甲醇—水分離板式精餾塔的設計

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1化工原理課程設計題 目 甲醇水分離板式精餾塔的設計系 （院） 化學與化工系專 業(yè) 化學工程與工藝班 級 2009 級 2 班學生姓名 李建國學 號 2009022640指導教師 劉元偉職 稱 講師二一一年 十二 月 十 日濱州學院課程設計說明書濱州學院課程設計任務書專業(yè) 09 化工 班級 化工本二班 學生姓名：李建國發(fā)題時間： 2011 年 12 月 10 日一、課題名稱甲醇水分離板式精餾塔設計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）原 料：甲醇、水溶液 處理量：3500Kg/h原料組成：24%（甲醇的質(zhì)量分率）料液初溫： 20操作壓力、回流比、單板壓降：自選進料狀態(tài)：冷液體進料塔頂產(chǎn)品濃度： 97%（質(zhì)量分率）塔底釜液含甲醇含量不高于 1%（質(zhì)量分率）塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板生產(chǎn)時間：300 天/年，每天 24h 運行冷卻水溫度：20設備形式：篩板塔廠 址：濱州市三、設計內(nèi)容（包括設計、計算、論述、實驗、應繪圖紙等根據(jù)目錄列出大標題即可）1 、設計方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算（加熱物料進出口溫度、密度、粘度、濱州學院課程設計說明書比熱、導熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體力學驗算8、塔板負荷性能圖（精餾段）9、換熱器設計10、餾塔接管尺寸計算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點、機繪，A2 圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構件） （手繪，A1 圖紙）13、撰寫課程設計說明書一份 設計說明書的基本內(nèi)容課程設計任務書課程設計成績評定表中英文摘要目錄設計計算與說明設計結果匯總小結參考文獻14、 有關物性數(shù)據(jù)可查相關手冊15、 注意事項 寫出詳細計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源 每項設計結束后列出計算結果明細表 設計最終需裝訂成冊上交四、進度計劃（列出完成項目設計內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1.設計動員，下達設計任務書 0.5 天2.收集資料，閱讀教材，擬定設計進度 1-2 天3.初步確定設計方案及設計計算內(nèi)容 5-6 天4.繪制總裝置圖 2-3 天5.整理設計資料，撰寫設計說明書 2 天6.設計小結及答辯 1 天濱州學院課程設計說明書目 錄摘要 1第一章 概述 .11.1 精餾操作對塔設備的要求 11.2 板式塔類型 1第二章 設計方案的確定 .22.1 操作條件的確定 22.2 確定設計方案的原則 3第三章塔的工藝尺寸得計算 43.1 精餾塔的物料衡算 43.1.1 摩爾分率 43.1.2 平均摩爾質(zhì)量 53.1.3 物料衡算 53.1.4 回 收率 53.2 塔板數(shù)的確定 53.2.1 理論板層數(shù) N 的求取 53.3 精餾塔有關物性數(shù)據(jù)的計算 93.3.1 操作壓力計算 93.3.2 操作溫度計算 93.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算 .103.3.4 平均密度計算 .103.3.5 液體平均表面張力計算 .113.3.6 液體平均黏度計算 .123.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設計 .123.4.1 塔徑的計算 .133.4.2 精餾塔有效高度的計算 .133.5 塔板主 要工藝尺寸的計算 .163.5.1 溢流裝置計算 .163.5.2 塔板布置 .183.6 篩板的流體力學驗算 .203.6.1 塔板壓降 .203.6.2 液面落差 .213.6.3 液沫夾帶 .223.6.4 漏液 .223.6.5 液泛 .23濱州學院課程設計說明書3.7 塔板負荷性能圖 .233.7.1 漏液線 .243.7.2 液沫夾帶線 .243.7.3 液相負荷下限線 .243.7.4 液相負荷上限線 .253.7.5 液泛線 .26第四章 塔附屬設計 304.1 塔附件設計 .304.2 筒體與封頭 .324.3 塔 總體高度設計 .334.3.1 塔的頂部空間高度 .334.3.2 塔的底部空間高度 .334.3.3 塔體高度 .334.4 附屬設備設計 .334.4.1 冷凝器的選擇 .334.4.2 泵的選擇 .34設計小結 .35附 錄 .36參考文 獻 .39濱州學院課程設計說明書摘 要化工生產(chǎn)過程中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足存儲、運輸。加工和使用的要求，時常將這些混合物分離為較純凈的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。精餾過程在能量驅(qū)動下，使氣、液兩相多次接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合物中各組分分離，該過程是同時進行傳熱傳質(zhì)過程。本次設計任務為設計一定處理量的分離甲醇-水混合物的精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20 世紀 50 年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結構簡單，塔盤造價減少 40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右，處理能力大等優(yōu)點，綜合考慮更符合本設計的要求?