设计任务书设计题目 设计题目：甲醇—水分离过程板式精馏塔的设计设计要求：年产纯度为 99.5%的甲醇 12000 吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇 40%，水 60% 操作条件1) 操作压力 自选2) 进料热状态 自选3) 回流比 自选4)塔底加热蒸气压力0.3Mpa (表压)塔板类型筛孔塔工作日 每年工作日为330天，每天24小时连续运行1 初选设计方案 （参考王国胜 P72）1.1 初选原则工艺流程本任务，处理量比较大，采用连续精馏过程甲醇-水溶液经卧式套管式换 热器预热后，送入连续板式精馏塔塔顶上升蒸气采用列管式全凝器冷凝后，流 入回流罐，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽塔釜采用间 接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽流程图见下图伞即亦N A F——耻冷馅1—二£器□ 占 全1.2 初选操作条件 呼1泗料方周的选择咖料方简单出安装方洪 亍便 「采I匸LJ-CH记13泵有两种： 等优点，而直接加料择具有结构流速直接加■以引入自动控制制士用泵定实时调节流量及iit故本设计1.2.2进料热状态有五种原则 入」使产生的■气相回流在全塔季节气温变化和前道工序波动的影响，常采用泡点进料，塔的操作比较容易 ；而且厂塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小免受控制ZIB上,在供热一定发挥作用，即宜冷液进料。
但为乳 • —— •—r ］一 ・•—:的情况下械量应尽可能迪塔底输塔的操作稳定,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 个预热器，使设备费用增 加有时为了减少再沸器的热负荷，可在料液预热时加入更多的热量，甚至采用 饱和蒸汽进料可采综合考虑各方面因素，本设计决定采用泡点进料，即 q=1 1.2.3 塔釜加热方式的选择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，所以通常 情况下，多采用间接蒸汽加热 故本设计采用间接蒸气加热方式1.2.4 操作压力的选择 精馏可以常压，加压或减压条件下进行确定操作压力时主要是根据处理物 料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作在相同条件 下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器 的温度，并且相对挥发度液会下降对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏 降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离减压操作降低了平衡温度， 这样可以使用较低位的加热剂。
但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝 温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点 又不高，所以不需采用减压蒸馏这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以 用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏所以为了有效降低设备造价和操 作费用对这类溶液采用常压蒸馏1.2.5 塔顶冷凝方式的选择 塔顶冷凝有全凝和分凝两种方式甲醇与水不反应，且容易冷凝，故塔顶采 用全凝器，用水冷凝塔顶出来的气体温度不高，冷凝后的回流液和产品无需进 一步冷却，选用全凝器符合要求1.2.6 回流方式的选择 液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流采用重力回流可节省一 台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比考虑各方面综合 因素，采用重力回流1.2.7 回流比的选择 对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下 向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大 ,每层塔板的分离 效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加但 是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加， 操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流 比。
