节也是非常重要的。)
查图得 yq=0.66 xq=0.29
根据 Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)
=(0.866-0.66)/(0.66-0.289)
=0.560
取操作回流比为：R=2Rmin=2×0.560=1.120
①．精馏塔的气、液相负荷
L=R×D=1.12×74.92=83.91kmol/h
V=(R+1)×D=2.12×74.92=158.83kmol/h
L’=L+F=83.91+226.76=310.67kmol/h
V’=V=158.83kmol/h
②2．精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线：y=(L×x)/V +(D×xd)=0.528x+0.409
提馏段操作线：y’=(L’×x’)/V’- (W×xw)/V’=1.956x’- 0.006
③．图解法求理论塔板层数
根据图一(1-1)所示，可求得结果为
总理论塔板数NT为8块(包括再沸器)
进料板位置NF为自塔顶数起第3块
⑵ 理论板层数NT的求取
根据ET=NT/NP×50％
得：
精馏段实际塔板数 N精=3/50%=6块
提馏段实际塔板数 N提=5/50%=10块
四．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（1）.操作压力 ：常压 101.3 kpa
（2）.操作温度的计算 ：
（由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽—液相平衡图t-x-y图查取 如下图1—2） 得：
TD =66.5℃ TF =78.5℃ TW =98.2℃
所以精馏段平均温度tm =（66.5+78.5）/2 =72.5℃
提馏段平均温度t’m =（98.2+78.5）/2=88.35℃
（3）.平均摩尔质量的计算
① 塔顶平均摩尔质量计算
由于xD=y1=0.866 查平衡曲线(图1一1)得 x1=0.705
MVDm=yFMA+（1-yF）MB = 0.866×32+(1-0.866)×18=3.12kg/mol
MLDm= x1MA+（1-x1）MB =0.705×32+(1-0.705)×18=27.87kg/mol
②. 进料板平均摩尔质量计算
由yF=0.590 查平衡曲线(图1一1)得 x2=0.220
MVFm= yFMA+（1-yF）MB = 0.590×32+(1-0.590)×18=26.26kg/mol
MLFm= x2MA+（1-x2）MB = 0.220×32+(1-0.220)×18=21.08kg/mol
③. 塔釜平均摩尔质量计算
由yw’=0.006 查平衡曲线(图一)得 x1’=0.002
M’VWm = y’wMA+（1-y’w）MB =0.006×32+(1-0.006)×18=18.08kg/mol
M’LWm= x’1MA+（1-x’1）MB = 0.002×32+(1-0.002)×18 = 18.03kg/mol
④. 精馏段平均摩尔质量
MVm=(30.12+26.26)/2=28.19kg/mol
MLm=(27.87+21.08)/2=24.48kg/mol
⑤. 提馏段平均摩尔质量
M’Vm=(26.26+18.08)/2=22.17kg/mol
M’Lm=(21.08+18.03)/2=19.56kg/mol
⑷ 平均密度的计算
水的重要物理性质
温度t/
（℃）
密度ρ/（kg/m3）
黏度μ/（mPa.s）
张力σ/（mN/m）
比热容Cp /（Kj/kg.k）
20
998.2
1.005
72.60
4.183
60
983.2
0.4688
66.20
4.178
70
977.8
0.4061
64.30
4.187
80
971.8
0.3565
62.60
4.195
90
965.3
0.3165
60.70
4.208
100
958.4
0.2838
58.80
4.220
化工单元第305页
甲醇的重要物理性质
温度t/
（℃）
密度ρ/（kg/m3）
黏度μ/（mPa.s）
张力σ/（mN/m）
比热容Cp /（Kj/kg.k）
20
804.8
0.5800
22.07

