甲醇精馏塔计算

甲醇—水分离过程填料精馏塔设计1.设计方案的确定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。

甲醇常压下的沸点为64.7℃，故可采用常压操作。

用30℃的循环水进行冷凝。

塔顶上升蒸汽用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储槽。

因所分离物系的重组分为水，故选用直接蒸汽加热方式，釜残液直接排放。

甲醇-水物系分离难易程度适中，气液负荷适中，设计中选用金属环矩鞍DN50填料。

2.精馏塔的物料衡算2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量： M甲=32.04kg/kmol水的摩尔质量: M水=18.02kg/kmolXF=(0.46/32.04)/[0.46/32.04+0.54/18.02]=0.324XD=(0.997/32.04)/[0.997/32.04+0.003/18.02]=0.995XW=(0.005/32.04)/(0.005/32.04+0.995/18.02)=0.00282.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.324*32.04+(1-0.324)*18.02=22.56kg /kmolMD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kg/kmolMW=0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kg/kmol2.3物料衡算原料处理：qn,F=3000/22.56=132.98 kmol/h总物料衡算: 30.728=qn,D +qn,W甲醇物料衡算: 132.98*0.324=0.995 qn,D +0.0028qn,W解得: qn,D =43.05kmol/h qn,W=89.93kmol/h3塔板数的确定3.1甲醇-水属理想物系,故可用图解法求理论板层数.3.1.1由以知的甲醇-水物系的气液平衡数据,绘出x-y图.3.1.2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比:在x-y 图中对角线上，自点e （0.324,0.324）作垂线即为进料线.该线与平衡线的交点坐标: y =0.682 x =0.324 故最小回流比; R min=(x D –y q )/(y q –x q )=(0.995-0.682)/(0.682-0.324)=0.87. 取操作回流比:R=1.743.1.3求精馏塔的气液相负荷q n,L =R* q n,D =1.74*43.05=74.91kmol/hq n,V =(R+1)* q n,D =2.74*43.05=117.96kmol/h q 、n,L= q n,L +q n,F =74.91+132.98=207.89 kmol/h q 、n,V = q n,V =117.96 kmol/h 3.1.4操作线方程 精馏段：y===0.635x+0.363提馏段：y ’===1.762-0.00213.1.5采用图解法求理论求解结果为：总理论板数: N T =11 进料位置为: N F =7 3.2全塔效率E绘出甲醇-水的气液平衡数据作t-x/y 图,查得:塔顶温度: t=64.6℃ 塔平均温度:t=82.0℃塔釜温度: t=99.3℃ 精馏段平均温度:t=70.75℃ 进料温度: t=76.8℃ 提馏段平均温度:t=88.05℃ 82.0℃下进料液相平均粘度:查手册有:μ甲=0.272mpas, μ水=0.3478mpas ，x 甲=0.192 y 甲=0.565μ=X μ甲+(1-X) μ水=0.324*0.272+(1-0.324)*0.3478=0.323mpasα===5.47=0.49=0.49=0.433.3实际塔板数的求取精馏段实际板层数: N=N/=6/0.43=13.95≈14块提留段实际板层数: N =N/=5/0.43=11.63≈12块.4 精馏塔的工艺条件及物性数据的计算4.1平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量:X=Y=0.995. 查平衡曲线(X-Y图)得:X=0.98 MVD=0.995*32.04+(1-0.995)*18.02=31.97kmol/hMLD=0.98*32.04+(1-0.98)*18.02=31.76kmol/h 进料板层平均摩尔质量:查X-Y图得: YF =0.578 XF=0.196MVF=0.578*32.04+(1-0.578)*18.02=26.12kmol/hMLF=0.196*32.04+(1-0.196)*18.02=20.77kmol/h 塔底平均摩尔质量:XW =0.0028. YW=0.013MVW=0.013*32.04+(1-0.013)*18.02=18.20 kmol/hMLW=0.0028*32.04+(1-0.0028)*18.02=18.06kmol/h 精馏段平均摩尔质量:MVJ=(+)/2=(31.97+26.12)/2=29.05 kmol/hMLJ=(+)/2=(31.76+20.77)/2=26.27 kmol/h提馏段平均摩尔质量:M’VJ=(+)/2=(26.12+18.20)/2=22.16 kmol/hM’LJ=(+)/2=(20.77+18.06)/2=19.41kmol/h4.2平均密度计算(1).