综合考虑各个因素，本设计采用回流比为最小回流比的1.8倍即：R=1.8 Rmin2 塔板类型的选择（参考付家新教材 P133）技术比较成熟的精馏塔的塔板类型共有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔 板浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力 大，阀片可随气流量大小而上下浮动，故操作弹性大，气液接触时间长，因此塔 板效率较高本设计采用浮阀塔板3 精馏塔的工艺设计 3.1全塔物料衡算（参考化工原理教材或潘国昌 P11）3.1.1 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为： M 32.04kg/kmola水的摩尔质量为： M二18.01kg/kmb原料液摩尔分率：兀进0.4 / 32.040.4/32.04 + 0.6/18.01 — 0.27塔顶采出液摩尔分率：0.995/ 32.04—0.995/ 32.04 + 0.005/18.01 — 0."塔釜采出液摩尔分率：0.001/ 32.04—0.001/32.04 + 0.999/18.01 — "2 X10_"3.1.2 全塔物料衡算32.0418.01D =严 X1°7 X °.995 + L2 X107 X °.°°5)十(24 x 330) = 47.5kmol / hF 二 D 咒d —咒w 二 47.50x 0____X_1 二 174.43kmol/ h咒一％ 0.27 — 5.62X10-4FWW 二 F 一 D 二 174.43 一 47.50 二 126.93kmol/ h3.2 塔体工艺尺寸的设计3.2.1 理论板数的确定（参考化工原理教材） 本设计采用图解法求理论塔板数。
因为是常压塔，所以塔内各处压力接近常压（实际上略高于常压），依据常压下的气液平衡关系求理论板书不会引起太大 的误差3.2.1.1 查常压下甲醇-水体系的气液相平衡数据查《化学工程手册》PXX得常压下甲醇-水体系的气液相平衡数据如下表表 X 常压下甲醇-水体系的气液相平衡数据温度/°cxy温度/cxy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665根据表中数据绘制t-x-y图3.2.1.2作图求最小回流比 Rmin依据表中数据，作x-y气液平衡曲线因为是泡点进料，所以q=l,在图中 为过点(0.27,0.27)的一条竖线 q 线与 x-y 气液平衡曲线相交于 Q 点连接 A(0.99,0.99)点和Q点，线段AQ都在x-y气液平衡曲线围成的区域内；连接 B(0.000526,0.000526)点和Q点，线段BQ都在x-y气液平衡曲线围成的区域内。
所以Q点即为夹紧点，延长AQ与y轴相交，交点的纵坐标为0.516则 xD/(Rmin+1)=0.516，所以最小回流比 Rmin=0.9173.2.1.3 作图求理论板实际回流比：R=1.8Rmin=1.8X0.917=1.651则 xD/(R+1)=0.373连接点A (0.99,0.99)和点(0,0.373)，与q线相交于点E,则直线AE即为精馏 段的操作线；连接点B(0.000526,0.000526)和点E，则直线BE即为提馏段的操作 线从点 A (0.99,0.99)开始在平衡线和操作线之间画阶梯，直到阶梯与平衡线的 交点的横坐标小于0.000526为止由此得到总理论塔板数N=14块(包括再沸器)，进料板位置N为自塔顶数起 TF第9 块理论板精馏段理论塔板数：N =8块精提馏段理论塔板数 N =6-1=5 块提由梯级图可知，塔顶第1块塔板的气相组成：y二x =0.99，液相组成： 1顶x 二 0.97621进料板的气相组成：y — 0.6422，液相组成：x — 0.27DD塔釜的气相组成： y —0.003989，液相组成： x —0.000562WW3.2.2 部分工艺操作条件及有关物性的计算-13.2.2.1 平均摩尔质量的估算(a) 塔内液相的平均摩尔质量塔顶第 1 块塔板上液相的平均摩尔质量：M = 0.9762 x 32.04 + (]— 0.9762) x 18.01 二 31.71kg / kmolL1进料板上液相的平均摩尔质量：M = 0.27 