；ぴ碚n程設計是培養(yǎng)我們化工設計能力的重要教學環(huán)節(jié)，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。本課程設計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結構設計和校核。關鍵詞：板式精餾塔 篩板 計算 校核濱州學院課程設計說明書0第一章 概述甲醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，甲醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料甲醇的法規(guī)。長期以來，甲醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于甲醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的甲醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進甲醇水體系的精餾設備是非常重要的。塔設備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應用，在此我們作板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的。1.1 精餾操作對塔設備的要求精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：（1）氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。（2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。（3）流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。（4） 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。（6） 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.2 板式塔類型氣液傳質(zhì)設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填濱州學院課程設計說明書1料塔，填料塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、篩板塔(1832 年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如 S 型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設計。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：（1） 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右。（2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015。（3） 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30左右。篩板塔的缺點是：（1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。（2） 操作彈性較小(約 23)。（3）小孔篩板容易堵塞。第二章 設計方案的確定本設計任務為甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.1 操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1 操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性濱州學院課程設計說明書2質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。2.1.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于甲醇水溶液，一般采用 0.40.7KPa（表壓） 。2.1.4 冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過 50 ，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。2.2 確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：2.2.1 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這濱州學院課程設計說明書3就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。2.2.2 滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。2.2.3 保證安全生產(chǎn)例如甲醇屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸得計算3.1 精餾塔的物料衡算3.1.1 摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 32/AMkgmol水的摩爾質(zhì)量 18B原料液 4/0.52376Fx濱州學院課程設計說明書4塔頂 97/320.491Dx塔底產(chǎn)品 56/8W3.1.2 平均摩爾質(zhì)量原料液 0.132(0.1)82.1/FMkgmol塔頂 9479473D塔底產(chǎn)品 56560/Wkl3.1.3 物料衡算進料流量 30174./2.Fkmolh全塔物料衡算 輕組分 FDWX式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜殘液流量，kmol/hXF原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)XD流出液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)XW釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)餾出液流量 26.81/kmolh釜液流量 473.1.4 回收率甲醇的回收率 26.810947%6.83%5DAFx水的回收率 ().2(10.5)9.06WBFx濱州學院課程設計說明書53.2 塔板數(shù)的確定3.2.1 理論板層數(shù) N 的求取3.2.1.1 最小回流比及操作回流比計算表 3-1 甲醇水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關系由上表數(shù)據(jù)（賈紹義,柴誠敬主編化工原理課程設計天津:天津大學出版社，2002）作甲醇-水的 t-x-y 圖如下圖 3-1 所示：溫度/ 液相 氣相 溫度/ 液相 氣相 溫度/ 液相 氣相100 0 0 84.4 0.15 0.517 69.3 0.70 0.87096.4 0.02 0.134 81.7 0.20 0.579 67.6 0.80 0.91593.5 0.04 0.234 78.0 0.30 0.665 66.0 0.90 0.95891.2 0.06 0.304 75.3 0.40 0.729 65.0 0.95 0.97989.3 0.08 0.365 73.1 0.50 0.779 64.5 1.0 1.087.7 0.10 0.418 71.2 0.60 0.825濱州學院課程設計說明書6t-x60657075808590951000 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1系 列 1系 列 2t-y圖 3-1 甲醇的 t-x(y)相圖當 時，由圖 3-1 甲醇的 t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點溫度為0.158FXT 泡 =84.5查得泡點溫度下甲醇的汽化熱 1046.88KJ/Kg,水的汽化熱 2500.0KJ/Kg 所以 12()43265.8/FmAFBrxrxMKJg+平均溫度 T=52.25原料液的比熱容 CP=76.59KJ/(Kmol. )所以 q 線方程為 y=9.772x -1.3231.4pmctrq根據(jù)進料線方程確定最小回流比如下圖 3-2 所示：濱州學院課程設計說明書700.10.20.30.40.50.60.70.80.910 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1系 列 1系 列 2系 列 3q線圖 3-2 最小回流比的確定由上圖可以看出 q 線與平衡線的交點標為（0.195/0.577）故 min0.947.5091qDxyR取 in1.5故精餾段操作線方程 09386Dxyyx式中 R回流比3.2.1.2 液負荷的計算1.45726.8391/LDkmolh5.7V ./qFl 213Lkoh濱州學院課程設計說明書83.2.1.3 圖解法求塔板數(shù)00.10.20.30.40.50.60.70.80.910 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1q 線1234567891011圖 3-3 理論與塔板數(shù)的圖解求法由上圖可以看出總理論板數(shù) N=11(包含再沸器)，精餾段理論板數(shù)為 5 塊,其中第 6 塊板為加料板。 3.2.2 實際板層數(shù)的求取根據(jù)氣液平衡線方程 得 1xy2.94D6.W所以 =4.36mDW根據(jù)塔頂，塔底液相組成查圖得，塔的平均溫度 該溫度下的進料相的平均黏81.5mT度： (1)mFx甲 水已知 mP.s mP.s =水 0.27甲代入上式得： 3mPs采用 Oconnell 法， 解得： 0.245.9()mTE0.45TE則有 塊1N濱州學院課程設計說明書9塊26014N總板效率的求取一般兩種方法：1.經(jīng)驗數(shù)據(jù)2.采用 Oconnell 法， 0.245.9()LTE適用范圍： ，板上液流長度1m.0.175L-塔頂和塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；-塔頂和塔底平均溫度下的粘度。L Lix3.3 精餾塔有關物性數(shù)據(jù)的計算物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的查取和估算對于工藝設計計算非常重要，精餾塔設計中主要的物性數(shù)據(jù)包括?。好芏取⒄扯?、比熱容、汽化潛熱和表面張力。3.3.1 操作壓力計算(影響氣相密度，進而影響 VsD塔板結構參數(shù))取塔頂表壓為 0Kpa。塔頂操作壓力 10.325DPKa每層塔板壓降 ，一般 0.4-0.7kPa，浮閥塔板的壓降為 0.2650.53kPa，篩7板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進料板壓力 10.325109.725FPPa塔底操作壓力 97.4WK精餾段平均壓力 ()/.m提餾段平均壓力 10.25.1625PPa3.3.2 操作溫度計算利用表 3-1 中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 、 、 。