60
761.1
0.3440
17.33

70
749.4
0.3070
16.18

80
737.4
0.2770
15.04

90
7249
0.2500
13.91

100
712.0
0.2280
12.80

化工手册第492页
①. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ　气相　　由理想气体状态方程得
ρVm=PmMvw/RTm=(101.3×28.19)/[8.314×(273.15+72.5)]=0.994kg/m3
Ⅱ　液相　　查（1–3）可得tD=66.5℃时 ρH2O＝979.7kg/m3
ρCH3OH=753.5kg/m3
tF=78.5℃时 ρH2O＝972.7kg/m3
ρCH3OH=739.2kg/m3
ρLDm=1/（ωA/ρA +ωB/ρB）
= 1/(0.92/753.5+0.08/979.7)=767.7kg/m3
进料板液相的质量分率
αA=(0.220×32)/(0.220×32+0.780×18)=0.334
ρLFm=1/(0.334/739.2+0.666/972.7)=879.9kg/m3
精馏段液相平均密度为
ρLm=(767.7+879.9)/2=823.8 kg/m3
②. 提馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相　　由理想气体状态方程得
ρ’Vm=PmMvw/RTm=(101.3×22.17)/[8.314×(273.15+88.35)]=0.747kg/m3
Ⅱ 液相　　查（1–3）可得tw=98.2℃时 ρH2O＝959.6kg/m3
ρCH3OH=714.3kg/m3
αA=(0.002×32)/(0.002×32+0.998×18)=0.0036
ρ’Lwm=1/（ωA/ρA +ωB/ρB）
=1/(0.0036/714.3+0.998/959.6)=959.00kg/m3
提馏段平均密度
ρ’Lm=(959.00+879.90)/2=919.5 kg/m3
⑸ 平均黏度的计算
液相平均粘度依下式计算 即
lgμLm=∑xilgμi
①．塔顶液相平均黏度的计算 由tD=66.5℃查手册得
μH2O=0.4281mPa.s μCH3OH=0.320mPa.s
lgμLDm=0.866lg(0.32)+0.134lg(0.4281)
=-0.49
μLDm=0.331mPa.s
②．进料板平均黏度的计算 由tF=78.5℃查手册得
μH2O=0.0.3639mPa.s μCH3OH=0.2815mPa.s
lgμLFm=0.220lg(0.2815)+0.780lg(0.0.3639)
=-0.46
μLFm=0.347mPa.s
精馏段平均黏度
μLm=(0.331+0.347)/2=0.339mPa.s
③．塔底液相平均黏度的计算 由tW=98.2℃查手册得
μH2O=0.2897mPa.s μCH3OH=0.2320mPa.s
lgμLWm=0.002lg(0.2320)+0.9980lg(0.2897)
=-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
⑹ 平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算 即
σLm=∑xiσi
①. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=66.5℃查手册得
σH2O=64.96mN/m σCH3OH=16.58mN/m
σLDm=0.866×16.58+0.134×64.96=23.06 mN/m
②. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.5℃查手册得
σH2O=62.86mN/m σCH3OH=15.21mN/m
σLFM=0.220×15.21+0.780×62.86=52.38 mN/m
③. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=98.2℃查手册得
σH2O=59.14mN/m σCH3OH=13.01mN/m
σLWm=0.002×13.01+0.998×59.14=59.05 mN/m
精馏段液相平均表面张力
σLm=(23.06+52.38)/2=37.72 mN/m
提馏段液相平均表面张力
σ’Lm=(52.38+59.05)/2=55.72mN/m
五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
　⑴　由上面可知精馏段 L=83.91kmol/h
V=158.83kmol/h
①． 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
　VS=VMVm/3600ρVm=(158.83×28.19)/(3600×0.994)=1.251m3/s
LS=LMLm/3600ρLm=(83.91×24.48)/(3600×823.8)=0.001m3/s

μmax=C[（ρL－ρv）/ρv] 0.5式中，负荷因子C=C20（σ/0.02）0.2由史密斯关联图（1–4）查得C20求取
图的横坐标为 Flv=Lh/Vh×(ρl/ρv)0.5=0.001/1.251（823.8/0.994）0.5=0.0230

取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.053m，则HT-hL=0.347 m
（塔径在0.8～1.6m之间，HT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（37.72/20）0.2=0.0783
ｕmax=C[（ρL－ρv）/ρv] 0.5
=0.0783[（823.8-0.994）/0.994] 0.5=2.25
取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×2.25=1.80m/s
D=[V/0.785ｕ]0.5 = [1.251/（0.785×1.8）] 0.5 =0.941m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积为At=ЛD2/ 4 =л/4×1.02 =0.785 m2
实际空塔气速为U实际=V/At=1.251/0.785=1.594 m/s
U实际/ Umax=1.594/2.25= 0.708(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)
　⑵　由上面可知提馏段 L=310.67kmol/h
V=158.83kmol/h
①．提馏段塔径的计算
提馏段的气、液相体积流率为
　V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(158.83×22.17)/(3600×0.747)=1.309m3/s
L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(310.67×19.56)/(3600×919.5)=0.0018m3/s
式中，μmax=C[（ρL－ρv）/ρv] 0.5负荷因子C=C20（σ/0.02）0.2由史密斯关联图（1～4）查得C20求取
图的横坐标为 Flv=L’h/V’h×(ρl/ρv)0.5
=0.0018/1.309（919.5/0.747）0.5 =0.048
取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，
则HT-hL=0.34 m
由史密斯关联图，得 C20=0.072