x 32.04 + (1— 0.27) x 18.01 二 21.80kg / kmol LF塔釜液相平均摩尔质量：M = 5.62 x10-4 x 32.04 + (1— 5.62 x10-4)x18.01 = 18.03kg / kmolLW精馏段液相的平均摩尔质量：31.71 + 21.802= 26.76kg /kmol- M + MM =——L4 LFL精 2提馏段液相的平均摩尔质量：“ M + MM =——Lw LFL提 218.03 + 21.802=19.92kg /kmol(b) 塔内气相的平均摩尔质量塔顶第1 块塔板上气相的平均摩尔质量M = 0.99 x 32.04 + (1— 0.99) x18.01 = 31.89kg / kmol V1进料板上气的平均摩尔质量：M = 0.6422 x 32.04 + (1— 0.6422) x 18.01 = 27.02kg / kmolVF塔釜气相的平均摩尔质量：M = 0.003989 x 32.04 + (1— 0.003989) x 18.01 = 18.06kg / kmolVW精馏段液相的平均摩尔质量：31.89 + 27.022= 29.46kg /kmol“ M + MM =——V1 VFv精 2提馏段液相的平均摩尔质量：“ M + MM =——VW VFv提 218.05 + 27.022= 22.54kg /kmol3.2.2.2 操作温度的估算由于塔中压力与常压偏差不大，所以利用常压下的气液平衡数据由插值法可 近．似．求得进料、塔顶和塔釜的温度。
a) 求塔顶第 1 块塔板温度 t1(1.00-0.99)/( t1-64.5)=(1.00-0.979)/(65-64.5)求得:t]=64.7°C查 t-x-y 图得:t1=64.7C(b) 求进料板温度 tF(0.3-0.27)/( tF-78)=(0.3-0.2)/(81.7-78)求得：tF=79.11CF查 t-x-y 图得 tF=78.95C(c) 求塔釜温度 tW(0.000562-0.02)/( tw-96.4)=(0.02-0.00)/(100-96.4) w求得：tW=99.89CW查 t-x-y 图得：tw=99.91°C(d) 精馏段平均温度 tt =(79+64.6)/2=71.8C精(e) 提馏段平均温度 t提t =(79+99.9)/2=89.45C(f) 全塔平均温度t塔t =(99.9+64.6)/2=82.25C塔3.2.2.3 液相粘度的估算(a) 纯液体粘度的估算A a 555.3 555.3塔顶温度下纯甲醇的粘度：卩 =e( T - B)= e(64.7+273.15—260.64 )二 0.615mPa - s 1醇A A 555.3 555.3进料板温度下纯甲醇的粘度：P =e( T - B)= e(79.11+273.15 - 260.64 )=0.575mPa - s F醇A A 555 3 555 3塔釜温度下纯甲醇的粘度：P亠=e( T - B)= e(99.9+273.15 - 260.64 )=0.526mPa - s W醇查表得塔顶温度下纯水的粘度：p =0.4355mPa • s1水查表得进料板温度下纯水的粘度： P =0.3610mPa •sF水查表得塔釜温度下纯水的粘度： P =0.2838mPa •sw水(b) 混合液粘度的估算塔顶温度下混合液的粘度：卩=笛1混J i=1X |Ll 3ii丿1 1=(0.99 x 0.6153 + 0・01x 0.43553)3 = 0.613mPa • s进料板温度下混合液的粘度：F混J i=1X L 3ii1 1=(0.27 x 0.5753 + 0.73 x 0.3613 )3 = 0.4123mPa • s塔釜温度下混合液的粘度：J i=1X L 3ii丿1 丄=(0.000562 x 0.5263 + 0.999438 x 0.28383)3 = 0.2839 mPa • s(c) 平均粘度的估算精馏段的平均粘度：0.613 + 0.41232=0.513mPa • s提馏段的平均粘度：0.2839 + 0.41232= 0.348mPa • s3.2.2.4 相对挥发度的估算塔顶的相对挥发度：.1 =牛x刖=牖x沽需=2.4111进料板上的相对挥发度：一 f二卡x需二菩X咼誥二心FF塔釜的相对挥发度：(1 一 x )（1 一，W）°・°°3989 x (1一 0・°°°562)0.000562 (1-0.003989)二 7.10精馏段的平均相对挥发度：a = a1+aF = 2.41+4.85=3.63精 2 2提馏段的平均相对挥发度：a = aw+aF = 7.10+4.85=5.97 提 2 23.2.2.5 塔内液体密度的估算（a） 塔顶第 1块塔板上液体密度的估算塔顶第1块塔板上液体温度t]=64.7°C,查《化学化工物性数据手册（有机卷）》 559页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的密度：p =755.5kg/m3。
