1、化工原理課程設計報告 10000kg/h 甲醇水精餾裝置設計一、概述31.1 設計依據31.2 技術來源31.3 設計任務及要求3二、計算過程41 設計方案及設計工藝的確定41.1 設計方案41.2.設計工藝的確定41.3、工藝流程簡介42. 塔型選擇53. 操作條件的確定53.1 操作壓力53.2 進料狀態53.3加熱方式的確定63.4 熱能利用64. 有關的工藝計算64.1精餾塔的物料衡算94.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率94.12 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量104.1.3物料衡算104.2 塔板數的確定104.2.1 理論板層數NT的求取104.2.3 熱量衡算12

2、4.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算144.3.1 操作壓力的計算144.3.2 操作溫度的計算144.3.3 平均摩爾質量的計算154.3.4 平均密度的計算154.3.5 液相平均表面張力的計算164.3.6 液體平均粘度的計算174.4 精餾塔的塔底工藝尺寸計算184.4.1塔徑的計算184.4.2 精餾塔有效高度的計194.5 塔板主要工藝尺寸的計算194.5.1溢流裝置的計算194.5.2 塔板布置214.6 篩板的流體力學驗算244.6.1 塔板壓降244.6.2 液面落差254.6.3 液沫夾帶264.6.4 漏液264.6.5 液泛274.7 塔板負荷性能圖274.7.

3、1、液漏線274.7.2、液沫夾帶線284.7.3、液相負荷下限線294.7.4、液相負荷上限線294.7.5、液泛線295.熱量衡算325.1塔頂換熱器的熱量衡算335.2塔底的熱量計算335.3、熱泵的選型365.4、塔底料液和熱蒸氣預熱進料液365.5、水蒸汽加熱進料液37三、輔助設備的計算及選型38（一）、管徑的選擇381、加料管的管徑382、塔頂蒸汽管的管徑383、回流管管徑384、料液排出管徑39（二）、泵的選型391、原料液進入精餾塔時的泵的選型392、塔頂液體回流所用泵的型號39(三)、儲罐選擇401、原料儲槽402、塔底產品儲槽403、塔頂產品儲槽40四、費用的計算41（一）

4、設備費用的計算411、換熱器費用的計算412、精餾塔的費用計算42泵的費用42儲槽費用42輸送管道費用43分液槽費用44（二）操作費用的計算441、熱蒸汽的費用442、冷卻水的費用443、泵所用的電費444、總費用44參考文獻45主要符號說明46對本設計的評述49一、概述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。精餾過程的實質是利用混合物中各組分具有不同的揮發度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質，使液相中的輕組分轉移到汽相中，汽相中的重組分轉移到液相中，從而達

5、到分離的目的。1.1 設計依據本設計依據于教科書的設計實例，對所提出的題目進行分析并做出理論計算。1.2 技術來源目前，精餾塔的設計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。1.3 設計任務及要求原料：甲醇水溶液，10000kg/h 甲醇含量：48.50%(質量分數)，設計要求：塔頂甲醇的含量不小于97%(質量分數) 塔底甲醇的含量不大于2%(質量分數)已知條件： 操作壓力： 4kPa（塔頂表壓） 進料熱狀況： 泡點（q=1） 回流比： 自選 單板壓降： <=0.7kPa 全塔效率： ET=52%二、計算過程 1

6、 設計方案及設計工藝的確定1.1 設計方案本課程設計的任務是分離甲醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。本設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點狀態后送入精餾塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點狀態下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。1.2.設計工藝的確定原料預熱器精 餾 塔熱泵貯槽熱換器貯槽再沸器殘液貯槽工藝流程圖1.3、工藝流程簡介 連續精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜（或再沸器），冷凝器，冷卻器，原料預熱器及貯槽等原料液經原料預熱器加熱至規定溫度后，由塔中部加入塔內蒸餾釜（或再沸器）的溶液受熱

