程 设 汉
说
工 程 大
书学
课 计明
武
化工与制药学院
课程设计说明书
课题名称 专业班级 学生学号 学生姓名 学生成绩 指导教师
课题工作时间
武汉工程大学化工与制药学院
化工与制药学院
课程设计任务书
专业 班级 学生姓名 发题时间： 2015 年 12 月 7 日
一、 课题名称
甲醇-水溶液连续板式精馏塔设计
二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）
（一）设计任务
(1) 处理能力： T/Y，年开工 (2) 原料甲醇-水溶液：甲醇的质量分数) 。
(3) 产品要求：塔顶产品甲醇含量(质量分数) 不低于，釜液中甲醇含量不高于。 （二）操作条件：
（1）操作压力：塔顶压强为1.03atm （2）单板压降：不高于75mm 液柱 （3）进料状况： （4）回流比：自选
（5）加热方式：间接蒸汽加热 （6）冷却水进口温度：30℃
试设计一板式精馏塔，完成该生产任务。
三、 设计任务
1 确定设计方案，绘制工艺流程图。 2塔的工艺计算。
（1）精馏塔的物料衡算； （2）最佳回流比的确定 （3）塔板数的确定. 3塔工艺尺寸的计算 （1）板间距； （5）塔径； （6）塔盘结构设计； 4塔板的流体力学核算； 5绘出负荷性能图 6辅助设备的计算与选型
确定塔顶冷凝器、塔底再沸器面积，加料泵，回流泵型号。 7附件尺寸确定
塔顶空间、塔底空间、人孔、裙座、封头、进出管口等。
8设计计算结果汇总表 9设计结果评价 10、绘制精馏塔装配图 11、编制设计说明书
四、 设计所需技术参数
物性数据：热容、粘度、密度、表面张力和饱和蒸气压等。
五、 设计说明书内容与装订顺序
1封面 2任务书
3《课程设计》综合成绩评定表 4中英文摘要。 5目录及页码 6说明书正文 7参考文献 8附录
9附精馏塔装配图及流程图
六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）
1 设计动员，下达设计任务书 2015.12.7 2 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度 2015.12.7—12.8 3 设计计算（包括电算） 2015.12.9—12.13 4 绘图 5 整理设计资料，撰写设计说明书 6 设计小结及答辩
2015.12.14—12.16 2015.12.17—12.18 2015.12.19
指导教师（签名）： 2015 年 12 月 7日 学科部（教研室）主任（签名）： 2015 年 12 月 7日
说明：
1．学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装订时应将此任务书订在设计说明书首页。
2．如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。 3. 所有签名均要求手签, 以示负责。
化工与制药学院
《课程设计》综合成绩评定表
年 月 日 年 月
摘要
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。设计中采用冷夜进料，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。 关键词:甲醇-水，精馏塔，预热器，全凝器，塔釜
Abstract
This design task for the separation of methanol/water mixture. For the separation of binary mixture, continuous distillation process should be adopted. Used in the design of cold night feed, raw material liquid through preheater heat until after the bubble point into the column. Tower rising steam condenser cooling used to condensate under the bubble point part and return to the tower, the cooler after the rest of the products sent to the storage tank. Tower kettle by indirect steam heating, bottom products sent to a storage tank after cooling.
Key words: methanol water, distillation column, preheater, the whole condenser, tower kettle.
目录
1. 概述……………………………………………………..1 2. 工艺设计………………………………………………..2 3. 主要设备设计…………………………………………..6 4. 辅助设备的计算和选型………………………………..8 5. 流体力学校核…………………………………………17 6. 塔板负荷性能图………………………………………20 7. 设计结果汇总………………………………………….28 8. 设计评述……………………………………………….29 9. 参考文献……………………………………………….30
1概述
设计方案的确定塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。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。其内部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要求是：
（1）生产能力大，不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象； （2）传热、传质效率高；
（3）气流的摩擦阻力小，将大大节省动力消耗，从而降低操作费用； （4）操作稳定，适应性强，操作弹性大； （5）结构简单，材料耗用量少； （6）制造安装容易，操作维修方便。 （7）还要求耐腐蚀、不易堵塞等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S 型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 本次设计主要是浮阀板式塔的设计。
2. 工艺计算
2.1精馏塔物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA =32.04 kg/kmol 水的摩尔质量 MB =18.02kg/kmol X F=
0. 38/32. 04
=0.256
0. 38/32. 04+0. 62/18. 020. 90/32. 04
=0.836
0. 90/32. 04+0. 10/18. 02
X D=
M F =0.38×32+(1-0.38)×18=23.32 F=
20000x 1000
=119.116
300x 24x 23. 32
总物料衡算 F=D+W 甲醇的物料衡算Fx F =Dx D +Wxw
η=
x F x
D
D
=0. 90
F
联立求解 D=32.828kmol/h W=86.288kmol/h Xw=0.0353 2.2相对挥发度的计算：
所以 αm =1α2⋯⋯α12=4. 20
用内插法求得αF =5. 04 αD =2. 738 αw =7. 606
α精=D F =2. 738⨯5. 04=3. 715 α提=W αF =7. 606⨯5. 04=6. 191
2.3泡点温度的计算：
t F =82. 2℃
塔顶温度：
D
-67. 2
92. 5-80
=
64.