气体负荷因子　 C= C20×(σ/20)0.2
=0.072×（55.72/20）0.2 =0.088
μmax=C[（ρL－ρv）/ρv] 0.5
= 0.088×[（919.5-0.747）/0.747] 0.5 =3.571m/s
取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.6Umax=0.6×3.571=2.152m/s
D=[V/0.785ｕ]0.5 =[1.309/（0.785×2.152）] 0.5 =0.880m
按标准塔径圆整后为D=1.0m
塔截面积:At=ЛD2/ 4 =л/4×1.02 =0.785 m2
实际空塔气速为U实际=V/ At = 1.309/0.785=1.67m/s
U实际 / Umax=1.67/3.571=0.5(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)

⑶ 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT +（N提-1）δ=（6-1）×0.40+（6-1）×0.003=2.027 m
提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT +（N提-1）δ=（10-1）×0.40+（10-1）×0.003=3.627m
在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m
故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=2.027+3.627+0.8=6.454m
⑷ 精馏塔空间高度的计算
① 塔顶空间
（塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为便于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距。）
所以塔顶间距为<1.5～2.0>HT
HD =1.75 HT =1.75×0.40 =0.70m
② 塔底空间
假设 塔底高度选择储存液量为5分钟，设塔底密度为1000kg/ m3
则有 V=[158.83×18.03×（5/60）]/1000=0.24 m3
V=ЛR2h=0.24 解得：h=0.31m
所以塔底设计高度为1.50m
③ 塔支座为H2 =2.5m （公称直径在1000～2000mm）
④ 塔体高度为 1
H =（n - nf- np-1）HT + nf HF + np Hp + HD + HB + H1 + H2
=（16-1-1-1）×0.40+1×0.4+1×0.8+0.7+1.4+0.5+2.5
=11.6m
六、塔板主要工艺尺寸的计算
⑴ 精馏段
①．溢流装置计算
由于塔径　D=1.0m （塔径≥2.2m宜选取双溢流降液管）
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 <单溢流lw一般取（0.6～0.8）D为宜>
取lw=0.65D=0.65×1=0.65m
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查手册（1～5），取E= 1.0
则how=0.00284×[（0.001×3600）/0.65] 2/3 =0.0089m
取板上清液层高度hL=0.053 m
故 hw= hL－how=0.053-00089=0.0441m
满足0.05- how ≤hw≤01- how 且hw在40～50mm之间
因此设计符合要求。
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.6 5m 查手册（1–6）可求得
Af/AT=0.075 Wd/D=0.135
Af=0.075×0.785=0.0589 m2
Wd=0.135×1.0=0.135 m
依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.0589×0.40/ (3600×0.001)=23.56s＞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 不易小于20～25mm)
ho= Lh/（3600×lw×uo'）
取uo'=0.07m/s （液体通过底隙时的流速一般取0.07～0.25m/s）
则ho=0.001×3600/(3600×0.65×0.07)
=0.0220 m＞0.02m
Hw-ho=0.0441-0.0220=0.0221＞0.006 m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度h’w=60mm。
（ф＞0.6m,一般受液盘深度h’w＞50mm）
　　②．塔板布置
1) 塔板的分块
因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查手册（1–7）可得，塔板可分为3块。
2) 边缘区宽度确定 （Ws取70～100mm W’s50～100mm Wc小塔30～50mm大塔50～70mm）