7、后部分汽化，產生的蒸汽自塔底經過各層塔上升，與板上回流液充分逆流接觸并進行多次熱量和質量的交換，從而利用溢流液把上升的蒸汽逐步冷凝下來，使重組分在液相中濃縮，同時使上升蒸汽中易揮發組分的含量逐漸提高繼而在塔頂得到較純的輕組分，至塔頂引出后進入冷凝器中冷凝成液體，冷凝的液體一部分作為塔頂產品，另一部分由塔頂引入塔內作為回流液，蒸餾釜中排出的液體為塔底的產品2. 塔型選擇 塔的類型選擇板式塔，板式塔的主要構件有塔體，塔板及氣液進、出口、平臺、塔頂吊住、柵板等的選擇。根據生產任務，若按年工作日300天，每天開動設備24小時計算，產品流量為10000kg/h，由于本設計中產品粘度較小，流量較大，為減少

8、造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率提高傳質效率，選用浮閥塔板。浮閥塔板結構簡單，即在塔板上開若干個孔，在每個孔的上方裝上可以上下浮動的閥片，閥片有三條腿，插入閥空后將各底角轉九十度定位，形成限制閥片上升高度和防止被氣體吹走的凸肩。操作時，浮閥可隨上升氣量的變化自動調節開度，當氣量較小時，閥片的開度亦較小，從而可使氣體能以足夠的氣速通過環隙，避免過多的漏液，當氣量較大時，閥片浮起，開度增大，使塔板上開孔部分的氣速不隨氣體負荷變換而大幅度的變化，同時氣體從閥門下水平吹出加強了氣液接觸，從而提高了傳質效率。浮閥塔板的優點是生產能力大，塔板壓降小，操作彈性大，氣液接觸狀態良好，

9、塔板結構簡單，安裝容易，塔板效率高，液面梯度小，使用周期長等。3. 操作條件的確定3.1 操作壓力其中塔頂壓力： P（進）=101.3+4=105.3kPa進料口的壓力： P(進)=105.3+0.7*N(精) 塔底壓力: P(釜)=105.3+0.7*Ne3.2 進料狀態雖然進料方式有多種，但是泡點進料時進料溫度不受季節、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設計中采取泡點進料3.3加熱方式的確定本設計使用于沸點相近的組分的分離，其塔頂塔底的溫差不大。蒸汽加熱，就是把塔頂蒸

10、汽加壓升溫，使其返回用作本身的再沸熱源，回收期冷凝體熱。其優點是可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置寵大的傳熱面。這樣在設計費用上可節省許多。3.4 熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化，即將每次得到的氣相再部分冷凝已得到純度更高的氣相，將每次得到的液相部分汽化以得到易揮發組分更低，難揮發組分更高的液相。與此同時也存在著一個大問題：熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用，這是在正常情況下。塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，若在冷凝器和再沸器之間加一個熱泵，把塔頂中的產品加壓，加到與再沸器一樣的壓強，這就可以利用苯的冷凝熱用在再沸器中。另外，還

11、可以將熱量至于加料出。4. 有關的工藝計算 主要基礎數據苯和甲苯的物理性質項目分子式摩爾質量M沸點/臨界溫度tc/臨界壓強Pc/Kpa甲醇ACH3OH32.0464.5288.56833.4水BH2O18.02100318.574107.7 (2)常壓下甲醇水的氣液平衡數據溫度t/0C液相中的摩爾分數/x氣相中苯的摩爾分數/y1000.000.0096.42.0013.493.54.0023.491.26.0030.489.38.0036.587.710.0041.884.415.0051.781.720.0057.97830.0066.575.340.0072.973.150.0077.97

12、1.260.0082.569.370.008767.680.0091.56690.0095.86595.0097.964.7100.00100.0(4)甲醇水的液相密度L溫度t/0C5060708090100L,甲醇（kg/m3）760751743734725716L，水（kg/m3）988.1983.2977.8971.8965.3958.4（5）液體表面張力溫度t/0C6080100/甲醇(mN/m)17.3315.0412.8/水(mN/m)66.262.658.8（6）液體黏度L溫度t/0C60708090100L，水（mPa*s）0.46880.40610.35650.31650.2