6-67. 2
得t D =66. 55℃
100-90
塔底温度：
w
-100
0. 0043-0
=
91. 8-100
得t w =99. 65℃
10-0
t
m
=(55+82. 2）/2=68. 6℃
则 c p =1. 48⨯0. 1942+4. 1864⨯0. 8058=3. 6608KJ/(kg℃) r 汽=1054. 30⨯0. 1942+2299. 2⨯0. 8058=2057. 44KJ/(kg℃)
（t -t c q =
r
p
F
进
）+r 汽
=
汽
3. 6608⨯(82. 2-55) +2057. 44
=1. 0484>1
2057. 44
2.4最小回流比的计算：
采用图解法求最小回流比。在图中对角线上e(0.1942,0.1942)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 x q =0. 2096 y =0. 5269
q
R m i =n
x D -y q y q -x q
=
0. 8970-0. 5269
=1. 1664
0. 5269-0. 2096
故取操作回流比R=2
R
m i n
=2.19
2.5求精馏塔的气液相负荷： 精馏段气液负荷
V=（R+1）D=(2.19+1)⨯21.87=69.77kmol /h
V S =
V M V , 精3600ρV , m 精
=
69. 77⨯26. 50
=0. 5251 m 3/s
3600⨯0. 978
L=RD=2.19⨯21.87=47.90kmol /h
L s =
LM L 精3600ρL , m 精
=
47. 90⨯25. 50
=0. 00041 m 3/s
3600⨯827. 1
提馏段气液负荷计算
V
，
=V +(q -1) F =69. 77+0. 0484⨯99. 41=74. 58K mol /h
V ' M V 提74. 58⨯21. 26
=0. 5647 m 3/s =V s ' =
3600ρV , m 提3600⨯0. 780
L =L +q F =47. 89+1. 0484⨯99. 41=152. 11K mol /h
L s ' =
L ' M L 提152. 11⨯19. 40
=0. 00088 m 3/s =
3600ρL , m 提3600⨯934. 65
，
L =RD =2. 19⨯21. 87=47. 89K mol /h
V =(R +1) D =3. 19⨯21. 87=69. 77K mol /h
L =L +q F =47. 89+1. 0484⨯99. 41=152. 11K mol /h
V
，
，
=V +(q -1) F =69. 77+0. 0484⨯99. 41=74. 58K mol /h
2.6操作线方程： 精馏段操作线方程
y
n +1
=
R D =0. 6865+0. 2740+x n R +1x n R +1
提馏段操作线方程
'
y
m +1
=
x -W x V V
'
m
'
W
=2. 0396x m -0. 002562
3．主要设备设计
3.1采用逐板法求理论塔板数 由y =
∂x y
得 x =
1+(∂-1) x 4. 2-3. 2y
1
D
第一块板时 y =y =0. 8740
x 1=
0. 8740
=0. 6229⇒y =0. 6865⨯0. 6229+0. 2740=0. 7016
24. 2-3. 2⨯0. 8740
0. 7016
=0. 3589⇒y =0. 6865⨯0. 3589+0. 2740=0. 5204
34. 2-3. 2⨯0. 7016
0. 5204
=0. 2053⇒y =0. 6865⨯0. 2053+0. 2740=0. 4149
44. 2-3. 2⨯0. 5204
0. 4149
=0. 1444
4. 2-3. 2⨯0. 4149
x 2=
x 3=
x 4=
x 4
m +1
=2. 0396x m -0. 002562
0. 2919
=0. 08938
54. 2-3. 2⨯0. 2919
0. 1797
=2. 0369⨯0. 08938-0. 002562=0. 1797⇒=y 6x 54. 2-3. 2⨯0. 1797=0. 04957
0. 09854
y 7=2. 0369⨯0. 04957-0. 002562=0. 09854⇒x 7=4. 2-3. 2⨯0. 09854=0. 02537
0. 04918
=2. 0369⨯0. 02537-0. 002562=0. 04918⇒=y 8x 84. 2-3. 2⨯0. 04918=0. 01216
0. 02224
y 9=2. 0369⨯0. 01216-0. 002562=0. 02224⇒x 5=4. 2-3. 2⨯0. 02224=0. 005386
0. 008423
=2. 0369⨯0. 005386-0. 002562=0. 008423⇒=y 10x 54. 2-3. 2⨯0. 008423=0. 002018
y
=2. 0369⨯0. 1444-0. 002562=0. 2919⇒x 5=
x 10
因此，精馏塔理论塔板数N T =10 (包括再沸器) 进料板位置N F =4
3.2实际塔板层数的求取：
t
m
+=
D
