甲醇水分离过程板式精馏塔的设计.doc

第一章 设计任务书
1.1 设计题目
设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计
设计规定：年产纯度为99.5%的甲醇12023吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60% 。
1.2操作条件
1) 操作压力 常压
2) 进料热状态 自选
3) 回流比 自选
4) 塔底加热蒸气压力 0.3Mpa（表压）
1.3塔板类型
筛孔塔
1.4 工作日
每年工作日为330天，天天24小时连续运营。
1.5 设计说明书的内容
(1) 流程和工艺条件的拟定和说明
(2) 操作条件和基础数据
(3) 精馏塔的物料衡算；
(4) 塔板数的拟定；
(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；
(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；
(7) 塔板重要工艺尺寸的计算；
(8) 塔板的流体力学验算；
(9) 塔板负荷性能图；
(10) 重要工艺接管尺寸的计算和选取
(11) 塔板重要结构参数表
(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论

第二章 设计原则
2.1拟定设计方案的原则
拟定设计方案总的原则是在也许的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达成技术上最先进、经济上最合理的规定，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。必须具体考虑如下几点：
2.1.1满足工艺和操作的规定
⑴一方面必须保证产品达成任务规定的规定，并且质量要稳定。这就规定各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采用相应的措施。
⑵另一方面所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。
因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的也许波动。再另一方面，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的因素，以便采用相应措施。
2.1.2满足经济的规定
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适本地运用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。减少生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理运用热能，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，力求总费用尽也许低一些。并且，应结合具体条件，选择最佳方案。
2.1.3满足安全生产的规定
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，而对第三个原则只规定作一般的考虑。

2.2精馏操作对塔设备的规定和类型
2.2.1　对塔设备的规定
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，一方面必须要能使气(汽)、液两相得到充足的接触，以达成较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具有下列各种基本规定：
⑴ 气(汽)、液解决量大，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，从而减少操作费用。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 结构简朴，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。
事实上，任何塔设备都难以满足上述所有规定，况且上述规定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规定，抓住重要矛盾，进行选型。
2.2.2　板式塔类型
气－液传质设备重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，重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，它的重要优点有：
⑴ 结构比浮阀塔更简朴，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。
⑵ 解决能力大，比同塔径的泡罩塔可增长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。
筛板塔的缺陷是：
⑴ 塔板安装的水平度规定较高，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 设计环节
3.1精馏塔的设计环节
本设计按以下几个阶段进行：
⑴ 设计方案拟定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、重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，拟定塔高和塔径。
⑶ 塔板设计：计算塔板各重要工艺尺寸，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 誊录说明书。
⑹ 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。
3.2 拟定设计方案
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—水属抱负物系，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

温度/℃
x
y
100
0.00
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
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图解法拟定塔板数
Y
X

图4.1
可知，总理论塔板数NT为12块(涉及再沸器)
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/h V=126.11 kmol/h
精馏段的气、液相体积流率为
VS=VMVm/3600ρVm=（126.11×29.46）/(3600×1.049)=0.9838 m3/s
LS=LMLm/3600ρLm=(78.63×19.99)/(3600×787.33)=0.000554 m3/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=0.35 m
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 =0.0817 Umax=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=1.1304 m2
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，符全设计规定)