13、838(7)液體汽化熱 甲醇溫度汽化熱kj/kmol403718060356508033980100321501203014014027910水溫度/汽化熱r（kg/kg） 1052245.4109.22234.4 有表（3）數據繪制作如圖甲苯等壓曲線41（t-x圖)圖4-1 甲醇-甲甲醇的等壓曲線4.1精餾塔的物料衡算4.1.1 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率由于精餾過程的計算均以摩爾分數為準，需先把設計要求中的質量分數轉化為摩爾分數。甲醇的摩爾質量 M甲醇 =32.04g/mol水的摩爾質量 M水 =18.02kg/mol 表1 甲醇和水的物理性質項目相對分子質量Mr沸點/臨界溫度 t/

14、臨界壓強P/kPa甲醇32.0464.5288.56833.4水18.02100318.574107.7原料液的摩爾組成：XF=0.485/32.04/(0.485/32.04+0.515/18.02)=0.342同理可求得： XD=0.97/32.04/(0.97/32.04+0.03/18.02)=0.948Xw=0.02/32.04/(0.02/32.04+0.98/18.02)=0.01134.12 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量原料液的平均摩爾質量：MF=0.342*32.04+(1-0.342)*18.02=22.787g/mol塔頂的平均摩爾質量MD=O.948*32.04

15、+（1-0.948）*18.02=31.270g/mol 塔底的平均摩爾質量 MW=0.0113*32.04+(1-0.0113)*18.02=18.159g/mol4.1.3物料衡算 原料處理量 F=10000/22.787=438.5965kmol/h 總物料衡算 438.5965=D+W 甲醇的物料衡算 438.5965*0.342=0.948D+0.0113W 聯立解得 D=154.8271kmol/h W=283.7694kmol/h由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結果見表2。表2 原料液、餾出液與釜殘液的流量名稱原料液餾出液釜殘液48.5972(摩爾分數)0.34

16、20.9480.0113摩爾438.5965154.8271283.76944.2 塔板數的確定4.2.1 理論板層數NT的求取甲醇水屬理想體系，可采用逐板計算求理論板數。 （詳見附錄一 1.12.0 Rmin下的理論塔板數的求取）由課本查得甲醇水體系的相對揮發度=4.454（詳見化學工程基礎 主編 林愛光 清華大學出版社 141頁）圖4-2 氣液平衡曲線求最小回流比及最佳回流比的確定采用泡點進料xq=xf=0.342則有氣液平衡方程 yq=*x/(1+(-1)* xq求得 yq=0.698故最小回流比為 Rmin=0.700當R=1.1Rmin=0.77044（詳見附錄二 最佳回流比的確定

17、） 塔頂產品產量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 L=RD=0.77044 *154.8271=119.285kmol/h V=(R+1)D=(0.77044+1)*154.8271=274.112kmol/h L=L+F=119.285+438.5965=557.881 kmol/h V=V=274.112 kmol/h 求操作線方程 精餾段操作線方程 y=x+Xd=(119.285/274.112)*x+(154.8271/274.112)*0.948=0.435x+0.535 提餾段操作線方程為 y=x-xw=（557.881/274.112 ）*x-(283.7694/274.112 )*

18、0.0113=2.035x-0.0117 計算法求理論塔板數 總理論板層數 Nt=14（包括再沸器） 進料板位置 Nf=64.2.2 實際板層數的求取 精餾段實際板層數 N精 =5/0.52=9.61510 提餾段實際層數 N提 =9/0.52=17.308184.2.3 熱量衡算本設計采用壓縮式熱泵回收塔頂蒸汽熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。塔頂苯蒸汽一部分（L）先經過冷凝器回流到塔頂，而剩余的D產品先經過換熱器由水蒸氣加熱，再經過經過熱泵裝置后變成更高溫度下的氣體。此時高溫蒸汽流過再沸器中熱交換器降溫，使再沸器中的液體溫度升高，流出的苯蒸氣用于其它地方，通過用其放出熱量的同時也降低了其自身的