W
2
=
66. 55+99. 65
=83. 10℃
2
在t m =83. 10℃时查得， μ=0. 3440mpa ⋅s
水
μ甲醇=0. 269mpa ⋅s
则μ=∑x i μ=0. 1942⨯0. 269+(1-0. 1942) ⨯0. 344=0. 33mpa ⋅s
L
Li
全塔效率 ET =0.49(μL а) -0.245×100%=45.23％ 实际板层数：
4
=8. 8≈9 精馏段实际板层数 N 精=
0. 45236
=13. 3≈14 提馏段实际板层数 N 提=
0. 4523
4．辅助设备的计算和选型
4.1初选塔板间距
板间距HT 的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。
对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。可参照下表所示经验关系选取。
板间距需要初步选定，是因为计算空塔速度已估算塔径时，必须先选定板间距。板间距的尺寸在最后还需进行流体力学验算，如不满足流体力学的要求，则可适当地调整板间距或塔径。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm 。 现初选板间距 H T =0. 4m 。
4.2物性数据计算 4.2.1操作压力计算
塔顶操作压力 PD =101.3kPa 每层塔板压降 △P=0.7kPa
进料板压力 PF =101.3+0.7×9=107.6kPa 精馏段平均压力 Pm =(101.3+107.6)/2=104.45kPa 塔釜板压力 Pw=101.3+14×0.7=111.1kPa 提馏段平均压力 P m =(107. 6+111. 1) /2=109. 35kPa
4.2.2操作温度计算
塔顶温度 tD =66.55℃ 进料板温度 tF =82.2℃ 塔底温度 tW =99.65℃
所以，精馏段平均温度 tm =(66.55+82.2)/2=74.38℃ 提馏段平均温度 t ’m =(82.2+99.65）=90.93℃
4.2.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算
'
x
D
=0. 8740 y D =0. 71
气相M VDm =0.71×32.04+(1-0.71)×18.02=27.94kg/kmol 液相M LVm =0.874×32.04+(1-0.874)×18.02=30.27kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算
x F =0. 1942 y =0. 5030
F
气相M VFm =0.503×32.04+(1-0.503)×18.02=25.07kg/kmol 液相M LFm =0.1942×32.04+(1-0.1942)×18.02=20.74 kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算
x W =0. 002464 y =0. 01027
F
气相M VWm =0.01027×32.04+(1-0.01027)×18.02=18.16kg/kmol 液相M LWm =0.002464×32.04 +(1-0.002464)×18.02=18.05kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
气相M Vm =(27.94+25.07)/2=26.50 kg/kmol 液相M Lm =(30.27+20.74)/2=25.50kg/kmol 提馏段平均摩尔质量
气相M Vm =(25.07+18.16 )/2=21.62 kg/kmol 液相M Lm =(20.74+18.05)/2=19.40 kg/kmol
4.2.4平均密度 ρm
4.2.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 a. 精馏段
ρ
V m
=
R T
m
vm
=
m
109. 35⨯26. 503
=0. 978kg /m
8. 314⨯(273. 15+83. 10)
b. 提馏段
ρ
'
V m
=
R T
m
vm
=
m
109. 35⨯21. 623
=0. 780kg /m
8. 314⨯(273. 15+90. 39)
4.2.4.2液相密度
ρL , m
1
ρL , m
1
=
w A
ρL , A
+
w B
ρL , B
0. 9250. 075
+ 753. 3981. 5
进料板：
ρLF , m
=
0. 300. 71
+ 塔顶： = 734. 6970. 4ρL , m
ρL , m =769.2Kg /m 3
ρLF , m =885.0Kg /m 3 塔釜：
1
ρLw , m
=
0. 00430. 9957+ ρLw , m =984.3Kg /m 3 712. 4985. 6
故精馏段平均液相密度 ρL , m 精=
769. 2+885. 0
=827. 1Kg /m 3
2
885+984. 3
=934. 65Kg /m 3 提馏段平均液相密度 ρL , m 提=
2
4.2.5 液体表面张力 σm