气相平均密度:由气液平衡图求得蒸汽平均温度：tJ = 70.75℃，tT=88.05℃故得精馏段的蒸汽密度：ρY，J =M T，J /22.4*[T0 /（T0 +t J）] =1.063kg/m3提留段的蒸汽密度：Y，T =MT，T/22.4*[T/（T+tT）] =0.748kg/m3(2).液相平均密度计算: 液相平均密度依下列式计算:1/lm=∑i/i塔顶液相平均密度计算:由t=64.6℃查手册得:甲醇=747.24kg/m -3水=980.66 kg/m 3lDm=1/[(0.997/747.24)+(0.003/980.66)]=747.77 kg/m 3进料板液相平均密度:由t=76.8℃,查手册得: 甲醇=736.88kg/m -3水=974.98kg/m 3进料板液相的质量分数：甲醇=0.196*32.04/[(0.196/32.04)+(0.804/18.02)]=0.302lFm=1/[(0.302/736.88)+(0.698/974.98)]=888.30 kg/m 3塔底液相的平均密度：查手册得在99.3℃时水的密度为：甲醇=712.9kg/m -3水=958.88 kg/m 3=1/[(0.005/712.9)+(0.995/958.88)]=957.23kg/m 3精馏段液相平均密度为:lJ=(747.77+888.30)/2=818.04 kg/m 3提留段液相平均密度：lT=（888.30+957.23）/2=922.77 kg/m 34.3液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算: δ=∑x i /δi塔顶液相平均表面张力的计算:由t=64.6℃查手册得: δ甲醇=18.2 mN/m δ水 =65.345 mN/m δlDm =0.995*18.2+0.005*65.345=18.44 mN/m进料板液相表面张力的计算:由t=76.8℃查手册得: δ甲醇=17.3mN/m δ水=63.144 mN/mδlFm=0.122*17.3+0.818*63.144=54.16 mN/m 塔釜液体的表面张力接近水的表面张力，由t= 99.3℃查手册得：δ甲醇=12.878mN/m δ水=58.933 mN/mδlWm=0.0028*12.878+0.9972*58.933=58.80 mN/m 精馏段液相平均表面张力为:δlT=(18.44+54.16)/2=36.3 mN/m提留段液体平均表面张力为：δlT=(54.16+58.80)/2=56.48 mN/m4.4液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即:lgμm =∑xilgμi塔顶液相平均粘度的计算:由t=64.6℃查手册得：μ甲醇=0.330 mpas μ水=0.448 mpaslgμlDm=0.995*lg0.33+0.005*lg0.448解出：μlDm=0.3305 mpas进料板液相平均粘度的计算：由t=76.8℃查手册得：μ甲醇=0.286 mpas μ水=0.329 mpaslgμlFm=0.196*lg(0.286)+0.804*lg(0.329)解出：μlDm=0.3587 mpas塔釜液相平均粘度的计算：由t=99.3℃查手册得：μ甲醇=0.2295mpas μ水=0.2861mpaslgμlWm=0.0028*lg(0.2295)+0.9972*lg(0.2861)解出：μlDm=0.2859 mpas精馏段液相平均粘度为：μlJ=(0.3587+0.3305)/2=0.3346 mpas提留段液相平均粘度为：μlT=(0.3587+0.2859)/2=0.3223 mpas5精馏塔的塔体工艺尺寸计算5.1 塔径的计算5.1.1精馏段塔径计算WL=74.91*26.27=1967.89 kg/hWV=117.96*29.05=3426.74 kg/h精馏段气、液混合物的平均体积流量：= ==0.924m3/s= ==0.000668m3/s贝恩—霍根关联式=A-K=0.06225-1.75*解得：=5.36 m/s取=0.7=3.752 m/sD==0.56m圆整为0.6m此时==3.27m/s泛点速率校核：==0.61 在允许范围内5.1.2.提留段塔径计算计算方法同精馏段,计算结果为:uF=5.72m/sD=0.542 m圆整塔径,取 D=0.60m.泛点率校核：u==3.44m/su/ uF=(3.44/5.72)=0.60 (在允许范围内) 填料规格校核： D/d =600/50=12 >8液体喷淋密度校核：取最小润湿速率为: (lw )m=0.08 m3 / m2h查附录五得：at=74.9m3 /m2 .h.u min =(lw)m* at=0.08*74.9=5.992 m3 / m2hu=3600*0.000668/(0.785*0.6*0.6)=8.51m3 / m2h >5.992 m3 / m2h 5.2填料层高度计算Z=HETP*NT.Lg(HETP)=h-1.292lnδl +1.47lnμl查表有: h=7.0653.精馏段填料层高度为：HETP=0.862m Z景=6*0.862=5.172 mZ′精=1.25*5.172=6.465 m提留段填料层高度为：HETP=0.442mZ提=5*0.442=2.21 mZ′提=1.25*2.21=2.76 m设计取精馏段填料层高度为6.5m,提留段填料层高度为3m.对于环矩鞍填料, 要求h/D=8～15. hmax≤6m.取h/D=12, 则 h=12*600=7.2 m.不需要分段。