19、溫度，達到冷凝的目的。對于塔釜流出的高溫液W我們用其降溫時釋放的熱量用于加熱原進料液，從而達到預熱原料和冷凝W產品的作用。(1)塔頂換冷凝器的熱量衡算L=119.285kmol/h（因難揮發組分在塔頂的含量很少，我們可近似按甲醇的熱量計算）。在塔頂溫度為65.440C時查的甲醇的汽化熱為3.4253KJ/kmol,水進出換熱器的的溫度分別為250C和350C。則塔頂L蒸汽所具的熱量Q=CpM=3.4253*40.322*78.11=1.239*106kJ/h熱流體T/0C 82.65- 82.65 冷流體T/0C 25-35 總的傳熱系數K可取600W/(m2*k)（見化學工程基礎，林愛光）

20、A=78.67 m2取冷卻水進出換熱器的溫度分別為250C和350C，則冷凝器冷凝介質水的消耗量為Wc=Q/C*(t1-t2)=1.239*106/4.187*(35-25)=29587kg/h;（2)熱泵熱量衡算選壓縮式熱泵的制熱系數為6，（見附表），功率P我們取100kw則熱泵所提供的熱量為Q1=6*100*3600=2.16*106 KJ(3)塔底再沸器的熱量衡算采用熱泵將塔頂產品的冷凝的熱負荷與塔釜再沸器中的熱負荷結合起來，根據熱泵的工作原理可知，這在很大程度上減少了再沸器所需的水蒸氣，我們假設再沸器輸出溫度為120.2，塔底的溫度已知為119.68攝氏度。則再沸器所需要的熱負荷：Q=

21、M甲苯*V*r+M甲苯* V*Cp* (120.22-119.68)= 92.13*69.836*393.33+92.13*69.836*136.071*(120.22-119.68)=2.69*106 KJ假設苯蒸氣出再沸器時的120.22攝氏度，由Q=Cp苯*M苯*D*（T2-120.2）通過內差法可得出Cp=117.649kj/kmol,可計算出T2=120.22+=120.320C苯蒸氣出再沸器后的溫度由上面可知為120.2攝氏度，假設經過冷凝器后所得產的溫度為40攝氏度,查的苯在80.1攝氏度時的比熱容為Cp=，由Q=Cp苯*M苯*D*（120.22-40）=1.947*29.514

22、*78.11*80.22=276846.584kJ/h對于冷凝器，設水溫又25攝氏度升為35攝氏度，設K=120熱流體T/0C 120.22-40 冷流體T/0C 25-35有Q=120*A* 計算得A=51.27有熱泵提供的熱量Q1=Cp苯*M苯*D*(T1-T2)T1=T2+=122.2750C對于塔頂的上方熱換器。有塔頂的溫度=82.650C,則塔頂蒸汽通過熱換器所需要的熱量為Q=Cp苯*M苯*D苯*（T1- ）,通過試差法得Cp=117.649KJ/kg,則Q2=117.649*78.11*29.514*(122.275-82.65)=1.075*KJ/h;熱流體T/0C 25-35

23、冷流體T/0C 82.65-122.275有Q2= 則A=473(4)原料預熱器熱量衡算塔釜流出的殘釜液的溫度在120攝氏度，原料液泡點溫度在96.95攝氏度，這樣可以在塔釜與進料板之間加一個換熱器，將殘幅液冷凝時放出的熱量用在加熱原料液。原料液 T/0C 20-96.95 殘幅液 T/0C 119.78-20原料液所需熱量：Q1=Cp*M*F*(t1-t2)=0.422*4.187*58.75*85.106*(96.95-20)=619817.102kJ/h殘幅液提供的熱量：Q2=Cp*M*W*(T1-T2)=354.64*91.801*29.236*(119.78-20)=9.487*10

24、7kJ/h 則可以用再沸器的熱負荷來預熱原料液選取總傳熱系數K=120w/(m2*k)，由公式 得： 47.32 4.3 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算4.3.1 操作壓力的計算塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3每層板的壓降 P=0.7kpa進料板壓力 PF=105.3+0.7*19=118.6kpa塔底壓力 Pw=105.3+0.7*39=132.6kpa精餾段平均壓力 Pm=（105.3+118.6）/2=111.95kpa提餾段平均壓力 Pw=（118.6+132.6）/2=125.6kpa4.3.2 操作溫度的計算依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算會泡點溫度，其中

