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浮阀精馏塔甲醇水化工原理课程设计

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化工原理课程设计任务书
一、 设计题目及任务
设计题目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计
试设计一座甲醇-水溶液连续精馏塔, 年产量为15000+( 学号×1000) 吨, 要求甲醇产品产品纯度为98%、 99%、 99.5%( 1-10号同学数据为98%; 11-20号同学数据为99%; 21-30号同学数据为99.5%) , 塔顶易挥发组分的回收率为99%,原料液中含甲醇40%( 以上均为质量分数) 。
二、 操作条件

（1） 操作压力 常压
（2） 进料热状态 20℃
（3） 回流比 自选
（4） 塔底加热蒸汽压力( 表压)
（5） 年实际生产时间 7200h
（6） 其它参数( 除给出外) 可自选

三、 塔板类型
自选
四、 设计内容
( 1) 精馏塔的工艺计算
( 2) 工艺流程图及主体设备图
五、 设计说明书内容

（1） 目录
（2） 设计题目及原始数据( 任务书)

（3） 设计方案的确定及流程说明
（4） 精馏塔的物料衡算

（5） 塔板数的确定( 用图解法求理论板数需提供用坐标纸绘制甲醇-水溶液的y-x图)
（6） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
（7） 精馏塔的工艺尺寸计算( 包括塔底、 塔板)

（8） 塔体的流体力学验算
（9） 辅助装置的选定

（10） 设计结果概要或设计一览表( 主要设备尺寸、 衡算结果等)
（11） 对设计过程的评述和有关问题的讨论

（12） 符号表
（13） 设计参考资料

（14） 图纸( 1号图594×841; 二号图420×594, 实际打印时能够缩小打印)
1、 带控制点及物流量的工艺流程图; 2号图
2、 精馏塔总体结构图( 包括主要工艺尺寸、 技术特性、 接管表、 重要附件图等) ; 1号图
目录