查《化 1L醇学化工物性数据手册（无机卷）》 3 页,利用插值法算的得在此温度下水的密度：p =981.23kg / m31L水xVQ = 1 1L醇 1醇 xV + (1-x )V1 1L醇 1 1L水(1-x )VQ = 1——1L水 1水 xV + (1-x )V1 1L醇 1 1L水0.9762 x 42.40.9762 x 42.4+( 1 -0.9762) x 1 8.4(1-0.9762) X18.40.9762 x 42.4+(1-0.9762) x 18.4=0.98953=0.01047则塔顶第1块塔板上混合液体密度：—=暮+牆1L混p =756.4 kg / m31L混（b） 进料板上液体密度的估算进料板上液体温度tF=79C，查《化学化工物性数据手册（有机卷）》559页， 利用插值法算的得在此温度下甲醇的密度：p =738.6kg/m3查《化学化工物FL醇性数据手册（无机卷）》 3 页， 利用插值法算的得在此温度下水的密度： p =972.44kg /m3FL水则进料板上混合液体密度：丄二-0土 + —£P 738.6 972.44FL混p =863.1 kg / m3FL混（c） 塔釜液密度的估算塔釜液体温度tw=99.9C，查《化学化工物性数据手册（有机卷）》559页，利 用插值法算的得在此温度下甲醇的密度：P =712.0kg/m3。
查《化学化工物性WL醇数据手册(无机卷)》3 页，利用插值法算的得在此温度下水的密度：p =958.38kg /m3WL水则塔顶第1块塔板上混合液体密度：丄二000!十^0999p 712.0 958.38wL混p =958.0 kg / m3WL混(d)精馏段液相平均密度：p = P]l混 + Pfl混=756.4+863.1 = 809.8kg /m3 L精 2 2(e)提馏段液相平均密度：p = Pwl混 + Pfl混=958.0+863.1 = 910.6kg /m3 l提 2 23.2.2.6 表面张力的估算(a) 塔顶第 1块塔板上的液体表面张力的估算 塔顶第1块塔板上液体温度t]=64.7°C在此温度下甲醇的摩尔体积：V =里醇= 32.04kg / kmol =0.0424m3 / kmol = 42.4mL / mol1L醇 p 755.5kg / m31L醇在此温度下水的摩尔体积：V = =18.01kg/kmo1 =0.0184m3 / kmol 二 18.4mL / mol也水 p 981.23kg / m31L水查《化学化工物性数据手册(有机卷)》580 页，利用插值法算的得在此温度下甲醇的表面张力：c =16.79mN/m。
1L醇查《化学化工物性数据手册(无机卷)》15 页，利用插值法算的得在此温度下 水的表面张力： c =65.27mN/m 1L水二 0.98953xV 0.9762 x 42.4申 = 1 1L醇 =——1 醇 xV + (1-x )V 0.9762x 42.4+(1-0.9762)x18.4(1-x )VQ = 1——1L水 1水 xV + (1-x )V1 1L 醇 1 1L水1 1L 醇 1 1L水(1-0.9762) x18.40.9762 x 42.4+(1-0.9762) x 18.4B = lg(p q /p ) = lg(0.98953/0.01047) = 1.97551 1水 1醇(5 V 2/3Q - 0.441(q / T)- IL 醇 IL 醇——5 V 2/3i q il水il水-0-441x 64^73^ x [16.79 9142.4)2/3 — 65-24x (18-4>/3] -—03270A - B + Q -1.9755 — 0.3270 -1.6485111由于A - lg仰 /甲)，所以甲/甲 -44.51又有于甲 +Q -1联立1 1s水 1s醇 1s水 1s醇 1s水 1s醇方程组求得：申 -0.02197 ,申 -0.97801s醇 1s水第 1 块塔板上液体的表面张力：5 — (p 5 1/4 +P 5 1/4)41m 1s水 1L水 1s醇 1L醇-(0.02197965.271/4 +0.9780916.791/4)4 - 17.39mN /m(b) 进料板上液体表面张力的估算进料板上液体温度tj=79.11°C。