25、甲醇水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程如下：塔頂壓力 PD=105.3kpa x= =0.948 LgPA=9.02194-LgPB=9.07824- 試差得:塔頂溫度 td=65.44同理可得：進料溫度 tf=77.11 塔底溫度 tw=99.35精餾段平均溫度tm =（65.44+77.11）/2=71.28提餾段平均溫度 tm=（77.11+99.35）/2=88.234.3.3 平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量計算由XD=Y1=0.948由平衡曲線得：X1=0.803Mvdm=0.948*32.04+(1-0.948)*18.02=31.309kg/kmolMldm=0.803

26、*32.04+(1-0.803)*18.02=29.282kg/kmol進料板平均摩爾質量的計算由逐板計算得：yf=0.690 xf=0.333Mvfm=0.690*32.04+(1-0.690)*18.02=27.690kg/kmolMldm=0.333*32.04+(1-0.333)*18.02=22.688 kg/kmol塔底平均摩爾質量的計算由逐板計算得：yw=0.0158 xw=0.0036Mvwm=0.0158*32.04+(1-0.0158) *18.02=18.242kg/kmolMlwm=0.0036*32.04+(1-0.0036)*18.02=18.070 kg/kmol

27、精餾段平均摩爾質量：Mvm=(31.309+27.690)/2=29.500kg/kmolMlm=(29.282+22.688)/2=25.985kg/kmol提餾段平均摩爾質量：Mvm=(27.690+18.242)/2=22.966kg/kmolMlm=(22.688+18.070)/2=20.379kg/kmol4.3.4 平均密度的計算氣相平均密度的計算有理想氣體狀態方程計算，即精餾段 Pvm= =108.665*29.500/ (8.314*(71.278+273.15)=1.119kg/提餾段 Pvm=114.723*22.966/(8.314*(88.23+273.15)=0.8

28、77kg/液相平均密度方程計算液相平均密度依下式計算，即1/lm=i/i塔頂液相平均密度的計算：由Td=65.44，A(甲醇),B(水)查手冊得A=746.64kg/ B=980.26 kg/ldm=1/(0.879/746.64+0.121/980.26)=768.826 kg/ 進料液相平均密度的計算 由Tf=77.11，查手冊得 A =736.60kg/ B =973.53kg/A=0.333*32.04/(0.333*32.04+0.667*18.02)=0.470lfm= = 1/(0.470/736.60+0.530/973.53)=845.646kg/塔底液相平均密度的計算由Tw

29、=99.35，查手冊得 A =716.58kg/ B =958.85kg/ A =0.0036*32.04/(0.0036*32.08+0.9964*18.02)=0.006lwm= = 1/(0.006/716.58+0.994/958.85)=956.783kg/ 精餾段的平均密度 lm=（768.826+845.646）/2=807.236kg/ 提餾段的平均密度 lm=（845.646+956.783）/2=901.214kg/4.3.5 液相平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算lm=xii 塔頂平均液相表面張力的計算 由Td=65.44，查手冊得 A=16.71mN/m B

30、=65.22mN/m ldm=0.803A +0.197B =0.803*16.71+0.197*65.22=26.250 mN/m 進料平均液相表面張力的計算 由Tf=77.11，查手冊得 A =15.371mN/m B =63.120mN/m lfm=0.333A +0.667B =0.333*15.371+0.667*63.120=47.223mN/m 塔底平均液相表面張力的計算由TW=99.35，查手冊得 A =12.872mN/m B =58.923mN/m lwm=0.003A+0.997 =0.003*12.872+0.997*58.923=58.757mN/m精餾段平均液相表面

31、張力lm=（26.250+47.223）/2=36.737mN/m提餾段平均液相表面張力lm=（47.223+58.757）/2=52.990 mN/m4.3.6 液體平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算，即Lglm=xilgi塔頂液相平均粘度的計算 由Td=65.44，查手冊得 A=0.323mPa·s =0.435 mPa·s lgldm=0.803A +0.197 =0.803*0.323+0.197*0.435ldm=2.214 mPa·s 進料液相平均粘度的計算 由Tf=77.11，查手冊得A=0.285mPa·s B=0.371mPa