1 精馏塔的物料衡算1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 A M =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol315.002.18/55.004.32/45.004.32/45.0=+=F xxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.898 1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量F M =0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol D M =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料处理量 F=17500000/(330⨯24⨯22.4)=98.467kmol/h 总物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 ωX +=⨯W D 898.0315.0467.98联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h Xw=0.001W M =0.001⨯32.04+(1-0.001) ⨯18.02=18.03kg/kmol2 塔板数的确定2.1 理论板层数N T 的求取2.1.1 相对挥发度的求取将表1中x-y 分别代入)1()1(A A AA y x y x --=α得表2所以==∑1212...21a a a m α 4.22.1.2进料热状态参数q 值的确定根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料：60℃t m =26.7760+=68.8℃查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下：则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kgq=汽汽进泡r r )t -(+t Cp =8.19428.19428.686.77×7579.3+）—（=1.017>1 2.1.3求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在x-y 图中、自点（0.315,0.315）作进料线方程： y=1-q Xf 1--x q q =59.8x －18.53 (1) 操作线方程： y=x )1-α(1αx+= 3.2x14.2x + (2)联立（1）（2）得到的交点(0.321,0.668)即为（Xq,Yq ）所以最小回流比R min =－Xq －Yq Xd Yq =321.06658.06658.0898.0--=0.6734取操作回流比为R=2R min =1.34682.1.4求精馏塔的气、液相负荷/h 46.473kmol =34.5061.3468=RD =L ⨯/h80.979kmol =34.506 2.3468=1)D +(R =V ⨯/h 144.94kmol =98.467+46.473=F +L = L' /h 80.979kmol =V =V'2.1.5求操作线方程精馏段操作线方程为1n y +=1R R +n x +1D x R +=3468.23468.1n x +3468.2898.0=0.574n x +0.383 （a ）提馏段操作线方程0004.079.10005.0979.80961.63979.8094.144'''1'-=⨯-=-=+m m W m m x x x VW x V L y （b ）2.1.5采用逐板法求理论板层数由 1(1)q q qx y x αα=+- 得y yx )1(--=αα将 α=4.2 代入得相平衡方程yyyyx 2.32.4)1(-=--=αα （c ）联立（a ）、（b ）、（c ）式，可自上而下逐板计算所需理论板数。