取Ws=W’s= 70mm , Wc=40mm （Ws，W’s为溢流堰前或进口堰后分配区宽度，Wc为无效区 ）
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+Л r2/180×sin-1（x/r）]
其中 x=D/2－(Wd＋Ws)=1/2-（0.135+0.07）=0.295m
r= D/2－Wc=1/2-0.040=0.46m
由Wd/D=0.135， 得Wd=0.135
则有
Aa=2[0.295×（0.462-0.2952）+（3.14×0.462）/180×sin-1（0.295/0.46）]=0.503m2
④. 筛孔计算与排列
本设计研究的物系基本上没有腐蚀性，
可选用δ= 3mm（δ取3～4mm）碳钢板，取筛孔直径do=5mm<孔径do不小于（1.5～2.0）δ，do取3～8mm >
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3 do=3×5=15mm
筛孔的数目n为
n=1.155Ao/t2=（1.155×0.503）/0.0152=2582个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=0.907×（0.005/0.015）2=10.1%
则 气体通过阀孔的气速为
uo=Vs/Ao=1.251/（Aa×φ）
=1.251/（0.101×0.503）=24.62m/s
⑵　提馏段 (计算公式和原理同精馏段)
①．溢流装置计算
因塔径D=1.0m，
宜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：
1) 堰长l’w
可取l’w=0.65D=0.65m <单溢流一般取（0.60～0.80m）D>
2) 溢流堰高度h’w
由hw=hL－how可选取平直堰，
堰上层液高度how（how不宜大于60～70mm）由公式计算，
即有
h’ow=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
并由图液流收缩系数计算图（1–6），则可取用E’= 1.0 ，则
h’ow=0.00284×[（0.0018×3600）/0.65]2/3=0.0133m
取板上清液层高度h’L=0.055 m
故 h’w=0.055-0.0133=0.0417 m
<在工业常压塔hw一般在（0.04～0.05m）范围内>
且计算结果满足0.05- h’ow ≤h’w≤01- h’ow
因此计算结果溢流堰高符合设计要求。
3) 弓形降液管的宽度W’d和截面积A’f
由Wd/D=0.65 m 查图手册（1～6）得
Af/AT=0.075 Wd/D=0.135
A’f=0.075×0.785=0.0589 m2
W’d=0.135×1.0=0.135 m
根据下式验算液体在降液管中的停留时间，即
θ’=3600 A’f×H’T/L’h
= 3600 ×0.0589×0.40/ (3600×0.0018)=13.09s＞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h’o （h’o不宜小于20～25mm）
h’o= L’h/（3600×l’w×uo'）
取 uo'=0.13m （通过底隙时的流速，宜在0.07～0.25m之间）
则h’o=3600×0.0018/（3600×0.65×0.13）
=0.213m＞0.02m
H’w-h’O=0.0417-0.0213=0.0204＞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=60mm
（ф＞0.6m,一般受液盘深度h’w＞50mm）
　　② 塔板布置
1) 塔板的分块
因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。
2) 边缘区宽度确定
取Ws=W’s= 70mm W’c=40mm
③ 开孔区面积计算
开孔区面积A’a下式计算，则有
Aa=2[x（r2－x2）0.5+Л r2/180×sin-1（x/r）]
其中 x’=D/2－(W'd+W's)=0.5-（0.135+0.07）=0.295m
r’= D/2－W'c=0.5-0.040=0.46m
由Wd/D=0.135， 得Wd=0.135
Aa=2[0.295×（0.462-0.2952）+（3.14×0.462）/180×sin-1（0.295/0.46）]=0.503m2

④ 筛孔计算与排列
本设计研究的物系基本上没有腐蚀性，
可选用δ= 3mm（δ取3～4mm）碳钢板，取筛孔直径do=5mm<孔径do不小于（1.5～2.0）δ，do取3～8mm >
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3 do=3×5=15mm

筛孔的数目n为
n=1.155Ao/t2=（1.155×0.503）/0.0152=2582个
开孔率为φ=0.907（do/t）2=0.907×（0.005/0.015）2=10.1%
则 气体通过阀孔的气速为
uo=Vs/Ao=1.251/（Aa×φ）
=1.309/（0.101×0.503）=25.77m/s