σm =∑x i σi
i =1
n
由t D =66.55℃ 查化工原理上册附表十九得
σ水=64.95mN /m σ甲醇=16.58mN /m
塔顶液体平均表面张力σm . D =0.874⨯16.58+(1-0.874)⨯64.95=22.67mN /m 由t F =82.2℃ 查化工原理上册附表十九得
σ水=62.27mN /m σ
甲醇
=14.79mN /m
加料板液体平均表面张力 σm , F =0.1942⨯14.79+(1-0.1942)⨯62.27=53.05mN /m 由t W =99.65℃ 查化工原理上册附表十九得
σ水=58.97mN /m σ甲醇=12.84mN /m
)⨯62. 27=62. 15mN /m σm W =0. 002464⨯14. 79+(1-0. 002464
精馏段平均表面张力 σm , 精=提馏段平均表面张力 σm 提
22. 62+53. 05
=37. 83mN /m
2
53. 05+62. 15==57. 6m N /m
2
4.2.6液体粘度
μL , m
(P 12, P 573)
n
μL , m =∑x i μi
i =1
t D =66.55℃，查化工原理上册
μ甲醇=11.14mP a . s μ水=0.4262mP a . s
μL , D =0.874⨯11.14+(1-0.874)⨯0.4262=9.79mP a . s t F =82.2℃，查化工原理上册
μ甲醇=11.68mP a . s μ水=0.3483mP a . s
μL , F =0.1942⨯11.68+(1-0.1942)⨯0.3483=2.55mP a . s
t W =99.65℃，查化工原理上册
μ甲醇=12.28mP a . s μ水=0.2894mP a . s
)⨯0. 2893=0. 3188 μL . W =0. 002464⨯12. 28+(1-0. 002464
精馏段液体平均粘度 μL , M 精=提馏段液体平均粘度 μL , M 提
4.3塔径
参考有关资料，初选板间距H T =0.40m，取板上液层高度h L =0.06m 故 H T -h L =0.40-0.06=0.34m 精馏段：
L S V S
⎛ρL ρ⎝V
⎫⎪⎪⎭
1/2
9. 79+2. 55
=6. 17mP a . s 2
2. 55+0. 3188==1. 43m P a . s 2
0. 00041⎛827. 1⎫
=⨯ ⎪0. 5251⎝0. 978⎭
1/2
=0. 023
查史密斯关联图 可得
C 20
=0.053
0.2
校核至物系表面张力为37.83mN/m时的C ，即
⎛37. 83⎫
C=C 20 ⎪=0.053⨯ ⎪
⎝20⎭⎝20⎭
⎛σ⎫
0. 2
=0. 1
u
max =C
827. 1-0. 978
⨯=2. 906 m/s
0. 978可取安全系数0.70，则
u=0.70u max =0.70⨯2.906=2.03 m/s
故
提馏段：
L S
V S
⎛ρL ρ⎝V
⎫⎪⎪⎭
1/2
1/2
0. 00088⎛934. 68⎫=⨯ ⎪0. 5647⎝0. 780⎭
C 20
=0. 054
查图可得 =0.040
0. 2
校核至物系表面张力为57.6mN/m时的C ，即
⎛57. 6⎫⎛σ⎫
C=C 20 ⎪=0.040⨯ ⎪
2020⎝⎭⎝⎭ u
max =C
0.2
=0. 049
934. 68-0. 78=1. 70 m/s ⨯
0. 78可取安全系数0.70，则
u=0.70u max =0.70⨯1.70=1.19m/s
故 D’
2
按标准，塔径圆整为0.7m ，则
塔截面积A=
π
=0.38465 D 4
精馏段空塔气速为u=1.37 m/s
提馏段空塔气速为u=1.47 m/s 4.4精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z 精=（N 精-1）H T =(9-1)⨯0.40=3.2m
提馏段有效高度为
Z 提=（N 提-1）H T =(14-1)⨯0.40=5.2m
精馏塔的有效高度：3.2+5.2=8.4m 4.5 溢流装置的确定
采用单溢流、弓形降液管，平形受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。
⑴ 堰长 l w
取堰长 l w =0.66D
l w =0.66⨯0.7=0.462m ⑵ 出口堰高
h w =h L -h ow
选用平直堰，堰上液层高度h ow 由下式计算
2.84⎛L h ⎫
E ⎪ h ow =
1000⎝L w ⎭
2/3
精馏段：
近似取E=1，则
h OW
2. 84⨯3600⎫⎛0. 00041=⨯1⨯ ⎪10000. 462⎝⎭
2/3
=0. 0062m
取板上清液层高度h L =0.06m 故 h W =0. 06-0. 0062=0. 0538m 提馏段：
近似取E=1，则
h OW
2. 84⨯3600⎫⎛0. 00088=⨯1⨯ ⎪10000. 462⎝⎭
2/3
=0. 01010m
取板上清液层高度h L =0.06m
故 h W =0. 06-0. 0101=00. 049m 9
(3)弓形降液管的宽度W d 与弓形降液管的面积A f
由