32、3;s lglfm=0.333A +0.667B =0.333*0.285+0.667*0.371lfm=2.119mPa·s 塔底液相平均粘度的計算由TW=99.35，查手冊得 A =0.227mPa·s B =0.286mPa·s lglwm=0.004A+0.996 =0.004*0.227+0.996*0.286lwm=1.931mPa·s 精餾段液相平均粘度lm =（2.214+2.199）/2=2.206mPa·s 提餾段液相平均粘度lm =（2.199 +1.931）/2=2.065 mPa·s 4.4 精餾塔的塔底工藝

33、尺寸計算4.4.1塔徑的計算精餾段氣液相體積流率為Vs=274.112*29.500/3600/1.120=2.0065/sLs=119.285*25.985/3600/807.236=0.0011/s取板間距Ht=0.40m，板上液層高度hl=0.06m，則Ht-hl=0.40-0.06=0.34m查史密斯關聯圖 C20=0.067（化學工程基礎 267頁）C=C20=0.0752max=0.0752*(807.236-1.119)/1.1191/2=2.019m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為=0.7max=0.7*2.019=1.413m/sD= (4*2.006/(3.14/1.4

34、13)1/2=1.345m按標準塔徑圓整后為 D=1.4m塔截面積為At=/4=*1.4*1.4/4=1.54實際空塔氣速為=2.006/1.54=1.304 m/s4.4.2 精餾塔有效高度的計為方便塔的檢修，塔壁上應開設若干人孔。開設人孔的位置為；塔頂空間、塔底空間各開一個，其他人孔的位置則根據下列原則確定：物料清潔，不需要經常清洗時，每隔68塊塔板設一個人孔；物料臟污，需經常清洗時，則每隔34塊塔板設置一個人孔。設計時定為每7塊板開一孔，則：孔數S=實際塔板/7=28/74在進料板上方開一人孔，其高度為0.6m實際塔高可按公式計算：H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HT

35、H=(NT-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+2.5=（28-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+2.5=10.6式中：H塔高(不包括上封頭和裙座高)，m；Hd一塔頂空間高，mHb塔底空間高，mHT板間距，mN實際塔板效(不包括加熱釜)；Hf進料孔處板間距，m;S手孔或人孔效(不包括塔頂、塔底空間所開入孔);HT開設手孔、人孔處板間距，m。 其中，Hd一般取1.21.5m，不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，減少出場汽體中液摘的夾帶量。塔底空間Hb具有中間貯槽作用，一般釜液最好能在塔底有1015min的停留時間。因此，Hb可按殘液量和塔徑進行計算也可取經驗值。常

36、取Hb1.32m。進料孔處板間距兌決定于進科孔的結構型式及進料狀況。為減少液沫夾帶，Hf要比HT大，常取Hf1.21. 4m。開設手孔、人孔處塔板間距HT，視手孔、人孔大小而定，一般取HT600mm.4.5 塔板主要工藝尺寸的計算4.5.1溢流裝置的計算因塔徑D=1.4m，可選用單溢流工形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長lw取 lw=0.6D=0.6*1.4=0.84m溢流堰高度hw由 hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算，即how=E有上圖可近似取E=1，則how=*1* =0.0078m取板上清液層高度 hl=60mm故 hw=0.060-0.0078=0.

37、0522m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 lw/D=0.6查圖(化工原理實驗及課程設計 148頁圖21)，得Af /At=0.098 Wd/D=0.055故 Af =0.098 At =0.098*1.1304=0.1108Wd=0.055D=0.055*1.4=0.077m驗算液體在降液管中停留時間，即=3600AfHt/Lh=3600*0.1108*0.4/0.0011/3600=41.54s5s故降液管設計合理。降液管底隙高度你hoho= 取 u=0.08m/s則 ho=0.0011*3600/3600/0.84/0.08 =0.0159mhw-ho=0.0522-0.0159=0.0

38、.0363m 0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mm4.5.2 塔板布置塔板的分布因D800mm，故塔板采用分塊式。查表（查化工原理及課程設計p154表83）得，塔板分為3塊。邊緣區寬度確定取Wa=Ws=0.08m，Wc=0.06m開孔區面積計算開孔區Aa按下式計算，即Aa=2（x+）其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.7-(0.077+0.08)=0.543m r=D/2-Wc=0.7-0.06=0.064m故 Aa=1.2025篩孔計算及其排列 所處理的物系無腐蝕性，可選用=3.0mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5.0mm。篩孔按正三角形排列，取孔中間距t為