1设计题目及原始数据 1
1.1设计题目：甲醇-水溶液连续精馏塔设计 1
1.2操作条件 1
2设计方案的确定及流程说明 1
2.1塔设备的选定 1
2.1.1浮阀塔 2
2.2.2浮阀类型 2
2.2进料热状态 3
2.3进料方式 3
2.3塔顶冷凝方式 3
2.4回流方式 3
2.5塔釜加热方式 3
2.6总流程说明 4
3精馏塔工艺计算 4
3.1精馏塔的物料衡算 4
3.1.1摩尔流量衡算 4
3.1.2质量流量衡算 5
3.2 相对挥发度的计算 6
3.3 最小回流比及操作回流比的确定 7
4塔板数的确定 7
4.1理论塔板数的计算 7
4.2实际塔板数的计算 9
5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10
5.1操作温度 10
5.2操作压力 10
5.3 塔顶条件下的流量及物性参数 11
5.3.1塔顶气液相平均相对分子质量的计算 11
5.3.2塔顶气液相密度的计算 11
5.3.3塔顶液相粘度的计算 12
5.3.4塔顶液相平均表面张力的计算 12
5.3.5塔顶流量 12
5.4 塔釜条件下的流量及物性参数 13
5.4.1塔釜气液相平均相对分子质量的计算 13
5.4.2塔釜气液相密度的计算 13
5.4.3塔釜液相粘度的计算 14
5.4.4塔釜液相平均表面张力的计算 14
5.4.5塔釜流量 14
5.5进料条件下的流量及物料参数 15
5.5.1进料气液相平均相对分子质量的计算 15
5.5.2进料气液相密度的计算 15
5.5.3进料液相粘度的计算 15
5.5.4进料液相平均表面张力的计算 16
5.5.5进料流量 16
5.6精馏段的流量及物性参数 16
5.6.1精馏段气液相平均相对分子质量 16
5.6.2精馏段气液相密度 16
5.6.3精馏段液相黏度 17
5.6.4精馏段液相平均表面张力 17
5.6.5精馏段流量 17
5.7提馏段的流量及物性参数 17
5.7.1提馏段气液相平均相对分子质量 17
5.7.2提馏段气液相密度 18
5.7.3提馏段液相黏度 18
5.7.4提馏段液相平均表面张力 18
5.7.5提馏段流量 18
6精馏塔工艺尺寸计算 20
6.1空塔气速的计算 20
6.1.1精馏段的计算 20
6.1.2提馏段的计算 21
6.2塔有效高度 22
6.3塔径与实际空塔气速 22
6.3.1精馏段的计算 22
6.3.2提馏段的计算 22
6.3.3实际空塔气速的计算 22
6.4溢流装置 23
6.4.1堰长 23
6.4.2溢流堰高度 23
6.4.3弓形降液管宽度和面积 23
6.4.4 降液管底隙高度 24
6.5塔板布置及浮阀数目与排列 25
6.5.1浮阀数目计算 25
6.5.2塔板布置与浮阀排列 25
7塔板流体力学验算 26
7.1气相通过浮阀塔板的压强降 26
7.1.1干板阻力 26
7.1.2板上充气液层阻力 27
7.1.3液体表面张力所造成的阻力 27
7.1.4压强降的计算 27
7.2降液管中清液层高度 28
7.2.1液体通过降液管的压头损失 28
7.2.2降液管的计算 28
7.3雾沫夹带 28
7.3.1板上液体流经长度 28
7.3.2板上液流面积 28
7.3.3泛点率 29
8塔板负荷性能图 30
8.1雾沫夹带线 30
8.1.1精馏段的计算 30
8.1.2提馏段的计算 30
8.2液泛线 31
8.2.1精馏段的计算 31
8.2.2提馏段的计算 32
8.3液相负荷上限线 32
8.4漏液线 32
8.4.1精馏段的计算 33
8.4.2提馏段的计算 33
8.5液相负荷下限线 33
8.6塔板负荷性能图及操作弹性 34
8.6.1精馏段 34
8.6.2提馏段 35
8.7浮阀塔板工艺设计计算结果 36
9辅助设备及主要附件的选型设计 37
9.1冷凝器的选择 37
9.1.1整体式 37
9.1.2自流式 37
9.1.3强制循环式 37
9.2再沸器的选择 38
9.3除沫器的选择 38
9.4塔顶蒸汽出口管 39
9.5人孔、裙座等附件设计 39
9.5.1人孔 39
9.5.2裙座 39
9.5.3吊柱 39
9.5.4泵 39
9.5.5封头 39
9.6预热器的选择 40
9.7精馏塔实际高度计算与设计 40
设计结果及自我评价 41
精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 41
自我评价 42
符号说明 42
参考文献 43
图纸 43