FtDWt進料口 ： , =84.5Ft84.87.015015Ft塔頂 ： ， =65.09D6936.7DDt濱州學院課程設計說明書10塔釜 ： ， =98.48Wt93.596.402.064Wtt精餾段平均溫度 187.82FDt提餾段平均溫度 2.91W3.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算根據(jù)圖 3-3 查得：塔頂 10.947Dxy10.86xkg/kmol320.868635DLMkg/kmol947(.).2V進料處 .1fx4fykg/kmol3208+-=FL（ .） 0.53kg/kmol.5()276VM塔底 6wx.4wy320.18(05)18.kg/mol54.3Lw3.3.3.1 精餾段的平均摩爾質(zhì)量kg/kmol13.2768.0VMkg/kmol059L3.3.3.2 提餾段平均摩爾質(zhì)量kg/kmol 2.76182.3Vkg/kmol059LM3.3.4 平均密度計算求得在 與 下甲醇與水的密度。不同溫度下甲醇和水的密度（姚玉英 化工原理（上） 1t2P360-361 頁附錄二十）見表 3-2。濱州學院課程設計說明書11表 3-2 不同溫度下甲醇和水的密度溫度/ (kg/ )甲 3m(kg/ )水 3溫度/ (kg/ )乙 3m(kg/ )水 350 750 988 80 721 97260 741 983 90 713 965.370 731 978 100 704 958.4利用表 3-2 數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 、 、 下的甲醇與水的密度FtDWt塔頂 ， =735.91 kg/65.09Dt765.0931471甲 甲 3m, =980.46 kg/8水 水同理 =717.4kg/ =969.0 kg/.5Ft甲 3水 3塔底 =705.4 kg/ =959.5 kg/94w甲 m水塔頂?shù)囊合嗝芏?：DL0.971.356DL34/kg同理 進料處： 0.182/80.2879FL=881.80 kg/ 3m塔釜液相密度 ： =956.06 kg/wL所以精餾段的液相的平均密度： =1374.6+81.kg/2m提留段的液相的平均密度： =L9509精餾段的氣相密度： = =1.04 kg/1VPMRT精 5834(718)3提留段的氣相密度： = =0.8367 kg/2提 2693.3.5 液體平均表面張力計算不同溫度下甲醇和水的表面張力（姚玉英化工原理（上） P362-365 頁附錄二十一）見表 3-3。表 3-3 甲醇水不同溫度下的表面張力濱州學院課程設計說明書12溫度/ 60 70 80 90 100甲表面張力/ 310/Nm19.3 17.8 16.9 15.7 14.8水表面張力/ 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8利用表 3-3 數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 、 、 的甲醇和水的表面張力FtDWt塔頂 65.09Dt765.091.831甲 38.5410/Nm甲=42.水 =67水同理 進料處： 求得： .5Ft 30/甲 31.50/水塔底 ： 求得： w9814.98Nm甲 9Nm水塔頂?shù)膹埩?333m=0.61.0+65.2./進料出的張力 5/塔底的張力 38.mN3.3.5.1 精餾段液體平均表面張力 33125.01/9.210/m3.3.5.2 提餾段精餾段液體平均表面張力 33253.810/56.910/N3.3.6 液體平均黏度計算不同溫度下甲醇和水的黏度， （姚玉英化工原理（上） P336 頁附錄六）見表 3-4。表 3-4 甲醇和水不同溫度下的黏度溫度 50 60 70 80 90 100甲醇黏度（ ）mPas0.393 0.347 0.306 0.271 0.240 0.214水的黏度（ ） 0.5494 0.4688 0.4061 0.3565 0.3165 0.2838利用表 3-4 數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 、 、 的甲醇和水的黏度FtDWt塔頂 0.326165.09Dt7605.9.3437甲 =甲 mPas濱州學院課程設計說明書137065.096.41.84甲 =0.369水 mPas同理 進料處 0.2571 85Ft=甲 mPas.85水 塔底 0.218 9.W甲 029水 as塔頂?shù)酿ざ龋?m11()0.342x甲 水進料處黏度： 0.283 塔底黏度： 0.289=Pasm=Pas精餾段黏度： 1.8.s2提餾段黏度： 20936a3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設計3.4.1 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為 1v 3()26.8150.2/3604SVMRms311.9/LLD式中 V精餾段氣相流量，kmol/hL精餾段液相流量，kmol/hMV1、M L1分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol、 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m 31VL同理，提餾段的氣、液相體積流率為 30.61/SVms30.24/Sms由極限空塔氣速計算式： maxLvuC式中 、 分別為氣、液相平均密度， kg/m3VLC 由式 計算0.2()M式中 C 20物系表面張力為 20mN/m 的負荷系數(shù) m操作物系的液體平均表面張力，mN/m濱州學院課程設計說明書14C操作物系的負荷系數(shù)其中的 由史密斯關聯(lián)圖（姚玉英化工原理（下） P158 頁圖 3-7 史密斯關聯(lián)圖） ，200.2HT=0.60.450.30.150.40.30.2 1.00.70.10.040.030.02 0.