在此温度下甲醇的摩尔体积：V = ^醇 = 32.04kg "曲=0.0434m3 /kmol - 43.4mL/molFL醇 p 738.6kg / m3FL醇在此温度下水的摩尔体积：V = ^水=18.01kg I kmol =0.0185m3 / kmol- 18.5mL / molFL水 p 972.44kg/m3FL水查《化学化工物性数据手册(有机卷)》580 页，利用插值法算的得在此温度 下甲醇的表面张力： 5 =15.15mN/m FL 醇查《化学化工物性数据手册(无机卷)》15 页，利用插值法算的得在此温度下水的表面张力： 5 =62.86mN/m FL水0.27943.4xVP — F FL 醇 —F醇 x V + (1— x )V 0.27 9 43.4+(1-0.27)918.5F FL醇 F FL水(1-0.27)918.5(1—x )Vp — f ” fl水 — —0.5354F水 x V + (1— x )V 0.27 9 43.4+(1-0.27)918.5F FL醇 F FL水B -lg(p q /p ) - lg(0.5354/ 0.4646) - 0.0616 F F 水 F 醇Q = 0.441(q / T)F‘G V 2/3—FL醇 FL醇—I qQ (1—x )VW水 x V + (1— x )VW WL醇 W WL水—G V 2/3FL水FL水丿=0.441x - x [15.15 5 (43.4)2/3 — 62.86x (18.5)2/3 ] = —0.316279.11 + 273.15 1A = B + Q = 0.0616 — 0.3162 = —0.2546FFF由于A = lg仰 如 )，所以Q /Q = 0.5564。
又有于甲 +申 =1F Fs水 Fs醇 Fs水 Fs醇 Fs水 Fs醇联立方程组求得：Q = 0.6425 , Q = 0.3575Fs醇 Fs水进料板上液体的表面张力：G = (Q G 1/ 4 + Q G 1/ 4 )4Fm Fs水 FL水 Fs醇 FL醇=(0.3575x62.861/4+0.6425x15.151/4)4 = 26.75mN / m(c) 塔釜液表面张力的估算 塔釜液体温度tw=99.9°Cw在此温度下甲醇的摩尔体积：M 32.04kg / kmolV =——醇 = =0.045m3 / kmol = 45 mL / molWL醇 p 712.0kg /m3WL醇在此温度下水的摩尔体积：V = ^水=18.01kg 'kmol =0.0188m3 / kmol = 18.8mL / molWL水 p 958.38kg/m3WL水 查《化学化工物性数据手册(有机卷)》580 页，利用插值法算的得在此温度 下甲醇的表面张力： G =12.79mN/m WL醇查《化学化工物性数据手册(无机卷)》15 页，利用插值法算的得在此温度下 水的表面张力： G =58.90mN/m 。
WL水=1.344x10—3x V 0.000562x 45Q = W WL 醇 =——w醇 x V + (1— x )V 0.000562x 45+(1-0.000562)x18.8W WL醇 W WL水(1-0.000562) x18.80.000562 x 45+(1-0.000562)x18.8=lg(Q q /Q ) = lg(0.9987/ 0.001344) = 2.8710w水 w醇‘G V 2/3 'Q - 0.441(q / T)- WL 醇 IWL 醇——G V 2/3 IW ( q WL水WL水 丿1 12 79 x (45)2/3-0.441 x x[ — 58.90x(18.803] -—0.301099.9 + 273.15 1A - B + Q - 2.8710 — 0.3010 - 2.57 WWW由于A - lg® g )，所以Q /Q - 371.5又有于甲 +申 -1联W Ws水 Ws醇 Ws水 Ws醇 1s水 1s醇立方程组求得：q - 0.002685 , q - 0.9973Ws醇 Ws水塔釜液体的表面张力：G - (Q G 1/ 4 + Q G 1/ 4 )4Wm Ws水 WL水 Ws醇 WL醇- (0.9973x58.91/4 + 0.002685x12.791/ 4 )4 - 58.70mN /m(d) 精馏段的平均表面张力G -(G +G )/2-(17.39+26.75)/2-22.07mN /m 精 1 m Fm(e) 提馏段的平均表面张力G -(G +G )/2-(58.70+26.75)/2-42.73mN /m 提 Wm Fm3.2.3 实际板数的估算3.2.3.1 总板效率(全塔效率)的估算 利用奥康奈尔公式估算总板效率。