一、精馏塔全塔物料衡算)(:)(:)(:skmol W skmol D skmol F 塔底残液流量塔顶产品流量进料量：塔底组成：塔顶组成、下同）：原料组成（摩尔分数xx xwD Fat F 4102.1⨯= 00F 46=x 00D 93=x 00W 1=xkmolkg 04.32=M 甲醇kmolkg 02.18=M 水原料甲醇组成：00F 4.3202.18/5404.32/4604.32/46=+=x塔顶组成：00D 2.8802.18/704.32/9304.32/93=+=x塔底组成：00W 6.002.18/9904.32/104.32/1=+=x进料量：s kmol a t F 234410205.2360024300]02.18/)324.01(04.32/324.0[10102.1102.1-⨯=⨯⨯-+⨯⨯=⨯=物料衡算式为：x x x WD F W D WD F F +=+=联立代入求解：3108-⨯=D 210405.1-⨯=W二、常压下甲醇—水气液平衡组成（摩尔）与温度关系1、温度C C C o o o t t t t t t t t t 2.99..........................06.010031.509.9210076.66 (100)2.887.6441.871009.667.6452.68....................67.74.323.9026.967.79.883.90W W W D D D FFF =--=--=--=--=--=--：：： 精馏段平均温度：C o t t t 64.67276.6652.682D F1=+=+=提馏段平均温度：C o t t t86.83276.6652.682WF2=+=+=2、密度已知：pTaaooBB A A LTp a 4.22M)M (1V=+=ρρρρ混合气密度：为相对分子质量为质量分数，混合液密度：塔顶温度：C o t76.66D=气相组成：00DDD 5.92 (1001007).6476.6610096.917.649.66=--=--y yy ： 进料温度：C ot52.68F= 气相组成：00FFF 4.88..............10092.8452.687062.8992.846870=--=--y yy ： 塔底温度：C ot 2.99W= 气相组成：00WWW 19.3.........................10002.9910034.2809.92100=--=--y yy： 1>精馏段： 液相组成：001F D 13.60 (2))(=+=x x x x气相组成：001FD145.90 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg7.309045.0102.189045.004.32Vkmol kg 474.26603.0102.18603.004.32LM M 11=-+⨯==-+⨯=）（）（2>提馏段： 液相组成：002F W 25.16 (2))(=+=x x x x气相组成：002FW215.46 (2))(=+=y y y y所以：kmolkg49.244615.0102.184615.004.32Vkmol kg33.20165.0102.18165.004.32LM M 22=-+⨯==-+⨯=）（）（由不同温度下甲醇和水的密度：求得在tD、tF、tD下的甲醇和水的密度（单位：3-⋅m kg ）51.962 (852).96501.01716.720.011852.965...................3.9652.991003.9654.9589010072.716 (7162).99100725716901002.99204.759 (55).97993.01564.74693.0155.979..................8.97776.66702.9838.9776070564.746 (74376).6670751743607076.66015.855 (599).97846.01628.74446.01599.978................8.97752.68702.9838.9776070628.744 (74352).6870751743607052.68W WwW wWcW cWWD DcD wDcD cDDF FwF wFcF cFF=-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--==-+==--=--=--=--=ρρρρρρρρρρρρρρρρρρCCC o o ottt所以：11.8072204.759015.8552L D F 1=+=+=）（）（ρρρ 76.9082015.85551.9622L F W 2=+=+=）（）（ρρρ845.02V 0985.12V 605.015.2734.2215.273112.115.2734.2215.273085.115.2734.2215.273kmolkg 4385.242V kmol kg 699.302V kmol kg 467.181kmol kg 41.301kmol kg 9885.301kmolkg 33.22L kmol kg 474.262L kmolkg 10.181kmol kg 56.221kmolkg 39.301VW VF VD VF W VWVWD VDVDF VFVFVF VW VF VD W W VW F F VF D D VD LF LW LF LD W W LW F F LFD D LD 212121MMMM M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M M =+==+==+⨯==+⨯==+⨯==+==+==-+==-+==-+==+==+==⨯-+⨯==⨯-+⨯==⨯-+⨯=）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（）（水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇水甲醇ρρρρρρρρρt t t y y y y y y x x x x x x3、混合液体表面张力：二元有机物—水溶液表面张力可用下列公式计算：414141OsO wsW mσϕσϕσ+= 注：VV V OOWWWWW x x x +=σVV V OOOOOOO x x x +=σVV SWsW sWx =ϕVVSososox =ϕQB A ]3232)[(441.0)lg(VWW+=-⨯==σσϕϕqT q Q B V oo owq 12lg A soswsosw=+=ϕϕϕϕ）（式中，下脚标w 、o 、s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、x o指主体部分的分子数；Vw、Vo指主体部分的分子体积；σW、σo为纯水、有机物的表面张力；对甲醇q=1。

甲醇-水板式精馏塔的设计计算东华大学化工原理课程设计题目甲醇-水混合液板式精馏塔的设计学院化工学院专业班级轻化1101班学生姓名指导教师成绩2014年 6 月27摘要设计选用板式精馏塔作为分离设备采用连续精馏的方法分离甲醇-水混合液。