39、 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm篩孔數目n為n=1.155*1.2025*(106)/15/15=6173個開孔率為=0.907 =10.08%氣體通過閥空的氣速為Uo=Vs/Ao=2.006/0.1008/1.2025=16.56m/s4.6 篩板的流體力學驗算4.6.1 塔板壓降干板阻力計算干板阻力下式計算，即=由/=5/3.5=1.43 查圖得，=0.8故 =0.0303m液柱氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由式計算，即Ua=Vs/(At-Af)=2.006/(1.5386-0.1108)=1.4053m/sFo=(1.4053*1.1194)1/2=1.4

40、868kg1/2/(s.m1/2)查圖（化工原理及課程設計 151頁圖814）得=0.61故 0.6*（0.0522+0.0078）=0.036m液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力由式計算，即=4L/Lgdo=0.0037液柱氣體0通過每層塔板的液柱高度可按下式計算，即=0.0303+0.036+0.0037=0.0700m液柱氣體通過每層塔板的壓降為4.6.2 液面落差 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。4.6.3 液沫夾帶取板上液的高度為0.06m,液沫夾帶量由下式計算，即kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故在本設計中液沫夾帶

41、量在允許范圍Kg液/Kg氣<0.1Kg液/Kg氣4.6.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速可由下式計算，即 =9.304m/s實際空速=16.56m/s>穩定系數為 K=/=16.56/9.304=1.78>1.5故在本設計中無明顯漏液。4.6.5 液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高應服從下式的關系，即甲醇水物系屬一般物系，取=0.5，則=0.5（0.40+0.0522）=0.226m而 板上不設進口堰，可有下式計算，即=0.0700+0.06+0.001=0.1310m液柱故在本設計中不會發生液泛現象。4.7 塔板負荷性能圖 4.7.1、液漏線 由 得: 整理得 在操作范圍內

42、，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結果列于下表：Ls/m3/s0.00060.00150.0030.00450.0060.0085Vs/m3/s1.04601.07541.12041.14511.17521.2121由上表數據即可作出液漏4.7.2、液沫夾帶線 以 為限，求關系如下:由 how=0.150故 整理得： 在操作范圍內，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結果列于下表; 0.00060.00150.00300.00450.0060s 2.75762.63742.48322.35382.2383 由上表數據即可作出液沫夾帶線2.4.7.3、液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高

43、度 作為最小液體負荷標準磚。由式5-7得：m取E=1,則據此可作出與氣體流量無關德爾垂直液相負荷下限線3.4.7.4、液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限，由式59得據此可作出與氣體流量無關德爾垂直液相負荷下限線4.4.7.5、液泛線 令 由 ； ；聯立得：忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得 式中 = 0.5*0.40+(0.5-0.61-1)*0.0491=0.145 =1.163將有關數據代入得；故 在操作范圍內，任取幾個 值，以上式計算出 值，計算結果列于下表：LS m3/s0.00060.00150.00300.0045VS m3/s3.91483.79543.

44、59123.3486由上表數據即可作出液泛線5.根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖所示：在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA,即作出操作線。由圖可看出，該篩板德爾操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖可得故操作彈性為 精餾段提餾段各段平均壓強PmKpa109.363118.113各段平均溫度tm72.055388.2456平均流量氣相Vsm3/s1.94191.8824液相Lsm3/s0.00120.0036實際塔板數N 塊1214板間距HTm0.4塔的有效高度Zm10.6塔徑Dm1.4空塔流速um/s1.7641塔板液流型式單流行單流行溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lw