l w
=0. 66查《化工设计手册》得 D
A f W d
=0.125, =0.072
A T D
故 W d =0.125D=0.088m A f =0.072
π
4
(D )
2
=0.0277m 2
依下式验算液体在降液管中停留时间，即 精馏段：
τ=
A f H T L s A f H T L s
=
0. 0277⨯0. 40
=27. 02 >5s
0. 00041
提馏段：
τ==
0. 0277⨯0. 40
=12. 59 >5s ，故降液管设计合理
0. 00088
(4)降液管底隙高度 h ο
精馏段：
h ο=h w -0.006=0.0538-0.006=0.0478m 提馏段：
h ο=h w -0.006=0.0499-0.006=0.0439m
降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm ，以保证降液管底部的液封。 4.6塔板布置
溢流区：降液管及受液盘所占的区域
破沫区：鼓泡区与溢流区之间的区域，W S =0.07m
无效边缘区：靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域，以供支撑塔板的边梁之用。
W c
=0.06m
π2-1x ⎤⎡
开孔区面积
A a =2⎢ R sin ⎥180R ⎣⎦
R=
D
-W c =0.7/2-0.06=0.29m 2D
-(W d +Ws ) =0.192m x=2
π0.16⎤⎡
故 A
a =2⎢=0.205m 0.292sin -1
⎥1800.29⎣⎦
4.7浮阀数目及排列
(1)浮阀的排列
采用F1型浮，由于塔径为0.7m ，故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。 （2）阀数确定
3
气相体积流量VS=0.5251m /s 已知，由于阀孔直径d0=0.039m，因而塔板上浮
阀数目n 就取决于阀孔的气速u0。u 0=F 0，浮阀在刚全开时操作， 取阀孔
V
动能因子 F ο=10 精馏段： 孔速 u ο
浮阀数 N=
=
10
=10.11m/s 0. 978
4
V s d 2u ο
=
0. 5251
=43.5≈44(个) 2
3. 14/4⨯0. 039⨯10. 11
按t =75mm 等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个 提馏段： 孔速u ο
阀数N=
V s d 2u ο
=
10
=11.32m/s 0. 78
4
=
0. 5647
=41.8≈42（个)
3. 14/4⨯0. 0392⨯11. 32
按t =75mm 等边三角形叉排方式作图，排得阀数38个
图4-1 塔板阀数图
按n=38，重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段u 0=
V s
4
=
d 0N
0. 5251
=11. 57m /s
3. 14/4⨯0. 0392⨯38
F 精=11. 57⨯. 978=11. 45 仍在9～12范围内。 提馏段；
u 0=
V s
4
=
d 0N
0. 5647
=12. 44m /s
3. 14/4⨯0. 0392⨯38
F 精=12. 44⨯0. 78=10. 99仍在9～12范围内。
（3）开孔率 精馏段：
π2
n
φ精=
4
d 0
4
D 2
d ⎛0. 039⎫=n (0) 2=38⨯ ⎪=11. 8%
D ⎝0. 7⎭
2
提馏段：
π2
n
φ提=
4
d 0
4
D 2
d ⎛0. 039⎫=n (0) 2=38⨯ ⎪=11. 8%
D ⎝0. 7⎭
2
开孔率在5%~15%范围内，故符合设计要求。
每层塔板上的开孔面积
精馏段： A 0=0. 118⨯0. 205=0. 0242m 2
提馏段： A 0=0. 118⨯0. 205=0. 0242m 2
5 流体力学校核
5.1气相通过浮塔板的压力降
由 h p =h c +h f +h σ知
⑴ 干板阻力
气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。 对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc 。 阀全开前(u 0≤u oc 阀全开后(u 0≥u oc
) h c
=19. 9
u o
0. 175
ρL
（1）
ρV u ο2
（2） ) h c =5.34
2ρL g
0. 175
ρV u ο2u o
令h c =5.34=19. 9，得
2ρL g ρL
u oc =1. 73. 1
ρV
=1. 73. 1
=10. 63m /s 0. 978
因为u 0≤u oc ，故
h c =19. 9
u o
0. 175
ρL
10. 630. 175
=0. 036m 液柱 =19. 9⨯
827. 1
⑵ 液层阻力x ο 取充气系数数 εο=0.5,则 h f =εοh L =0.5⨯0.06=0.03m 液柱 ⑶ 液体表面张力所造成阻力h δ