一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，这就需要对各个部件做出选择并给出合理的工艺尺寸。

因此我们对精馏塔首先进行物料衡算，根据查得的甲醇-水物系平衡数据用作图法求得理论塔板数并由全塔效率确定实际塔板数，然后确定操作压力，操作温度，平均分子量，平均密度等基本物性参数。

对塔高、塔径、塔板、溢流装置等各个部件进行计算与核算校验（如负荷性能图）并确定操作弹性，最后计算接管等一些附件的尺寸。

按任务书的任务顺序完成任务。

关键词：板式精馏塔；连续精馏；图解法AbstractThe design use a type of the plate type column as separation equipment using the method of continuous distillation separation methanol-water mixture. A full plate tower is mainly composed of cylindrical tower body, tower board, liquid pipe down, the overflow weir, the liquid dish and gas and liquid into, export tube components and other parts, this needs of every part to make a choice and give reasonable technology size. So we to, first of all, the material of the column calculation, according to check methanol-water content is balance data obtained by mapping method theory tower number by the board and tower efficiency the determination of the actual tower number plate, then check the operating pressure, operating temperature, average molecular weight, the average density of basic property parameters. High tower, tower of diameter, tower board, overflow device and so on each parts calculation and accounting check (such as load performance chart) and determined the elasticity of operation, finally calculated over the size of the some accessories, etc. According to the task of commitments to complete the task order.Key words: Plate column; Continuous distillation; Graphic method目录摘要 (I)Abstract (II)第1章总论 (4)1.1概述 (4)1.2 塔设备简介 (4)1.2.1塔设备类型 (4)1.2.2筛板塔优点 (4)第2章设计方案确定及流程说明 (5)2.1 进料状况 (5)2.2 加料方式和加料热状况 (6)2.3 塔顶冷凝方式 (6)2.4 回流方式 (6)2.5加热方式 (6)2.6工艺流程简介 (7)第3章精馏塔的设计计算 (7)3.1 物料衡算 (7)3.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 (8)3.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 (8)3.1.3全塔物料衡算 (8)3.2 塔板数的确定 (8)3．2.1 理论塔板数的求解 (8)3.2.1.1回流比的确定 (9)3.2.1.2 操作线方程 (9)3.2.1.3 图解法确定理论塔板数 (10)3.2.2全塔效率及实际塔板数 (10)3.2.2.1 全塔效率 (10)3.2.2.2 实际塔板数 (10)3.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)3.3.1操作压力 (11)3.3.2操作温度 (11)3.3.3平均摩尔质量 (11)3.3.4液相和气相平均密度 (12)3.3.4.1 液相平均密度 (12)3.3.4.2 气相平均密度 (13)3.3.5液相平均表面张力 (13)3.3.6液相平均粘度 (14)3.4 精馏塔塔体和塔板主要尺寸计算 (15)3.4.1塔高和塔径 (15)3.4.1.1 精馏段 (15)3.4.1.2 提馏段 (16)3.4.2塔板主要工艺尺寸的计算 (17)3.4.2.1 溢流装置 (17)3.4.2.2 塔板板面布置 (20)3.4.2.3 筛孔计算及排列 (20)3.5 塔板的流体力学验算 (21)3.5.1阻力和单板压降校验 (21)3.5.1.1 精馏段 (21)3.5.1.2 提馏段 (22)3.5.2雾沫夹带校验 (23)3.5.2.1 精馏段 (23)3.5.2.2 提馏段 (23)3.5.3漏液校验 (23)3．5.3.1精馏段 (23)3.5.3.2 提馏段 (24)3.5.4液泛校验 (24)3.5.4.1 精馏段 (24)3.5.4.2 提馏段 (24)3.6负荷性能图 (25)3.6.1精馏段负荷性能图 (25)3.6.1.1漏液线（气相负荷下限线） (25)3.6.1.2 液体流量下限线 (25)3.6.1.3 液体流量上限线 (26)3.6.1.4 雾沫夹带线 (26)3.6.1.5液泛线 (27)3.6.1.6 操作弹性 (28)3.6.2提馏段负荷性能图 (28)3.6.2.1 漏液线（气相负荷下限线） (28)3.6.2.2 液体流量下限线 (29)3.6.2.3 液体流量上限线 (29)3.6.2.4 雾沫夹带线 (29)3.6.2.5 液泛线 (29)3.6.2.6 操作弹性 (30)3.7 精馏塔接管尺寸的计算 (30)3.7.1进料管 (30)3.7.2回流管 (31)3.7.3塔顶蒸汽接管 (31)3.7.4釜液排出管 (32)结束语 (32)参考文献 (31)附录Ⅰ符号说明 (32)致谢 (34)第1章总论1.1概述在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。