1设计题目及原始数据
1.1设计题目: 甲醇-水溶液连续精馏塔设计
试设计一座甲醇-水溶液连续精馏塔, 年产量为15000+( 23×1000) =38000吨, 要求甲醇产品产品纯度为99.5%( 1-10号同学数据为98%; 11-20号同学数据为99%; 21-30号同学数据为99.5%) , 塔顶易挥发组分的回收率为99%,原料液中含甲醇40%( 以上均为质量分数) 。
1.2操作条件
（1） 操作压力 常压
( 2) 进料热状态 20℃
( 3) 回流比 自选
( 4) 塔底加热热蒸汽压力 0.3MPa( 表压)
( 5) 年实际生产时间 7200h
( 6) 其它参数( 除给出外) 可自选
2设计方案的确定及流程说明
2.1塔设备的选定
化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一, 化学工业和石油工业
中广泛应用的诸如吸收、 解吸、 精馏、 萃取、 增湿、 减湿等单元操作中, 精馏操作是最基本的单元操作之一, 它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。
塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔, 后者的代表则为填料塔。一般, 与填料塔相比, 板式塔具有效率高、 处理量大、 重量轻及便于检修等特点, 但其结构较复杂, 阻力降较大。在各种塔型中, 当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。
2.1.1浮阀塔
浮阀塔的特点:
( 1) 生产能力大, 由于塔板上浮阀安排比较紧凑, 其开孔面积大于泡罩塔板, 生产能力比泡罩塔板大 20%～40%, 与筛板塔接近。
( 2) 操作弹性大, 由于阀片能够自由升降以适应气量的变化, 因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔, 泡罩塔都大。
( 3) 塔板效率高, 由于上升气体从水平方向吹入液层, 故气液接触时间较长, 而雾沫夹带量小, 塔板效率高。
( 4) 气体压降及液面落差小, 因气液流过浮阀塔板时阻力较小, 使气体压降及液面落差比泡罩塔小。
( 5) 塔的造价较低, 浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%, 可是比筛板塔高 20%～30。
可是, 浮阀塔的抗腐蚀性较高( 防止浮阀锈死在塔板上) , 因此一般采用不
锈钢作成, 致使浮阀造价昂贵, 推广受到一定限制。 
近几十年来, 人们对浮阀塔的研究越来越深入, 生产经验越来越丰富, 积累的设计数据比较完整, 因此设计浮阀塔比较合适。
2.2.2浮阀类型
国内常见的浮阀有三种, F1型、 V-4型、 T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形, 气体经过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。浮阀一般都用不锈钢制成, 其中F1型浮阀最常见, 其又分重阀和轻阀两种, 重阀用厚度2mm的钢板冲成, 阀质量约33g,轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成, 阀质量约25g。阀重则阀的惯性大, 操作稳定性好, 但气体阻力大。一般采用重阀, 只有要求压降很小的场合, 如真空精馏时才使用轻阀。
三类浮阀中, F1型浮阀最简单, 该类型浮阀已被广泛使用。本次设计采用F1型浮阀( 重阀) 。
2.2进料热状态
进料热状态有五种。原则上, 在供热一定的情况下, 热量应尽可能由塔底输入, 使产生的气相回流在全塔发挥作用, 即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定, 免受季节气温的影响, 常采用泡点进料。这样, 塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小, 可采用相同的塔径, 便于设计和制造。但将原料预热到泡点, 就需要增设一个预热器, 使设备费用增加。
综合考虑各方面因素, 决定增设一个预热器, 采用泡点进料, 即q=1 。
2.3进料方式
加料方式有两种: 高位槽加料和泵直接进料。采用高位槽加料, 不能够得到稳定的流量和流速, 采用泵加料, 设备操作费用高, 但流量及流速稳定, 传质效率高, 结构简单, 安装方便。本次设计采用泵直接进料。
2.3塔顶冷凝方式
塔顶冷凝采用全凝器, 用水冷凝。
2.4回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型, 回流冷凝器一般安装在塔顶, 其优点是回流冷凝器无需支撑结构, 其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时, 回流冷凝器不适合于塔顶安装, 且塔顶冷凝器不易安装、 检修和清理。在此情况下, 可采用强制回流, 塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。
本次设计为小型塔, 故采用重力回流。
2.5塔釜加热方式
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是, 可利用压强较低的加热蒸汽, 并省掉间接加热设备, 以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热, 只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料, 因此一般情况下, 多采用间接蒸汽加热。
2.6总流程说明
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。设计中采用冷液进料, 用泵将原料液经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加回流至塔内, 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热, 塔底产品经冷却后送至储罐。
3精馏塔工艺计算
3.1精馏塔的物料衡算
由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准, 需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。
已知:

3.1.1摩尔流量衡算
原料液的摩尔组成:

同理可求得:

原料液的平均摩尔质量:

同理可求得:

已知 , 甲醇年产量38000吨, 年实际生产时间7200h。
产品摩尔流量:
由 得
原料摩尔流量:
由全塔的物料衡算方程可写出:
总物料:
易挥发组分: 解得
3.1.2质量流量衡算
塔顶产品质量流量:
进料质量流量:
塔釜产品质量流量:
表 3-1 物料衡算结果表

进料
塔顶
塔釜
质量流量
13.27
5.28
7.99
摩尔流量
608.3
165.7
442.6
摩尔分率
0.2727
0.9911
0.003746

3.2 相对挥发度的计算
表 3-2 常压下甲醇-水气液平衡与温度关系
液相甲醇
气相水
温度
0
0
100
5.31
28.34
92.9
7.67
40.01
90.3
9.26
43.53
88.9
13.15
54.55
85.0
20.83
62.73
81.6
28.18
67.75
78.0
33.33
69.81
76.7
46.20
77.56
73.8
52.92
79.71
72.7
59.37
81.83
71.3
68.4
84.92
70.0
85.62
89.62
68.0
87.41
91.64
66.9
100
100
64.7
根据表3-2, 利用内插法求进料、 塔顶和塔底温度, 由得:
进料:
塔顶:
塔釜;
由此可得进料、 塔顶和塔釜混合物的温度, 以上计算结果得表3-3
表3-3原料液、 馏出液的含量与温度
名称
原料液
馏出液
釜残液
温度
78.45
64.86
99.50
根据表 3-2, 利用内插法计算精馏段和提馏段对应的气、 液相摩尔分率, 得:
精馏段:

提馏段:

将分别代入得:

3.3 最小回流比及操作回流比的确定
由于是泡点进料,

一般操作回流比取最小回流比的倍, 本设计取1.5倍
即

4塔板数的确定
4.1理论塔板数的计算
已知则:

精馏段操作线方程:

提馏段操作线方程:

线方程:
利用AutoCAD软件在相图中分别画出上述直线, 利用图解法能够求出理论塔板数, 求解过程如图4-1所示:

图 4-1 图解法计算理论板数
总结如下表:

表4-1图解法求理论板数计算结果
最小回流比
0.93
实际回流比
1.395
进料位置
11
理论板数
16

由图4-1可得:

,
4.2实际塔板数的计算
用康奈尔法对全塔效率进行估算:

表 4-2 不同温度下甲醇—水黏度( )
温度℃
60
70
80
90
100

0.350
0.306
0.277
0.251
0.225

0.479
0.414
0.362
0321
0.288

全塔的平均温度:

根据表4-2, 利用内插法计算得:

同理得:
因为
因此,
全塔液体的平均粘度:

已知
根据表3-2利用内插法计算得:

根据平衡方程得
由 计算可得:

则实际塔板数:
( 不包含塔釜)
5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
5.1操作温度
由3.2的计算可知
进料:
塔顶:
塔釜;
精馏段:
提馏段:
5.2操作压力
塔顶压力: =101.3kPa
塔底加热蒸汽0.3MPa(表压)
假设每层塔板压降: =0.7kPa
塔釜板压力 : =101.3+37×0.7=127.2kPa

5.3 塔顶条件下的流量及物性参数
表5-1不同温度下甲醇—水的密度、 粘度及表面张力
温度/℃
50
60
70
80
90
100
密度
/(kg/m3)
甲醇
760
751
743
734
725
716
水
988.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
粘度
/(·s)
µ甲醇

0.350
0.306
0.277
0.251
0.225
µ水

0.479
0.414
0.362
0.321
0.288
表面张力
/(/m)
甲醇

18.76
17.82
16.91
15.82
14.89
水

66.2
64.3
62.6
60.7
58.8

5.3.1塔顶气液相平均相对分子质量的计算
由3.1的计算, 因为塔顶馏出液是塔顶气相经冷凝得到的, 因此=,
塔顶气相平均相对分子质量: =31.86
已知=0.9911, D=165.7kmol/h, =64.86℃, =99.5％
塔顶液相平均相对分子质量:
=0.9866×32+( 1－0.9866) ×18＝31.81
( 其中塔顶塔板上液相摩尔分数0.9866根据表3-2由内插法求得)
5.3.2塔顶气液相密度的计算
气相密度:

根据表5-1, 利用内插法能够求得液相的密度、 粘度和平均表面张力
液相密度:

5.3.3塔顶液相粘度的计算

5.3.4塔顶液相平均表面张力的计算

5.3.5塔顶流量
由3.1的计算可知:
塔顶馏出液摩尔流量:
塔顶馏出液质量流量:
表5-2塔顶数据参数表

单位

数据
31.81
31.86
1.15
748.28
0.330
18.72
165.7
5.28
5.4 塔釜条件下的流量及物性参数
5.4.1塔釜气液相平均相对分子质量的计算
由3.1的计算可知:
,,
液相平均相对分子质量:

气相平均相对分子质量:

( 其中根据表3-2利用内插法求得 )
5.4.2塔釜气液相密度的计算

气相密度:

根据表5-1, 利用内插法能够求得液相的密度、 粘度和平均表面张力
液相密度:

5.4.3塔釜液相粘度的计算
液相粘度:

5.4.4塔釜液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力:

5.4.5塔釜流量
由3.1的计算可知:
塔釜残液的摩尔流量:
塔釜残液的质量流量:
表5-3 塔釜数据参数

单位

数据
18.05
18.28
0.60
942.37
0.290
58.74
442.6
7.99
5.5进料条件下的流量及物料参数
5.5.1进料气液相平均相对分子质量的计算
已知
由3.1的计算可知:
液相平均相对分子量:
气相平均相对分子量:

( 其中 根据表3-2利用内插法求得 )
5.5.2进料气液相密度的计算

气相密度:

根据表5-1, 利用内插法能够求得液相的密度、 粘度和平均表面张力
液相密度:

5.5.3进料液相粘度的计算
液相粘度:

5.5.4进料液相平均表面张力的计算
液相平均表面张力:

5.5.5进料流量
由3.1的计算可知:
原料液摩尔流量:
原料液质量流量:
表5-4 进料数据参数

单位

数据
21.82
27.40
0.95
877.80
0.346
50.37
608.3
13.27
5.6精馏段的流量及物性参数
5.6.1精馏段气液相平均相对分子质量
气相平均相对分子质量:

液相平均相对分子质量:

5.6.2精馏段气液相密度
气相密度:

液相密度:

5.6.3精馏段液相黏度
液相平均黏度:

5.6.4精馏段液相平均表面张力
液相平均表面张力:

5.6.5精馏段流量
气相流量:
(摩尔流量)
(质量流量)
液相流量:
(摩尔流量)
(质量流量)
5.7提馏段的流量及物性参数
5.7.1提馏段气液相平均相对分子质量
气相平均相对分子质量:

液相平均相对分子质量:

5.7.2提馏段气液相密度
气相密度:

液相密度:

5.7.3提馏段液相黏度
液相黏度:

5.7.4提馏段液相平均表面张力
液相平均表面张力:

5.7.5提馏段流量
气相流量:
(摩尔流量)
(质量流量)
液相流量:
(摩尔流量)
(质量流量)
表5-4精馏段、 提馏段数据参数表

精馏段
提馏段
气相平均相对分子质量

29.63

22.84
液相平均相对分子质量

26.82

19.94
气相密度

1.05

0.775
液相密度

813.04

910.09
液相粘度

0.338

0.318

液相平均表面张力

34.55

55.56
气相摩尔流量/

396.85

396.85
气相质量流量/

11.76

9.06
液相摩尔流量/

231.15

839.45
液相质量流量/

6.20

16.74
6精馏塔工艺尺寸计算
6.1空塔气速的计算
6.1.1精馏段的计算

则

取塔板间距=0.45m ,板上液层高度=0.05m,
那么分离空间:

图6-1 史密斯关联图
从史密斯关联图查得: 由于, 且已知

由于适当的空塔气速, 因此需先计算出最大允许气速:

取安全系数0.7, 则空塔气速为:

6.1.2提馏段的计算

则

取塔板间距, 板上液层高度
那么分离空间:

从史密斯关联图查得: ,由于,且已知

由于适宜的空塔气速, 因此, 需先计算出最大允许气速:

取安全系数0.7, 则空塔气速为:

6.2塔有效高度
根据给定的分离任务, 求出理论板数后, 可按下式计算塔有效段高度。

6.3塔径与实际空塔气速
6.3.1精馏段的计算
D==
6.3.2提馏段的计算

6.3.3实际空塔气速的计算
因取上下塔径相同, 故按精馏段塔径圆整后为

精馏段:

提馏段:

6.4溢流装置
溢流装置计算
本设计采用单溢流弓行压降管, 并不设进口堰。
6.4.1堰长
取=0.65D=0.65×1.5=0.975m
6.4.2溢流堰高度
由=－how选用平直堰
精馏段:

则=－how=0.05－0.0112=0.0388m
提馏段:

则=－how=0.05－0.0169=0.0331m
6.4.3弓形降液管宽度和面积
由, 查弓形降液管参数图
得:
故:

由式能够计算出液体在降液管中停留时间 图6-2 弓形降液管参数图

精馏段:

提馏段:

降液管的截面积应保证液体能在降液管内有足够的停留时间, 使溢流液体夹带的气体能及时分离。因此, 提馏时间应不小于3-5s。故降液管尺寸可用。
6.4.4 降液管底隙高度
精馏段:
取, 则:

提馏段:
取, 则:

两者皆不小于0.01m, 故满足要求。
表6-1 溢流装置工艺尺寸列表
项目

精馏段
0.975
0.0388
0.186
0.1271
0.0311
提馏段
0.975
0.0299
0.186
0.1271
0.0749

6.5塔板布置及浮阀数目与排列
6.5.1浮阀数目计算
取阀孔动能因子 , 用 计算孔速
精馏段孔速:

提馏段孔速:

则每层塔板上的浮阀数目:
精馏段浮阀数:

提馏段浮阀数:

6.5.2塔板布置与浮阀排列
取边缘区宽度, 破沫区宽度。
( 1) 依计算塔板上鼓泡区面积

故 :
( 2) 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=075mm=0.75m,则排间距:
精馏段排间距:

提馏段排间距:

考虑到塔的直径较大, 必须采用分块式塔板, 而分快板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积, 因此排间距应减小, 可取。
( 3) 塔的开孔率计算如下:
精馏段:

提馏段:

7塔板流体力学验算
7.1气相经过浮阀塔板的压强降
7.1.1干板阻力
( 1) 计算临界孔速
精馏段:

提馏段:
( 2) 干板阻力的计算
因为, 因此
精馏段:

提馏段:

7.1.2板上充气液层阻力
本设备分离甲醇与水的混合液, 可取充气系数。
则板上充气液层阻力:

7.1.3液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小, 可忽略不计。
7.1.4压强降的计算
因此, 与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度:
精馏段:

提馏段:

7.2降液管中清液层高度
为了防止淹塔现象的发生, 要求控制降液管清液层的高度, 。
7.2.1液体经过降液管的压头损失
精馏段:

提馏段:

7.2.2降液管的计算
精馏段:

提馏段:

可见, 符合防止淹塔的要求。
7.3雾沫夹带
7.3.1板上液体流经长度

7.3.2板上液流面积

7.3.3泛点率
甲醇和水为正常系统, 取物性系数; 泛点负荷系数: 精馏段, 提馏段。
精馏段:

及
提馏段:

及
以上计算出的精馏段和提馏段的泛点率都在80%以下, 故可知雾沫夹带量能够满足的要求。
8塔板负荷性能图
8.1雾沫夹带线
8.1.1精馏段的计算
按泛点率为80%计算如下:

整理得:
可知雾沫夹带线为直线, 则在操作范围内任取两个值, 算出相应的值, 列于下表中。据此, 可作出精馏段雾沫夹带线。
表8-1 雾沫夹带线数据
Ls/(m3/s)
0.002
0.010
Vs/(m3/s)
3.37
3.03

8.1.2提馏段的计算
按泛点率为80%计算如下:

整理得:
可知雾沫夹带线为直线, 则在操作范围内任取两个值, 算出相应的值, 列于下表中。据此, 可作出提馏段雾沫夹带线。
表8-2 雾沫夹带线数据
Ls/(m3/s)
0.002
0.010
Vs/(m3/s)
3.95
3.53
8.2液泛线

由上式确定液泛线, 忽略式中的, 将已知数据代入得:

与又有如下关系:

8.2.1精馏段的计算
整理可得:

在操作范围内任取两个值, 算出相应的值, 列于下表中。据此, 可作出精馏段液泛线。
表8-3 液泛线数据
Ls/(m3/s)
0.001
0.013
Vs/(m3/s)
7.20
6.53
8.2.2提馏段的计算
整理可得:

在操作范围内任取两个值, 算出相应的值, 列于下表中。据此, 可作出提馏段液泛线。
表8-4液泛线数据
Ls/(m3/s)
0.001
0.013
Vs/(m3/s)
8.17
7.47
8.3液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s。液体在降液管内停留的时间为:

以作为液体在降液管中停留的时间的下限, 则

据此, 可作出精馏段和提馏段液相负荷上限线。
8.4漏液线
对F1型重阀, 以=5作为规定气体最小负荷的标准计算,
则 , 又知
则得:
8.4.1精馏段的计算

据此, 可作出精馏段水平漏液线。
8.4.2提馏段的计算

据此, 可作出提馏段水平漏液线。
8.5液相负荷下限线
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件, 依的计算式计算出液相流量的下限值。
则
取E=1, 则

据此, 可作出精馏段和提馏段液相负荷下限线

8.6塔板负荷性能图及操作弹性
8.6.1精馏段

图8-1 精馏段塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图能够看出:
（1） 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制, 操作下限由漏液控制。
（2） 由图能够查出塔板的气相负荷上限, 气相负荷下限, 因此

8.6.2提馏段

图8-2 提馏段塔板负荷性能图

由塔板负荷性能图能够看出:
（1） 塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制, 操作下限由漏液控制。
( 2) 由图能够查出塔板的气相负荷上限, 气相负荷下限, 因此

8.7浮阀塔板工艺设计计算结果
项目
精馏段
提馏段
备注
塔径D,m
板间距HT, m
塔板型式
空塔气速u, m/s
堰长lW, m
堰高hW, m
板上液层高度hL, m
降液管底隙高度ho, m
浮阀数N, 个
阀孔气速uo, m/s
阀孔动能因数Fo
临界阀孔气速uoc, m/s
孔心距t, m
排间距t’, m
单板压降△pp, Pa
液体降液管停留时间θ, s
降液管内清液层高度Hd, m
边缘固定区宽度Wc,m
弓形降液管宽度Wd,m
开孔率%
泛点率%
气相负荷上限(Vs)max, m3/s
气相负荷下限(Vs)min, m3/s
操作弹性
1.5
0.45 单溢流弓形降液管
1.767
0.975 0.0388
0.05
0.0311
267 0.07
9.76
10
10.2
0.075
0.05
487
26.98
0.112
0.03
0.186
18.1
74.0
3.48
0.96

1.5
0.45
单溢流弓形降液管
1.847
0.975
0.0201
0.05
0.0749
240
11.36
10
12.1
0.075
0.05
518
11.19
0.109
0.03
0.186
16.3
69.4
3.35
0.91