据国内普查结果得知，常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260～530Pa ，而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa ，
h δ
很小，计算时可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：
h p =0.036+0.03=0.066m 常板压降
∆P p =h p ρL g =0.066⨯827.1⨯9.81=535.5P a (
为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度符合
H d ≤φ(H T +h w )，其中 H d =h p +h L +h d
由前计算知 h p =0.066m, 取φ=0.5,板间距今为0.40m, h w =0.0538m, 故φ(H T +h w )=0.5⨯(0.40+0.0538)=0.227m
又 塔板上不设进口堰，则
⎛L s ⎫⎛0. 00041⎫
=h d =0.153 0. 153⨯ ⎪=0.000053m ⎪l h 0. 462⨯0. 0478⎝⎭⎝w ο⎭
2
2
板上液层高度 h L =0.06m,得：
H d =0.066+0.06+0.000053=0.126m
由此可见：H d
e V
的验算
⎫
⎪⎪⎭
3. 2
3.2
5.7⨯10-6⎛u a e V = H -h σf ⎝T
5. 7⨯10-6⎛0. 5251/(0. 385-0. 0277)⎫=⨯ ⎪37. 83⨯10-3⎝0. 40-0. 03⎭由上式可知 e V
=0. 0169 kg液/kg气
浮阀塔也可以考虑泛点率，参考化学工程手册。
泛点率
⨯100%
F b
l L =D-2W d =0.7-2⨯0.088 =0.524m A b =A T -2A f =0.385-2⨯0.0277=0.3296 m
式中l L ——板上液体流经长度，m ； A b ——板上液流面积，m 2； C F ——泛点负荷系数，取0. 102； K——特性系数，取1.0。
0. 5251⨯
泛点率=
0. 978
+1. 36⨯0. 00041⨯0. 524
827. 1-0. 978=54. 6% 1. 0⨯0. 102⨯0. 3296
泛点率
取F0＝5作为控制漏液量的操作下限， 由u 0
=
F 0
V
可知，
u 0, min =
V min ，精=
F 0
V , 精
π
4
=
5
=5. 06m /s
0. 978
3. 14
⨯0. 0392⨯38⨯5. 06=0. 230m 3/s 4
2d 0nu 0, min =
6塔板负荷性能图
6.1以精馏段为例 6.1.1液沫夹带线
以 e v =0.1kg液/kg气为限，求V s -L s 关系如下 由 e v =
5.7⨯10-6
σL
(
μa
H T -h f
) 3.2
u a =
V S V s
==2. 80V s
A T -A f 0. 3846-0. 0277
h f =2.5h L =2.5(h w +h ow )
h w =0.0538
2. 84⎛3600L s ⎫
⨯1⨯ h ow =⎪10000. 462⎝⎭
2/3
=1. 14L s
2/3
2/3
故 h f =2. 5⨯(0. 0538+1. 14L s ) =2. 85L s
2/3
2/3
+0. 1345
2/3
H T -h f =0. 4-0. 1345-2. 85L s =0. 2655-2. 85L s
3. 2
⎫2. 8V s 5. 7⨯10-6⎛
⎪ e V =2/3⎪-3 37. 83⨯10⎝0. 2655-2. 85L s ⎭
=0. 1
整理得 V S =1. 0225-7. 76L s
2/3
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表
表6
6.1.2液泛线
令 H d =ϕ(H T +h w )
由 H d =h p +h L +h d ; h p =h c +h 1+h σ; h 1=βh L ; h L =h w +h ow
联立得 ϕH T +(ϕ-β-1) h w =(β+1) h ow +h c +h d +h σ 由此确定液泛线方程。
2ρv u 0L 3600L s 2/32.84
Φ（H T +hw ）=5.34+0.153(S ) 2+(1+ε0) [h w +⋅E()]
ρL ⋅2g L w h 01000l w
由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且u o ＝
4
V s
2
d 0N
V S 2
u ==2-3
2. 059⨯10⎛3. 14⎫
⨯0.0392⨯38⎪ ⎝4⎭
20
V S 2
ρV u 00. 978V S 2
h c =5. 34⨯=5. 34⨯=0. 16V S 2 -3
2ρL g 2⨯827. 1⨯9. 81⨯2. 059⨯10
2⎛L S ⎫L S 2
⎪h d =0. 153⨯ =0. 153⨯=313L S 2 l h ⎪0. 462⨯0. 0478⎝w 0⎭
2
取E=1.02 , ε=0. 5, Φ=0. 5
2. 84⎛3600L S ⎫
h ow =⨯1. 02⨯ ⎪
1000⎝0. 462⎭h L =h w +h ow 综上所计算整理得