塔板主要工艺尺寸计算.1 溢流装置的计算因塔径D=1.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下， （1） 堰长W l取0.7300.730 1.8 1.314w l D m =⨯=⨯= （2） 溢流堰高度W h 由W L OW h h h =- （6.1）选用平直堰，堰上层高度OW h 由公式计算，即2/32.841000h OWW L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭（6.2） 近似取 E=1 ，则取板上液层高度L h =80m m 所以，2/32/32.84 2.840.0019360010.00910001000 1.314h OWW L h E m l ⎛⎫⨯⎛⎫==⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭W h =0.08-0.009=0.071m（3） 弓形降液管宽度Wd 和截面积f A由0.730W lD = 查图得，0.101f TA A =0.1578Wdm D= 故： 20.1010.101 2.5420.2570f T A A m =⨯=⨯= 0.15780.1578 1.80.2840Wd D m =⨯=⨯=验算液体在降液管中停留的时间，即：360036000.25700.4560.8650.0193600f ThA A s L θ⨯⨯===<⨯ （6.3）（4） 降液管底隙高度o h3600hO W oL h l μ=（6.4）取'O μ=0.07/m s 则0.001936000.021******** 1.3140.07h O W o L h l μ⨯===⨯⨯mW h -O h =0.071-0.021=0.05>0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为'W h =60m m6.1.2 塔板布置（1） 塔板的分布因D ≥1800m m ，故塔板采用分块式，塔板分为5快 （2） 边缘宽度确定取 S W ='S W =0.085m C W =0.015m （3） 开孔区面积计算单溢流塔板，鼓泡区面积S A 可按下式计算：212sin 180S R x A R π-⎧⎫⎛⎫=⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭ （6.5）()0.5S x D Wd W =-+ （6.6）()()0.50.5 1.80.28400.085S x D Wd W =-+=⨯-+ 其中 0.50.51.80.0150C r D W m=-=⨯-=故：210.8850.5312sin 1.7841800.885S A π-⎧⎫⎛⎫==⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭2m（4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm δ=炭钢板，取筛孔直径为O d =5m m筛孔按正三角形排列，取筛孔中心距t 为3O t d ==3⨯5=15m m筛孔数目：221.155 1.155 1.78491580.015O A n t ⨯===个开孔率：20.907O d t ⎛⎫Φ= ⎪⎝⎭（6.7）220.0050.9070.907100%10.1%0.015O d t ⎛⎫⎛⎫Φ==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭气体通过筛孔的气速为：SO OV A μ=（6.8） 3.32618.46/1.78410.1%S O O V m s A μ===⨯第6.2节 提馏段的计算6.2.1 溢流装置的计算因塔径D=1.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（1） 堰长'W l 得确定取''0.7300.730 1.8 1.314W l D m =⨯=⨯= （2） 溢流堰高度'W h 的确定由'''W L OWh h h =-，选用平直堰，堰上层高度 2/3'''2.841000h OWW L h E l ⎛⎫= ⎪⎝⎭近似取E=1，则：取板上液清高度'L h =80m m故：'0.080.01560.0644W h =-=（3） 弓形降液管宽度'd W 和截面积'f A由 ''0.730Wl D= 查弓形降液管的宽度与面积图的''0.101fTA A = '0.1578d W m D = ''20.1010.101 2.5430.2568f T A A m =⨯=⨯=''0.15780.1578 1.80.2840d W D m =⨯=⨯= 由式'''3600f ThA A Lθ=验算液体在降液管中停留的时间，即'''360036000.25680.4524.6550.0046883600f ThA A s L θ⨯⨯===<⨯故降液管设计合理（4） 降液管底隙高度'o h 得确定：'''3600hOW OL h l μ= 取O μ=0.18/m s 则''''0.00468836000.019836003600 1.3140.18h OW O L h l μ⨯===⨯⨯ 'W h 'Oh -=0.0644-0.0198=0.0446>0.006m 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度为'W h =60m m6.2.2 塔板布置 （1）塔板分块：因D=1800m m 故塔板采用分块式，查表得：塔板分为5块 （2）边缘区宽度的确定取S W ='S W =0.085m C W =0.045m （3）开孔区面积的计算开孔区面积：'2''1'2sin 180SR x A x R π-⎧⎫⎛⎫⎪⎪=⎨⎬ ⎪⎪⎪⎝⎭⎩⎭，其中 ()()''''0.50.5 1.80.28400.085d S x D W W =-+=⨯-+0.531m =''0.5'0.5 1.80.0450.885C r D W m =-=⨯-=故：2'10.8850.5312sin 1.6941800.885SA π-⎧⎫⎛⎫==⎨⎬ ⎪⎝⎭⎩⎭ 2m （4） 筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用'3mm δ=炭钢板，取筛孔直径'Od =5m m 筛孔按正三角形排列，取孔中心距't 为''3Ot d ==3⨯5=15m m 筛孔数目n 为''221.155 1.155 1.78491580.015O A n t ⨯===个 开孔率为：22'0.005'0.9070.907100%10.1%'0.015O d t ⎛⎫⎛⎫Φ==⨯⨯= ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭气体通过阀孔的气速为：''' 3.32619.06/1.69410.1%S OO V m s A μ===⨯。