分块式塔板

等腰三角形叉排

同一横排孔心距
相邻两横排的中心线距离
雾沫夹带控制

漏液控制

9辅助设备及主要附件的选型设计
9.1冷凝器的选择
按冷凝器与塔的位置, 可分为: 整体式、 自流式和强制循环式。
9.1.1整体式
如图a, b所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小, 蒸汽分布均匀, 缺点是塔顶结构复杂, 不便维修, 当需用阀门、 流量计来调节时, 需较大位差, 须增大塔顶板与冷凝器间距离, 导致塔体过高。该型式常见于减压精馏或传热面较小场合。

9.1.2自流式
如图c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上, 靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。
9.1.3强制循环式
如图d, e所示。当冷凝器换热面过大时, 装在塔顶附近对造价和维修都是不利的, 故将冷凝器装在离塔顶较远的低处, 用泵向塔提供回流液。
根据本次设计体系, 甲醇-水走壳程, 冷凝水走管程, 采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置, 用泵向塔顶送回流冷凝水, 在冷凝器和泵之间需设回流罐, 这样能够减少台架, 且便于维修、 安装, 造价不高。
9.2再沸器的选择
再沸器的选取取决于处理能力, 操作条件及操作方法, 本设计立式虹吸式再沸器, 选择120℃饱和水蒸气加热
Qc=KA
热流: 120℃→120℃
冷流: 99.69℃→89.07℃
=120-99.69=20.31℃
=120-89.07=30.93℃
===25.25℃
该设备的热传递系数K为2260-5700kcal/m2•h•℃本设计采取K=3000cal/m2•h•℃
因此A===173.00m2
公称直径
(mm)
管数
换热面积
管程数
管长
( mm)
公称压力
Mpa
800
444
206
VI
6000
25

9.3除沫器的选择
当空塔气速较大, 塔顶溅液现象严重, 以及工艺过程不允许出现出塔气体夹带雾低的情况下设置除沫器以保证传置效率, 降低有价值物料的损失和改进分离塔压缩机的操作。
本设计采用丝网除沫器
9.4塔顶蒸汽出口管
塔顶蒸汽出口管径必须有一定适宜的尺寸, 否则产生大压降。本设计取25m/s
管径
9.5人孔、 裙座等附件设计
9.5.1人孔
人孔是安装或者检修人员进出塔器的唯一通道。人孔的设计应便于人员进出任意一层塔板, 但由于设计人孔处的踏板间距要增大, 且人孔设施过多会使制造塔体的弯曲度难以达到要求, 因此一般板式塔每隔10—20层或5—10米塔段设置一个人孔, 本设计共43块板, 人孔数为3, 塔板间距至少比人孔大150mm, 且不得小于600mm。塔顶和塔釜也应各设置一个人孔。
9.5.2裙座
裙座起到支撑塔体的作用, 裙座的选择还应考虑到载荷。塔的操作条件及塔釜风头的材料等因素, 对于在室外操作的塔, 还应考虑环境温度、 裙座的结构性能等。本设计采用圆筒型裙座, 高度为3.5m, Db1=2600mm,Db2=3100mm。
9.5.3吊柱
吊柱的设置对于补充和更换填料安装和拆卸内件, 是既经济又方便的一项设置, 一半在15m以上的塔都设置吊柱。本设计选用的吊柱参数如下:
W=1000N S=1300 L=3900 H=1100
9.5.4泵
由于甲醇为类似的液体, 故选用单级单吸式离心泵。
9.5.5封头
本设计采用公称直径为2.8m的椭圆形封头, 该封头物理性数据如下:
公称直径( mm)
曲面高度( mm)
质变高度( mm)
2800
700
40
内表面积( m2)
容积( m3)
8.91
3.18
9.6预热器的选择
本设计选用120℃的水蒸气为介质, 原料液温为当地温度,青岛地区平均温度为25℃。
25℃下水的比热: 1cal/