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05VLf20uC史密斯關聯(lián)圖 12()hLvV查取圖的橫坐標為 1 12 20.3968.3()()0.954hLvV式中 V h、L h分別為塔內(nèi)氣、液兩相的體積流量，m 3/h、 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m 31同理，提餾段的為 12()0.65hLV取板間距 ，板上液層高度 ，則0.35TH.LhmTLhm同上， 20.8C同理，提餾段的板間距取 ，板上液層高度 。0.35T0.5Lh20.9C0.2.29()5()64Mmax816348/ums同理，提餾段的為 7Cax2./s選取泛點率：一般液體， ，易起泡液體， 。max8.06umax6.05u濱州學院課程設計說明書15取安全系數(shù) 0.8 則空塔氣速為max0.8.1.483/us450267.sVD式中 D塔徑，mVs塔內(nèi)氣體流量，m 3/su空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s按標準塔徑圓整后為 D=0.7常用的標準塔徑為：0.6m、0.7m、0.8m、1.0m、1.2m、1.4m、1.6m、1.8m、2.0m、2.2m、4.2m。同理，提餾段為 1.936/ums0.4D按標準塔徑圓整后為 7塔截面積為 222.854TA實際空塔氣速為 0513/.us同理，提餾段的為 2Tm.64/us3.4.2 精餾塔有效高度的計算板間距選擇：表 塔板間距與塔徑的關系塔 徑/ D， m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0板間距/ HT， mm 200300 250350 300450 350600 400600化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800 mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于 600mm。 精餾段有效高度為 1()(12)0.358TZNHm提餾段有效高度為 24.在進料板上，下方各開一人孔，其高度為 0.8m故精餾塔的有效高度為 210.835.0821.Z濱州學院課程設計說明書163.5 塔板主要工藝尺寸的計算3.5.1 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙： 降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U 型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑 小塔、液體流量小 塔徑小于 2.2m 塔徑大于 2m 塔徑很大、液體流量很大溢流形式 U 型流 單溢流 雙溢流 階梯流因塔徑 D=0.7m，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下：3.5.1.1 堰長堰長由液相負荷和溢流形式?jīng)Q定。對單溢流，一般取 lw=0.6-0.8D，對雙溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取 0.6.7042Dm同理，提餾段的為 6.70.42wl3.5.1.2 溢流堰高度由 wLoh式中 堰高，m板上液層高度，mL堰上液層高度， mowh溢流堰板的形狀由 決定， 6mm 選平直堰； 6mm 堰上液層高度owohowh，23.84()10oLEl近似取 E=1（一般情況取 1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取。 ）式中 l w堰長，mLh塔內(nèi)液體流量，m 3/hE液流收縮系數(shù)，若 how小于 6mm,采用齒形堰，當溢流層不超過齒頂時 ；當溢流層超1.7()nowLhl濱州學院課程設計說明書17過齒頂時 用試差法。5/25/20.73()wonnlLh則 2.84.961().80owhm同理，提餾段的為 0.37owh取板上清液層高度 6L故 0.58.42whm同理，提餾段的為 07wh3.5.1.3 弓形降液管寬度和截面積降液管截面積：由 Af/AT = 0.06- 0.12 確定；由 0.6wlD由弓形降液管的參數(shù)圖（姚玉英化工原理（下） P163 頁圖 3-12 弓形降液管的寬度與面積）查得，0.54fTA.1dW故 2.380.f m7dD同理，提餾段的為 2.1fA0.dW為避免嚴重的氣泡夾帶，停留時間 ，其中 。35sfTSAHL驗算液體在降液管中停留時間為： 3600.21.6839fThAHsL式中 L h塔內(nèi)液體流量，m 3/hHT板間距，mAf弓形降液管截面積，m 2同理，提餾段的為 5.9s故降液管設計合理3.5.1.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取36wLlu0.8/ms濱州學院課程設計說明書18式中 L h塔內(nèi)液體流量，m 3/hlw堰長，m液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取 =0.07 m/s 0u 0u0.25 m/s則 0.3960.1428h降液管底隙高度比溢流堰高度低 0.006m。.56wm同理，提餾段的為 09/us0.328/hs0.4627.38.15wh故降液管底隙高度設計合理。3.5.2 塔板布置3.5.2.1 塔板的分塊塔板類型按結構特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于 800mm 時采用整塊式塔板；當塔徑在 900mm 以上時，采用分塊式塔板。因 ，故塔板采用整塊式。