Φ800甲醇精馏塔设计在甲醇生产中，甲醇精馏塔是一个重要的设备，用于将甲醇从原料中分离出来。

本文将对Φ800甲醇精馏塔的设计进行详细说明。

首先，我们需要了解甲醇精馏过程的基本原理。

甲醇精馏过程是在常压下进行的，通过不同馏分的沸点差异来分离甲醇。

在甲醇精馏塔中，原料进入塔底，经过加热和汽化后，将沸点较低的甲醇汽相逐渐冷凝成液相，然后从塔顶蒸出。

同时，在塔中还有一系列的塔板，用于增加接触面积，加快蒸馏过程。

接下来，我们对Φ800甲醇精馏塔的设计进行具体说明。

首先，我们需要确定塔的高度。

塔的高度与分离效果息息相关。

一般来说，塔的高度越高，分离效果越好。

在实际设计中，可以根据甲醇精馏过程的需求来确定塔的高度。

另外，塔的宽度也需要确定，一般来说，塔的宽度越大，分离效果越好。

在Φ800甲醇精馏塔的设计中，塔的高度可以根据经验值进行初步确定。

其次，我们需要确定塔板的数量。

塔板的数量越多，分离效果越好。

在设计中，可以根据甲醇精馏过程的需求及经验值来确定塔板的数量。

另外，塔板的布置也需要考虑。

在Φ800甲醇精馏塔的设计中，可以采用均匀布置的塔板，以提高分离效果。

然后，我们需要确定塔板的尺寸。

塔板的尺寸与甲醇精馏过程的需求及塔的尺寸有关。

在实际设计中，可以根据塔板上液相和汽相的流动速度来确定塔板的尺寸。

同时，还需要考虑气液分布的均匀性，可以采用分散器等设备来改善气液分布情况。

最后，我们需要确定加热方式和冷凝方式。

在Φ800甲醇精馏塔的设计中，可以采用外加热的方式，通过外部加热器对原料进行加热。

同时，可以采用冷凝器对甲醇汽相进行冷凝。

在实际设计中，可以根据加热和冷凝的需求来选择合适的设备。

综上所述，Φ800甲醇精馏塔的设计需要考虑塔的高度、宽度、塔板的数量和尺寸，以及加热和冷凝方式等因素。

在设计过程中，需要根据甲醇精馏过程的需求及经验值来进行合理的确定。

同时，还需要注意安全和运行稳定性等方面的考虑，以保证甲醇精馏塔的正常运行。

年产40万吨甲醇工艺设计物料衡算：年工作时间8000h一.进塔新鲜气组成计算:1.精馏塔出甲醇量：40*104*103/8000/32.04=1560.549Kmol/h2.设精馏塔损失3%,设计裕度4.5%,则进入精馏塔的粗甲醇中甲醇的含量为:1560.549/(1-4.5%)=1634.083Kmol/h设CO,CO2转化为甲醇的转化率为96%,则进入合成器的新鲜气量为:1634.083/0.96/(0.14+0.13)=6304.333Kmol/h3.则进塔新鲜气组成:CO:6304.333*0.14=882.607Kmol/hCO2:6304.333*0.13=819.563Kmol/hN2: 6304.333*0.01=63.043Kmol/hH2:6304.333*0.69=4343.989Kmol/hCH4:6304.333*0.03=189.129Kmol/h二.出塔物料组成:1. 出塔时粗甲醇中的物料组成:所以: 粗甲醇的摩尔总量: 1634.083/67.416%=2423.88Kmol/h异丁醇的摩尔流量: 2423.88*0.026%=0.63Kmol/h二甲醚的摩尔流量: 2433.88*0.188%=4.557Kmol/h水的摩尔流量: 2433.88*32.37%=784.610Kmol/h 即:2.出塔其他的物料计算:→根据元素守恒: 设 CO 2的摩尔量为A,CO 的摩尔量为B, H 2的摩尔量为C.