2/3
/3
=1. 14L 2S
V S 2＝0.87-1956L S 2-10.2L S 2/3
相应的V s 和L s 值如下表7
6.1.3液相负荷上限线
求出上限液体流量L s 值（常数） 以降液管内停留时间τ=4s，则
L S , max =
H T ⨯A f
τ
=
0. 40⨯0. 0277
=0. 00277m 3/s
4
6.1.4漏夜线
对于F
1型重阀，由F 0=u =5，计算得
u 0=
V s =
π
4
2d 0⋅n ⋅u 0=
π
4
2
d 0⋅n 则V S , min =
由
μ0, m i =n C
3. 145
⨯0. 0392⨯38⨯=0. 229m 3/s 40. 978
μ0,min =
V S ,min A 0
h L =h W +h OW
h OW =
2.84L h 2/3
E () 1000l w
得
V s , m i =n C A }
/
=4. 4⨯0. 772⨯0. 101⨯0. 538⨯
0. 0056+0. 013[0. 0538+
2/3
3600L S 2/32. 84
⨯1⨯() ]}82. 71/0. 978
10000. 462
整理得V s , min =0. . 16L s
+5. 28
在操作数据内，任取几个L S 值，依上式计算出V S 值，计算结果见表8
6.1.5液相负荷下限线
若操作的液相负荷低于此线时，表明液体流量过小，板上的液流不能均匀分布，汽液接触不良，易产生干吹、偏流等现象，导致塔板效率的下降。
取堰上液层高度h ow =0.006m，根据h ow 计算式求L s 的下限值
2.84L s ,min 2/3
E []=0.006， 取E=1.02
1000l w
⎛0. 006⨯1000⎫ L S , max = ⎪
⎝2. 84⨯1. 02⎭
3/2
⨯
0. 462
=0. 00035m 3/s 3600
经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。（见后面）
6.2以提馏段为例 6.2.1液沫夹带线
以 e v =0.1kg液/kg气为限，求V s -L s 关系如下 由 e v =
5.7⨯10-6
σL
(
μa
H T -h f
) 3.2
u a =
V S V s
==2. 80V s
A T -A f 0. 385-0. 0277
h f =2.5h L =2.5(h w +h ow )
h w =0.0538
2. 84⎛3600L s ⎫h ow =⨯1⨯ ⎪
10000. 60⎝⎭
2/3
=0. 938L s
2/3
2/3
故 h f =2. 5(0. 0538+0. 938L s ) =2. 345L s
2/3
2/3
+0. 1345
2/3
H T -h f =0. 4-0. 134-52. 34L 5s
-6
=0. 265-52. 34L 5s
3. 2
⎫2. 80V s 5. 7⨯10⎛
⎪ e V =2/3⎪-3 57. 6⨯10⎝0. 265-52. 34L 5s ⎭
=0. 1
整理得 V S =0. 8238-7. 2762L s
2/3
在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果见表9
6.2.2液泛线
令 H d =ϕ(H T +h w )
由 H d =h p +h L +h d ; h p =h c +h 1+h σ; h 1=βh L ; h L =h w +h ow 联立得 ϕH T +(ϕ-β-1) h w =(β+1) h ow +h c +h d +h σ
忽略h σ，将h ow 与L S ，h d 与L S ，h c 与V S 的关系式代入上式，并整理得
2/3
α' V S 2=b ' -c ' L 2-d ' L S S
式中 α' =
0.051ρV
() 2
(A 0c 0) ρL
b ' =ϕH T +(ϕ-β-1h ) w
2 c ' =0. 153l ) /h (w 0
d ' =2.84⨯10-3E (1+β)(将有关的数据代入，得 a ' =
36002/3
) l w
0. 051⎛0. 78⎫
⨯ ⎪=0. 25 2
(0. 0242⨯0. 538) ⎝934. 65⎭
80. 139 b ' =0. 5⨯0. 40+(0. 5-0. 63-1) ⨯0. 053=
c ' =
0. 153
=313. 7 2
(0. 462⨯0. 0478)
2/3
⎛3600⎫
d ' =2. 84⨯10-3⨯1⨯(1+0. 63) ⨯ ⎪
0. 462⎝⎭
2/3
故 V s 2=0. 556-1254. 8L 2s -7. 28L s
=1. 82
在操作范围内，任取几个L S 值，依上式计算出V S 值，计算结果列于表
6.2.3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 θ=
A f H T
4
0. 027⨯70. 43
=0. 0027m 7/s
4
A f H T L s
=4得
= L s , m a x
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线.