a) 精馏段的总板效率ET - 0.49(a 卩)-0.245=0.49x(3.63x0.531)-0245=0.417禾冃 禾冃 L禾冃(b) 提馏段的总板效率ET -0. 4 9c(卩-0)2 45 =0.(4 9 x 5.9 7 0-032U8 = 0. 4 10提 提 L提3.2.3.2 实际板数的估算(a) 精馏段的实际板数：N =—精 = =20p 精 ET 0.417精N5(b) 提馏段的实际板数：N =―提 = 一=13p 提 ET 0.41提实际总板数： N =20+13=33p总加料板在第 21 块3.2.4 部分工艺操作条件及有关物性的计算-23.2.4.1 操作压力的估算 假设每层塔板的压降为 0.7kPa塔顶第 1 块塔板的气相压力： p - 101.3kPa1进料板上的气相压力：p 二 101.3kPa + 0.7kPa x 20 二 115.3kPaF塔釜的气相压力：p 二 101.3kPa + 0.7kPa x 33 二 124.4kPaW精馏段的平均压力：p P1 + Pf = 101.3 +115.3 = 108.3kPa精= 2 2提馏段的平均压力：p Pw + Pf = 124.4 +115.3 = 119.9kPa精=2 23.2.4.2 塔内气相密度的估算假设气相为理想气体，则P =型。
RT塔顶第1 块塔板气相的密度：pMP 二一1 V1V 1 RT1进料板的气相密度p MP = —F VFVF RTF塔釜的气相密度：p MP = —W WFVW RTW101.3 x103 Pa x 31.89 x10-3 Kg / mol ?8.3145J /mol - K x (273.15 + 64.7)K _ . g 加=1.06kg/m3= 0.72kg / m3115.3 x103 Pa x 27.02 x10-3Kg / mol8.3145 J / mol - K x (273.15 + 79.11)K124.4 x103Pa x18.06 x10-3 Kg / mol8.3145 J / mol - K x (273.15 + 99.9) K精馏段气相的平均密度：P =匕1 仔= =1.11kg / m3v精 2 2提馏段气相的平均密度： P = + P^f =・72 + 1.06 = 0.89kg / m3V提 2 23.2.4.3 塔内气液相负荷的估算(a) 精馏段气液相负荷精馏段液相摩尔流量：L = RD = 1.651x 47.5kmol / h = 78.4kmol / h 精精馏段气相摩尔流量： V =(R+1)D = 2.651x 47.5kmol / h = 125.9kmol / h 精精馏段液相质量流量：L =L M =78.4kmol / h x 26.76kg / kmol =2098kg/hm精 精 L精精馏段气相质量流量：V =V M = 125.9kmol / h x 29.46kg / kmol = 3709kg / hm精 精 V精精馏段液相体积流量：L = £精=2098kg / h = 2.591m3 / h = 7.197 x10 - 4 m3 / s V 精 P 809.8kg / m3L精精馏段气相体积流量：V 二匕精二 37°9kg /h 二 3341m3 / h 二 0.9282m3 / s谢青 p 1.11kg / m3V精(b) 提馏段气液相负荷 提馏段液相摩尔流量：L = L + qF = 78.4kmol /h+lx 174.43kmol /h = 252.8kmol /h 提精提馏段气相摩尔流量：V =V +(1-q)F 二 125.9kmol / h 提精提馏段液相质量流量：L = L M =252.8kmol / h x 19.92kg /kmol = 5036kg / h m提 提 L提提馏段气相质量流量：V = V M = 125.9kmol / h x 22.54kg / kmol = 2838kg / h m提 提 V提提馏段液相体积流量：L = b = 5036kg /h = 5.530m3 / h = 1.536 x10-3 m3 / s 儀 p 910.6kg / m3L提提馏段气相体积流量：V =匕提 = 2838kg /h = 3189m3 / h = 0.8858m3 / s儀 p 0.89kg / m3V提3.2.5 塔径的估算假设精馏段板间距： H = 400mm ，板上清液层高度 h = 50mm ；提馏段板T精 L精间距：H = 350mm，板上清液层高度h = 100mm。