(1) C 守恒:1634.083+4.557*2+0.63*4+A+B=882.607+819.563…….(M)(2) H守恒:1634.083*4+0.63*10+784.610*2+4.557*6+2C=4343.989*2…….(N)(3) O守恒:1634.083+0.63+784.610+4.557+2A+B=882.607+819.563*2……(F) (4)根据上3式求的: A=41.4Kmol/hB=15.053Kmol/hC=274.392Kmol/h则出塔不凝气体的量:出合成塔的各物料组成：3.有关驰放气的计算:驰放气占气体总量的8%,则排放后剩余92%.所以:剩余的驰放气进入系统循环.三．精馏塔的计算:进精馏塔前粗甲醇中各物料量1.要求精甲醇的纯度为99.98%,则其量:1560.549*0.998=1557.428Kmol/h要求含水量为0.02%,则其量:1560.549*0.0002=0.312Kmol/h2.其余的物料如二甲醚,异丁醇等暂不考虑,其量不变.1、进出合成塔各组分一览表2、进出精馏塔各组分一览表3、有关驰放气各组分一览表。

化工原理课程设计分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔设计潍坊学院小组成员：吴鑫李春阳袁旭目录第一章设计题目 (6)第二章工艺计算 (7)2.1精馏塔的物料衡算 (7)2.2塔板数的确定 (8)N的求取 (9)2.2.1理论板数T2.3工艺条件及有关物性数据计算 (10)2.3.1 图解法求理论塔板数 (10)2.3.2操作压力计算 (11)2.3.3 操作温度计算 (11)2.3.4相对挥发度的计算 (12)2.3.5平均摩尔质量计算 (12)2.3.6平均密度的计算 (13)2.3.7体平均表面张力计算 (15)2.3.8液体平均黏度计算 (16)2.3.9实际塔板数的计算 (17)2.4塔的主要工艺尺寸计算 (18)2.5塔板主要工艺尺寸的计算 (20)2.5.1溢流装置计算 (20)2.5.2塔板板面布置 (21)2.5.3筛孔计算及排列 (21)2.6筛板的流体力学验算 (22)2.6.1液面落差 (23)2.6.2液沫夹带 (23)2.6.3漏液 (23)2.7负荷性能图 (24)2.7.1漏液线（气相负荷下限线） (24)2.7.2 液体流量下限线 (24)2.7.3液体流量上限线 (25)2.7.4 过量液沫夹带线 (25)2.7.5 液泛线 (25)2.7.6塔板工作线 (27)第三章设计总结 (28)第四章附属设备的选型与设计 (30)4.1冷凝器的选择 (30)4.2再沸器的选择 (31)第五章塔附件的设计 (32)5.1接管的计算与选择 (32)5.1.1进料管 (32)5.1.2回流管 (32)5.1.3塔底出料管 (33)5.1.4塔顶蒸汽出料管 (33)5.1.5塔底进气管 (33)5.2 筒体 (33)5.3 封头 (34)5.4法兰的选取 (34)5.5裙座 (34)5.6人孔 (34)第六章塔总高度设计 (35)6.1塔顶部空间高度 (35)6.2塔总体高度计算 (35)第七章设计心得 (36)参考文献 (37)前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发性的差异对其进行加热，然后进行多次混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分加热汽化以达到分离目的的一种化工单元操作。