80Dm 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） W d一般兩區(qū)面積相等。 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū) Ws=50-100mm。邊緣區(qū)：小塔 Wc=30-50mm，大塔 50-75mm。濱州學院課程設計說明書19WcWdWs lWrx篩孔數(shù)的計算: 2158.tAnppn每平方米鼓泡區(qū)的篩孔數(shù)。3.5.2.2 邊緣區(qū)寬度確定取 ，0.4SWm.03C3.5.2.3 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積： 221(sin)8arxAx其中 0.7).4032dsDx m.32crW式中 邊緣區(qū)寬度，mC開孔區(qū)面積，m 2aA弓形降液管寬度，mD破沫區(qū)寬度， mSW同理，提餾段的為 0.23x.r故 210.32(. sin)8aA07同理，提餾段的為 20.7aAm濱州學院課程設計說明書203.5.2.4 篩孔計算及其排列本利所處理的物系無腐蝕性，可選用 碳鋼板，3m取篩孔直徑 。01dm篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為t03t同理，取提餾段的為 031tdm篩孔數(shù)目 n 為221.58.748aAt式中 開孔區(qū)面積， m2at孔間距，m同理，提餾段的為 個348n實際開孔 388開孔率為 201.%dAa同理，提餾段的為 8氣體通過篩孔的氣速為 00.5216.48/7SaVums同理，提餾段的為 2.7/ms3.6 篩板的流體力學驗算3.6.1 塔板壓降3.6.1.1 干板阻力計算干板阻力： 201h.5()VcLu式中 氣體通過篩孔的氣速，m/s0C0干篩孔的流量系數(shù)、 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m 31VL由 ，查查干篩孔的流量系數(shù)圖得，0/3.d0.72C濱州學院課程設計說明書21干篩孔流量系數(shù)圖故 液柱216.48.0h05().3427c m同理，提餾段的為 液柱h.5c3.6.1.2 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力： 1L0.52.37/8SaTfVumsA式中 V s塔內(nèi)氣體流量，m 3/sAT塔截面積，m 2Af弓形降液管截面積，m 20VuaF1.374.0同理，提餾段的為 1.73/aus0.58F查充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得 ，提餾段的.60.58故 液柱1h()6(42.0578).36Lwohm式中 h L板上液層高度，m充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時，=0.6,油時，=0.20.35，為碳氫化合物時，=0.40.5同理，提餾段的為 1h0.3483.6.1.3 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力：濱州學院課程設計說明書22液柱31049.2810.976mLhmgd式中 d 0孔直徑，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m同理，提餾段的為 液柱0.249h氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即 1pch液柱0.342.67.1m同理，提餾段的為 059ph氣體通過每層塔板的壓降為（設計允許值）1.7281.6374.0.PLgPak同理，提餾段的為 （設計允許值）05981632.7P Pa3.6.2 液面落差液面落差 一般較小，可不計。當不可忽略時，對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.6.3 液沫夾帶霧沫夾帶量： 63.25.710()avmTfueHh25fLh式中 板上液層高度，mLHT板間距，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/mua氣體通過篩孔時的速度，m/s故 63.235.7107()0685/.1/928.51vekgk同理，提餾段的為 9/.ve故在本設計中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)。23(4)0.6fLsvbHZ濱州學院課程設計說明書233.6.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速： 0,min014.(56.3)/LVuCh.720.978.63/049./ms式中 板上液層高度，mLhC0干篩孔的流量系數(shù)、 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m 31VL與液體表面張力壓強降相當?shù)囊褐叨龋琺h實際孔速 00,min6.48/usu同理，提餾段的為 ,i1.97/s00,min2.7/s穩(wěn)定系數(shù)為 ,i6.48.59uK同理，提餾段的為 1.故在本設計中無明顯漏液。3.6.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 ()dTwHh式中 H T板間距，mhw堰高，m系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系 ，一般物系，取 。0.340.670.5甲醇水物系屬于一般物系，取 ，則.5().5(3.42)1TwHh同理，提餾段的為 0.98Twh而 dpLd板上不設進口堰， 可由式 5-30 計算，即液柱220.153().(8)0.97dhum