45、m0.840堰高Hwm0.0521降液管寬度Wdm0.149管底與受液盤距離Hom0.0159板上清液層高度hLm0.06孔徑domm5孔間距tmm15.0孔數n個6173開孔面積M21.2025篩孔氣速uom/s16.5568塔板壓降hpKpa0.554液體在降液管中的停留時間S41.54降液管內清液層高度Hdm0.001霧沫夾帶evKg液/kg氣0.036負荷上限霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制5.熱量衡算 本設計采用直接壓縮式熱泵回收塔頂蒸氣熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。若熱泵無法提供足夠的熱量，則可以先用熱蒸汽加熱使苯蒸氣升高適當溫度后，再用熱泵進行升溫，以此來滿足塔底再沸需要的熱量。苯蒸

46、氣經過再沸器后再經過減壓閥作用后降至塔頂溫度，一部分回流，其余的為塔頂產品，冷卻后輸入到儲液槽；塔底產品預熱進料液后輸入儲液槽。5.1塔頂換熱器的熱量衡算塔頂引出蒸氣全部液化所放出的熱量 Q頂=r氣*mV其中mV=V*Md=274.112*32.04=8782.55kg/h由塔頂溫度為Td=65.4443 經水蒸汽加熱后苯蒸氣的溫度變為118.352t甲醇1=118.352-65. 4443 =52.90790.5*（65.4443+118.352）=91.8982C甲醇1=3.4253kJ/(kg*k)其需要的熱量Q1= C甲醇1*mv *t甲醇 1 =3.4253*8782.55*52.9

47、079 =1.5916*106 kJ/h水蒸氣供給的熱量Q2=Q1選水蒸汽進入換熱器時溫度為151.645，出換熱器時為101.84，則t=49.805，平均溫度為126.743C水蒸氣=2.2598kJ/(kg*k) =1.3731kg/m3由2.2598*q*49.805=1.5916*106得q=14141.64kg/h 即水蒸氣在管程中的質量流量為14141.64kg/h 由=KAt(K取3954W/(m*K) t=（t1-t2）/ln(t1/t2)=34.82 得A=21.16 m 取換熱管mm 查表得：管長度為3000mm、管子根數為94根、A=21.4 m 型號為BEM400-1

48、.5/25-25.2塔底的熱量計算甲醇蒸氣經過熱泵后溫度變為ti，（忽略甲苯的影響）Q頂= r氣* m甲醇 r氣為ti時水的汽化熱（1）塔底再沸器所需熱量由塔底溫度Tw=99.352假設再沸器為為一塊塔板，內插法求得溫度為：（詳見熱量衡算）T沸 =103.893查表得：水 = 2246.1732kJ/kgQ底= r水* mv+ C水*M水*t水= r水 *V*Mr水+ C水*M水*t水=2246.1732*18.02 *274.1121+4.223*18.02*274.1121*（103.893-99.3521） =1.11897*107kJ/h（2）熱交換器內的熱交換 設甲醇蒸氣經熱泵作用后

49、溫度為ti， 則：水再沸需要的熱量=甲醇液化放出的熱量+甲醇降溫放出的熱量設甲醇流出換熱器時的溫度為to=103.893則:甲醇降低的溫度t甲醇=ti-to甲醇降溫放出的熱量為: Q甲醇=C甲醇 *M甲醇*t甲醇（C甲醇為溫度0.5（ti+to）時的比熱容）則：交換器內的熱量衡算為：Q底= Q頂+ Q甲醇ti為比塔底餾出液高2055的溫度，此處用時差法進行計算。將ti和C甲醇帶入熱量衡算得：ti=154.352換熱面積的計算 =KAt 取換熱系數K=3500W/( m*K) t=19.07t=得A=37.11m取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱管長度3000mm，管子根數164，A=37.30m型號為BEM500-3/25-2(3)再沸器內的熱量衡算再沸器內加熱塔釜所需熱量Q=1.11897*107KJ/h-8.91556*106=2274123kJ熱蒸汽進入換熱器的溫度分別為151.65，101.84C水蒸氣=2.26KJ/（Kg）換熱系數K取2500W/(m2K), t=換熱面積A=16.49m2取換熱管mm（固定管板式換熱器）查表得：換熱管長度3000mm，管子根數76，A=17.30m型號為BEM400-3/25 -4（3）減壓閥甲醇經過減壓閥后變為氣液混合物，溫度為65.6674甲醇由103.839降到65.6