6.2.4漏液线 由 μ0, m i =n C
μ0,min =
V S ,min A 0
h L =h W +h OW
h OW =
2.84L h 2/3
E () 1000l w
得 V s , m i =n C A }
/
=4. 4⨯0. 772⨯0. 101⨯0. 538⨯
0. 0056+0. 013[0. 0538+
3600L S 2/32. 84
⨯1⨯() ]-0. 0035}934. 65/0. 78
10000. 6
2/3
整理得V s , min =0. 184⨯. 6L s
+3. 35
在操作数据内，任取几个L S 值，依上式计算出V S 值，计算结果见表11
6.2.5液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度h ow =0.006m作为最小液体负荷标准。由式得
h OW
2. 84⎛3600L s =E 1000 ⎝l W
⎫
⎪⎪⎭
2/3
=0. 006
取E=1，则
⎛0. 006⨯1000⎫
L s
, min = ⎪
2. 84⎝⎭
3/2
⨯
0. 462
=0. 0003m 934/s 3600
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
6.3负荷性能图及操作弹性
图7-1
图7-2
由上图查得 提馏段： V S , max =0. 91 V S , m i n =0. 258 1 精馏段：V S , max =0. 696 V S , min =0. 341 因此，精馏段的操作弹性为
V S , max V S , min
=
0. 91
=3. 526
0. 2581
提馏段的操作弹性为
V S , max V S , min
=
0. 696
=2. 04 0. 341
7. 设计结果汇总
实际塔板数：精馏段实际板层数 N 精 =9 提馏段实际板层数：14
塔径D=0.50m
精馏段有效高度Z 精=3.2m 提馏段有效高度Z 提=5.2m 有效高度为8.4m 堰长lw=0.462m 出口堰高hw=0.0499m
弓形降液管宽度Wd=0.088m 弓形降液管面积Af=0.0277 降液管底隙高度h0=0.0439m 浮阀数n=38
8. 设计评述
本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现甲醇-水溶液的分离。从接到设计要求时候的太多不懂无从下手到独立的完成本次设计期间的感触和收获很多。大部分同学的进料方式是泡点进料而我的进料方式是冷夜进料，刚开始设计的时候由于没有注意到造成了已经计算到塔板数的那么多数据全部作废。后来在计算负荷性能的时候又由于用的不是权威的书籍上的标准公式造成了很大得计算误差，经过与别的同学的交流发现了自己的错误并且改正了，而这次失误又让我的整个关于负荷性能图的计算全部作废。设计的过程中还有很多很多次由于计算不小心造成的小部分的失误。这一次一次的失误让我深刻了解了要想设计成功必须对相关的专业知识掌握娴熟，还要会查手册，而且计算时还要非常的仔细，因为数据是一环套一环的，有时一个数据的错误，会使后面的数据无法继续进行验算。
本次设计有许多可之处但也有很多的不足。首先，本次设计任务工作量大时间有限，但最终经过验算可知设计基本符合设计要求，算是完成了设计任务。其次，由于设计中的计算量很大而且计算数据复杂，所以难免会出现计算或者记录上的错误。另外，由于缺乏经验可能有考虑不周到的地方会给实际生产带来影响。 由于本人能力水平有限，设计书中难免会存在不完善的地方，我诚恳地希望老师批评改
正，让我更进一步的努力。
9. 参考文献
1. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，
2. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，1986
3. 陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000
4. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994
5. 蒋维均主编. 化工手册. 清华大学出版社.
6. 化工机械手册. 天津大学出版社.