T提 L提由于LpV精 (「L精)1/2 =VpV精 V精7.197 x10-4 m 3/s0.9282m3 / s心）心0-021，依据HT-hL3.2.5.1 精馏段塔径查史密斯关联图得负荷因子C20=0.072,贝恢荷因子:b 22 07C = F护^072 X ； = OS精馏段最大空塔气速：u = C精maxP —Pl精 v精 =0.073PV精Til" / so1.11依据经验的计算空塔气速：u = 0.9u =0.8 x 1.89m / s=1.51 m / s精馏段计算塔径：=0.88mD精计4 x 0.9282m3 / s=1.18m / s兀 x (1m)2实际空塔气速： uVV精 = 精实 A精安全系数u /u 二1.18/1.97二0.6,在0.6〜0.8范围内，符合经验要求精 精 max按标准塔径圆整后精馏段塔径：D蛀二1m二1000mm ,符合板间距与塔径经验精关系3.2.5.2 提馏段塔径L /P 、 1.536 x10-3 m3/s ,910.6kg / m3由于一V提(T提)1/2 = X( ) 1/2= 0.055，依据 HT-hLV P 0.8858m3 / s 0.89kg / m3 T LV提 V提查史密斯关联图得标准负荷因子C20=0.044，则修正负荷因子b 42.73C = C(H)0.2=0.044 X ( )0.2 = 0.05120 20 20提馏段最大空塔气速：u = C : PL提二 PV提=0.051j910.6-0.89=1.63m/ so提max 0V提依据经验计算空塔气速： u = 0.8u =0.8x1.63m/s=1.30m/s。
精 精 max提馏段计算塔径：D = :4^ = ,'4 x 0.8858 =0.93m精计 V兀u V兀X1.30' 精V 4x0.8858m3 /s实际空塔气速：u =—v提= =1.13m/s提实 A n x (1m)2提安全系数u /u = 1.13/1.63 = 0.69 ,在0.6〜0.8范围内，符合经验要求精 精 max按标准塔径圆整后提馏段塔径：D曰=1m = 1000mm，符合板间距与塔径经验提关系3.2.6 塔的有效高度的估算精馏段的有效高度：Z二(20 - l)x 400mm二7600mm精提馏段的有效高度：Z二(13-1)x 350mm二4200mm提总有效高度：二 7600 + 4200 二 11800mm总3.3 塔板工艺尺寸的设计3.3.1溢流装置设计3.3.1.1 降液管的类型与溢流方式的选择精馏段塔径D二1m，液相体积流量L = 2.591m3 /h，依据经验(教材P78表精 V 精5-2)，该段选用弓形降液管，采用U型流溢流方式或者采用弓形单溢流)提馏段塔径D = 1m，液相体积流量L = 5.53m3 /h，依据经验(教材P78表提 V 提5-2)，该段选用弓形降液管，采用U型流溢流方式。
或者采用弓形单溢流)3.1.1.2 溢流装置的设计计算(a) 精馏段溢流装置的设计计算① 精馏段溢流堰精馏段堰长：取 l = 0.6D = 0.6 x 1m = 0.6 mW 精 精② 精馏段降液管③ 精馏段受液盘(b) 提馏段溢流装置的设计计算① 精馏段溢流堰② 精馏段降液管③ 精馏段受液盘3.3.2塔板设计3.3.2.1 精馏段塔板设计(a) 精馏段塔板布置(b) 精馏段开孔排列(画图)3.3.2.2 提馏段塔板设计(a) 精馏段塔板布置(b) 精馏段开孔排列(画图)3.4 流体力学验算3.4.1 精馏段流体力学验算3.4.1.1 精馏段塔板压降3.4.1.2 精馏段液面落差3.4.1.3 精馏段液沫夹带3.4.1.4 精馏段漏液3.4.1.5 精馏段液泛3.4.2 提馏段流体力学验算3.4.2.1 提馏段塔板压降3.4.2.2 提馏段液面落差3.4.2.3 提馏段液沫夹带3.4.2.4 提馏段漏液3.4.2.5 提馏段液泛3.5 塔板的负荷性能图3.5.1 精馏段流体力学验算3.5.1.1 精馏段的漏液线3.5.1.2 精馏段的液沫夹带线3.5.1.3 精馏段的液相负荷下限线3.5.1.4 精馏段的液相负荷上限线3.5.1.5 精馏段的液泛线3.5.1.6 精馏段的操作弹性3.5.2 提馏段流体力学验算3.5.1.1 提馏段的漏液线3.5.1.2 提馏段的液沫夹带线3.5.1.3 提馏段的液相负荷下限线3.5.1.4 提馏段的液相负荷上限线3.5.1.5 提馏段的液泛线3.5.1.6 提馏段的操作弹性3.6 塔附件的设计3.6.1 工艺接管3.6.2 人孔3.6.3 封头3.7 塔总体高度设计4 辅助设备的设计4.1 换热器的选型4.2 再沸器的选型5 管路设计及泵的选择6 控制方案的设计。