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拟定
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=0.34 m
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=2.73 m/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
D=(4Vs/(πμ))1/2=[(4×0.8973)/(3.14/2.184)] 0.5=1.580m
按标准塔径圆整后为D=1.2m
塔截面积为At=3.14×0.6×0.6=1.13 m2
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，符全设计规定)
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=5.6 m
提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2 m
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=5.6+2+0.8=8.4m
5.3塔板结构参数的拟定
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，塔板结构简朴，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=0.05 m
故 hw=0.0417m
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.6 m 查⑷可求得
Af/AT=0.057 Wd/D=0.15
Af=0.057×0.785=0.0448 m2
Wd=0.125×1.2=0.15 m
并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 ×0.0448×0.40/ (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规定。
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)
=0.020234 m＞0.02m
Hw-ho=0.0417-0.020234=0.02167191＞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=55mm。
　　 2.塔板布置
1) 塔板的分块
由于D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。
2) 边沿区宽度拟定
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=3 do=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)
1.溢流装置计算
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：
1) 堰长lw
可取lw=0.60D=0.60m
2) 溢流堰高度hw
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=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=0.0159m
取板上清液层高度hL=0.06 m
故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m
3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
由Wd/D=0.6 m 查图⑷可求得
Af/AT=0.057 Wd/D=0.125
Af=0.057×0.785=0.044745 m
Wd=0.125×1.0=0.125 m
并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 ×0.044745×0.40/ (3600×0.0022)=8.14s＞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规定。
4）降液管底隙高度ho
ho= Lh/（3600×lw×uo'）
取 uo'=0.17m
则ho=0.0022×3600/(3600×0.6×0.17)
=0.022 m＞0.02m
Hw-hO=0.0417-0.022=0.0197m＞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=55mm。
　　 2. 塔板布置
1) 塔板的分块
由于D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查表⑷可得，塔板可分为3块。
2) 边沿区宽度拟定
取Ws=W’s= 65mm , Wc=35mm
3. 开孔区面积计算
开孔区面积Aa按式子5-12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=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3 do=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=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/(s m1/2) 查得β=0.54
所以hl=βhL=0.54×(0.0417+0.0083)=0.027 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=(4×37.97×10-3)/(819.1×9.81×0.005)=0.0038 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=0.0786+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+0.13 hL-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
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
气体通过液层的阻力hl由公式：hl=βhL
ua=Vs/（AT－Af）=1.879m/s
Fo=1.897×0.80.5=1.68kg1/2/s m1/2
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×g×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×ρl×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
液沫夹带量，采用公式：ev=5.7×10-6/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
=0.048 kg液/kg气＜0.1 kg液/kg气
可知液沫夹带量在设计范围之内。
6.2.4漏液
对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式
Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-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
而Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰，则有
hd=0.153(uo’)2=0.004m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱
则有：
Hd≤ψ(HT＋hw)
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+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2
Uo,min=Vs, min/Ao
hL= h w +hOW
hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
Vs, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2
=5.178 (0.007151+0.1219Ls2/3) 1/2
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7.1
Ls m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.0045
Vs m3/s
0.461
0.484
0.510
0.529
7.1.2液沫夹带线
ev =0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：
ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf) ]3.2
ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vs
hf=2.5hL=2.5(hw+ how)
hw=0.0417
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3
HT－hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3
ev=5.7×10-6/37.97×10-3[1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)]3.2 =0.1
整理得 Vs=1.70-13.00 Ls2/3
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7.2
Ls m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.0045
Vs m3/s
1.619
1.530
1.429
1.346
7.1.3液相负荷下限线
对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005
Ls,min=0.00024m/s
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
7.1.4 液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式
θ=（Af×HT）/Ls=4
故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 m3/s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限
7.1.5 液泛线
令Hd=ψ(HT＋hw)
Hd=hp+hL+hd
hP=hc+hl+hσ
hl=βhL
hL= h w +hOW
联立得 ψHT＋(ψ-β-1)hw=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ
忽略hσ，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得
a’ V2s=b’-c’ Ls2-d’ Ls2/3 式中
a’=[0.051/(Aoco)2]×（ρv/ρl）
b’=ψHT＋(ψ-β-1)hw
c’=0.153/(lwhO)2
d’=2.84×10-3×E×( 1+β)(3600/lw)(2/3)
将有关数据代入,得
a’=[0.051/(0.101×0.530×0.772)2]×（1.01/819.1）=0.037
b’=0.5×0.4＋(0.5-0.54-1)×0.0417=0.157
c’=0.153/(0.6×0.02)2=1062.500
d’=2.84×10-3×1×( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3)=1.444 故
V2s=4.24-28716.22 Ls2-39.03 L2/3s
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.3
Ls m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.0045
Vs m3/s
3.99
3.66
3.17
2.60