七、筛板的流体力学验算
精馏段
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）（uo气体通过筛孔气速，co流量系数）
取do/δ= 5/3=1.67 ,可查手册史密斯关联图（1 - 8）得，co=0.85
所以hc=0.051(24.62/0.85) 2×(0.994/823.8)=0.0520m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=β（hw+how）
ua=Vs/（AT－Af）=1.251/(0.785-0.0589)=1.723m/s
（ua通过有效传质区气速，Fo气相动能因子）
Fo = ua（ρV）1/2 =1.723×(0.994)1/2=1.73kg1/2/(s m1/2)
可查手册（1–9） 得β=0.57
因此hl=βhL=0.57×0.053=0.030 m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=(4×37.72×10-3)/(823.8×9.81×0.005)=0.0037 m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=0.0520+0.030+0.0037=0.0857m液柱
气体通过每层塔板的压降为
ΔPp= hP×ρL×g =0.0857×823.8×9.81=692.6Pa＜0.7KPa（设计允许值）
2) 液面落差
因为筛板塔，液面落差很小，并且塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。
3) 液沫夹带
液沫夹带量，由公式
ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf)]3.2
hf=2.5hL=2.5×0.053=0.133m 所以：
ev=(5.7×10-6/37.72×10-3)× [1.723/(0.4-0.133)] 3.2
=0.059kg液/kg气＜0.1kg液/kg气
液沫夹带量在设计范围之内，故本次设计不会发生液沫夹带。
4) 漏液
对于筛板塔，漏液点气速uo,min由公式
Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2
=4.4×0.772[（0.0056+0.13×0.053-0.0037）×
(767.7/0.994）] 1/2=8.85m/s
实际孔速为Ｕo=24.62m/s＞Uo,min=8.85m/s
稳定系数为 Ｋ=Uo/Uo,min=24.62/8.85=2.78＞1.5
故在本设计中无明显漏液。
5) 液泛 （液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种）
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从
Hd≤ψ(HT＋hw)
甲醇与水属于一般理想物系，取ψ= 0.5，
（ψ为安全系数一般取值0.4～0.6范围内）
则ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.0441）=0.222m
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=0.0857+0.053+0.0007=0.140m液柱
则有： Hd≤ψ(HT＋hw)
故本设计不会发生液泛。
⑵ 提馏段
1) 塔板的压降
①. 干板的阻力h'c计算
干板的阻力h'c计算由公式
hc=0.051(uo'/c'o)2×（ρ'V/ρ'L）
并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查手册（1–8）得，c'o=0.850
所以h’c= 0.051×（25.77/0.85）2×（0.747/919.5）=0.0381m液柱
②. 气体通过液层的阻力h'l计算
气体通过液层的阻力hl由公式
h'l=βh'L=（h'w+h'ow）
u'a=V's/（AT－A'f）=1.309/（0.785-0.0589）=1.803m/s
F'o= u'a （ρ'V）1/2 =1.803×0.747 1/2 =1.56kg1/2/s m1/2
可查手册（1–9）得β'=0.59
则h'l=β'h'L=0.59×0.055=0.0325m液柱
③. 液体表面张力的阻力h'σ计算
液体表面张力的阻力h'σ
根据公式h'σ=4σ'L/（ρ'L×g×do）计算
则有h'σ=(4×55.72×10-3)/(919.5×9.81×0.005)=0.0049 m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度h'P，由公式
h'P=h'c+h'l+h'σ
=0.0381+0.0325+0.0049=0.0755m液柱
气体通过每层塔板的压降为　
△'Pp= h'P×ρ'L×g
=0.0755×9.81×919.5= 681.03Pa＜0.7kPa 计算结果在设计允许值内。
2) 液面落差
由于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，因此可忽略液面落差的影响。
3) 液沫夹带
液沫夹带量，采用公式
e'v=5.7×10-6/σ'L×[u'a/(HT－h'f)]3.2
由 h'f=2.5h'L=2.5×0.055=0.1375m
则e'v=5.7×10-6/55.72×10-3[ 1.803/(0.40-0.1375)]3.2
=0.049 kg液/kg气＜0.1 kg液/kg气
液沫夹带量在设计范围之内，故本次设计不会发生液沫夹带。
4) 漏液
对于筛板塔，漏液点气速u'o,min根据公式
U'o,min=4.4Co[(0.0056+0.13 h'L-h'σ)/ρ'L /ρ'V]1/2
=4.4×0.772[（0.0056+0.13×0.055-0.0049）×
（919.5/0747）] 1/2=10.56m/s
U'o=25.77m/s＞U'o,min=10.56m/s
稳定系数为 K'= U'o / U'o,min =25.77/10.56=2.44＞1.5
故在本次设计中无明显漏液。
5) 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液高度H'd须满足
Hd≤ψ(HT＋hw) （安全系数ψ取0.4～0.6 之间为宜）
甲醇与水