负荷性能图7.1

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得
Vs,max= 1.623m3/s Vs,min=0.400 m3/s
故操作弹性为：Vs,max/ Vs,min=1.623/0.400=4.058
7.2提馏段
7.2.1漏液线
Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2
Uo,min=Vs, min/Ao
hL= h w +hOW
hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
Vs, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2
=6.151 (0.005821+0.1219Ls2/3) 1/2
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7.4
Ls m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.0045
Vs m3/s
0.500
0.530
0.562
0.588
7.2.2液沫夹带线
ev =0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：
ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－hf)]3.2
ua=Vs/(AT-Af)=1.351 Vs
hf=2.5hL=2.5(hw+ how)
hw=0.0417
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)
hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3
HT－hf=0.40-0.10-2.30Ls2/3=0.3-2.30 Ls2/3
ev=5.7×10-6/37.97×10-3[1.351Vs/(0.3-2.30 Ls2/3)] 3.2 =0.1
整理得：Vs=1.70-13.00 Ls2/3
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7.5
Ls m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.0045
Vs m3/s
1.619
1.530
1.429
1.346
7.2.3 液相负荷下限线
对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式
how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) =0.005
Ls,min=0.00064m/s
据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
7.2.4 液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式
θ=（Af×HT）/Ls=4
故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.0447×0.40）/4=0.00447 m3/s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限
7.2.5液泛线
令Hd=ψ(HT＋hw)
Hd=hp+hL+hd
hP=hc+hl+hσ
hl=βhL
hL= h w +hOW
联立得：ψHT＋(ψ-β-1)hw=(β+1) hOW+ hc + hd + hσ
忽略hσ，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得：a’ V2s=b’-c’ Ls2-d’ Ls2/3
式中 a’=[0.051/(Aoco)2]×（ρv/ρl）
b’=ψHT＋(ψ-β-1)hw
c’=0.153/(lwhO)2
d’=2.84×10-3×E×( 1+β)(3600/lw)(2/3)
将有关数据代入,得
a’=[0.051/(0.101×0.530×0.772)2]×（0.80/915.6）=0.026
b’=0.5×0.4＋(0.5-0.58-1)×0.0417=0.155
c’=0.153/(0.6×0.022)2=878.100
d’=2.84×10-3×1×( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3)=1.482故
V2s=5.96-33773.08 Ls2-57.00 Ls
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表7.6
Ls m3/s
0.0005
0.0015
0.0030
0.0045
Vs m3/s
5.592
5.137
4.470
3.722

负荷性能图7.2

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图(1---3)可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得
Vs,max= 1.562m3/s Vs,min=0.514 m3/s
故操作弹性为
Vs,max/ Vs,min=1.562/0.514=3.039

第八章 辅助设备的计算及选型
8.1 原料贮罐
设计原料的储存运用时间为3天
Qm,h=6313.13 kg/h×24h×3
=454545.36kg 则可知：
V= Qm,h/进料密度
=454545.36/904.75
=502.40m3
设其安全系数为：0.8 则有：V实际=502.40/0.8=628.0m3
8.2 产品贮罐
设计产品的储存时间为3天
Qm,h=89.02×30.38×24h×3
=194718.79kg
产品密度=甲醇密度×0.882+水密度×0.118
=750.0×0.882+979.4×0.118
=777.07kg/m3 则可知：
V= Qm,h/产品密度
=194718/777.07
=250.58 m3
设其安全系数为：0.8 则有：
V实际=250.58/0.8
=313.23 m3
选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（HG-21502.1-92）

原料储罐的选择规格为：
名称
标准序号
公称体积/m3
计算体积/m3
内径/mm
总高/mm
材料
总重/kg
规格
HG-21502.1-92-217
600
660
9500
10338
Q235-A.F
21840

产品储罐的选择规格为
名称
标准序号
公称体积/m3
计算体积/m3
内径/mm
总高/mm
材料
总重/kg
规格
HG-21502.1-92-208
300
330
7500
8305
Q235-A.F
12760
8.3 原料预热器
原料加热：采用压强为270.25kPa的水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式采用逆流加热　　则
Qm,h=50000×1000/(330×24)=6313.13 kj/(kg·K)
同时有Ｃp,h,甲醇=2.48 kj/(kg·K) Cp,h,水=4.183 kj/(kg·K)
质量分数 xF=0.40
根据上式可知：Cp c=2.48×0.4+4.138×0.6
=3.502kj/(kg·K)
设加热原料温度由10℃到85℃ 则有：
φ= Qm,h×cp,c×ΔT
=6313.13×3.502×75
=1.658×106 kj/h
选择传热系数K=800 w/(m2·K)
则传热面积由下列公式计算：
A=φ/（K×ΔTm） 其中
ΔTm=(ΔT1－ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2)
=76.49 K 故有：
A=φ/（K×ΔTm）= 27.20 m2
取安全系数为0.8 则A实际=27.20/0.8=33.87 m2
选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：25×2.5mm
名称
公称直径Dg/mm
公称压力Pg/MPa
管程数N
管子根数n
规格
500
1.6
Ⅳ
152
名称
中心排管数
管程流通面积/m2
计算换热面积/m2
换热管长度/mm
规格
--
0.0119
33.87
3000
8.4塔顶全凝器
甲醇的气化热r⑹
Qc=(R+1)D×r
=(1.130+1)×(89.02×30.38/3600)×1101
= 175