设计条件如下：操作压力：105.325 Kpa（绝对压力）进料热状况：泡点进料回流比：自定单板压降：≤0.7 Kpa塔底加热蒸气压力：0.5M Kpa（表压）全塔效率：E T=47%建厂地址：武汉[ 设计计算]（一）设计方案的确定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。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2 倍。

塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

（二）精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量：M A=32 Kg/Kmol 水的摩尔质量：M B=18 Kg/Kmolx F=32.4%x D=99.47%x W=0.28%2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F= 32.4%*32+67.6%*18=22.54 Kg/KmolM D= 99.47*32+0.53%*18=41.37 Kg/KmolM W= 0.28%*32+99.72%*18=26.91 Kg/Kmol3、物料衡算3原料处理量：F=（3.61*10 3）/22.54=160.21 Kmol/h总物料衡算：160.21=D+W甲醇物料衡算：160.21*32.4%=D*99.47%+W*0.28%得D=51.88 Kmol/h W=108.33 Kmol/h（三）塔板数的确定1、理论板层数M T 的求取甲醇-水属理想物系，可采用图解法求理论板层数①由手册查得甲醇-水物搦的气液平衡数据，绘出x-y 图（附表）②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比，在图中对角线上，自点e（0.324 ，0.324）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交战坐标为（x q=0.324,y q=0.675）故最小回流比为R min= （x D- y q）/（ y q - x q）=0.91取最小回流比为：R=2R min=2*0.91=1.82③求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.82*51.88=94.42 Kmol/hV=（R+1）D=2.82*51.88=146.30 Kmol/hL ′ =L+F=94.42+160.21=254.63 Kmol/hV′ =V=146.30 Kmol/h④精馏段操作线方程为：y =(L/V)x + (D/V)x D =(99.42/146.30)x+(51.88/146.30)*99.47%=0.6454x+0.3527提馏段操作线方程为：y ′=(L′/V′)x′ + (W/V ′ )x W=(254.63/146.30) x ′-(108.33/146.30)*0.28% =1.7405 x ′ -0.0021⑤图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数( 附图) ，求解结果为：总理论板层数：N T=13( 包括再沸器) 进料板位置：N F=102、实际板层数的求取y (1 x )x (1 y )3.0360.345(见后) * ＝1.047故E0＝47%精馏段实际板层数：N 精＝9/47%=20 N 提＝4/47%=9(四) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1、塔顶操作压力：P D＝101.3 Kpa 每层塔板压降：△ P＝0.7 Kpa 进料板压力：P F＝105.3+0.7*20 ＝119.3 Kpa 精馏段平均压力： ( 105.3+119.3) /2＝112.3 Kpa2、操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略，计算结果如下：塔顶温度：t D＝64.6 ℃进料板温度：t F＝76.3℃精馏段平均温度：t M＝70.45 ℃3、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由x D=y1=0.9947, 查y-x 曲线(附表) ，得x1＝0.986M VDm=0.9947*32+(1-0.9947)*18=31.93M LDm=0.9860*32+(1-0.9860)*18=31.80进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板(附图) ，得 y f =0.607 xF=0.229M VFm =0.607*32+(1-0.607)*18=26.50 M LFm =0.229*32+(1-0.229)*18=21.21 所以精馏段平均摩尔质量： M Vm =( 31.93+26.50 )/2=29.22 M Lm = (31.80+21.21)/2=26.514、 平均密度计算⑴气相密度计算 由理想气体状态方程计算，即112.3* 29.221.15Kg / M 38.314* (273 70.45)⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即VmP m MV mRTm塔顶液相平均密度的计算由 t D ＝ 64.6 ℃ 查手册得，A 745K g / m 3B＝980.3Kg / m 3LD0.9947A0.0053B3 746K g / m 3进料板液相平均密度的计算由 t F ＝ 76.3 ℃ 查手册得，A 735K g / m 3B＝978K g / m 3进料板液相的质量分量0.229* 320.229* 32 0.771* 1834.56%LF0.34560 .6544A877.7Kg /m 3⑶精馏段液相平均密度为：L m (12)2 812Kg/m 35、 液体平均表面张力计算⑴液相平均表面张力依下式计算，即xi i塔顶液相平均表面张力的计算由 t D ＝ 64.6 ℃，查手册得0.9947 A 0.0053 B 19.05mN /m⑵进料板液相平均表面张力的计算 由 t F ＝ 76.3 ℃，查手册得⑶精馏段液相平均表面张力为：Lm6、 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即 lg L x i lg i⑴塔顶液相平均粘度的计算 由 t D ＝ 64.6 ℃ 查手册得，A＝0.34mpa/ s B ＝0.437mpa / slg LD m0.9947lg A 0.0053lg B 解得 LD m＝0.34mpa / s⑵进料板液相平均粘度的计算 由 t F ＝ 76.3 ℃ 查手册得A＝0.28mpa / s B ＝0.374 mpa / slg LF m0.229 lg A 0.771 lg B 解得 LF m＝0.35mpa / s⑶精馏段液相平均表面张力为五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：取板间距 H T ＝ 0.4m ，板上液层高度 h L =0.06m ，则H T -h L =0.40-0.06 ＝0.34m 查史密斯关联图得， C 20＝0.07418.8 mN / m65.2 mN / mLDA17.5mN/m B62.7 mN / m LF0.229 A 0.771 Bm52.35 mN / mA＝L sVMVm3600* VmLM 146.30* 29.223600* 1.151.033m 3 /s94.42* 26.513600* 812856*10 4m 3/ s其中C ＝C 2（0 20L ）0.20.021(LDm35.7 mN / m0.345mpa / sLm 3600* Lm由umax8.56*10 4 (812)121.08 (1.15)C ＝C 2(0 20L )0.2 0.07(4 3250.7)0.2 0.083 u max 0.083 812 1.15 2.204m/s max1.15取安全系数为 0.7 ，则空塔气速为u u max 0.7* 2.204 1.543m / s按标准塔径圆整后，为 D=1.0m 塔截面积为 A TD 2 0.785m 2 T4实际空塔气速为 u=1.033/0.785=1.316 m/s2、 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 ＝（ 20-1 ）*0.4 ＝7.6m提馏段有效高度为 Z 提＝（N 提－1）H T ＝（9-1）*0.4 ＝3.2m 在进料板上方开 2 人孔，其高度为 0.8m 故精馏塔有效高度为 Z ＝ N 精 +N 提+0.8*2 ＝ 12.4m六）塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置计算因塔径 D ＝ 1.0m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ⑴塔长 l W =0.66D=0.66m ⑵溢流堰高度 h W 由 h W ＝ h L -h OW 选用平直堰，堰上液层高度 h OW近似取 E ＝ 1，则2.84 *1*(8.56*104*3600)23 7.93m1000 0.66取板上清液层高度 h L ＝ 60mm故h w 60*10 3 7.93*10 3 52.07 * 10 3m ⑶弓形降液管宽度 W d 和截面积 A f由 l w /D=0.66, 查图得A f /A T =0.0722 W d /D=0.124A f 0.0722* A T 0.0567m 2 W d 0.124D 0.124m验算液体在降液管中停留时间3600A f H T L h3600* 0.05467*0.40 26.5s 5s8.56*10 4* 3600故降液管设计合理4* 1.033* 1.5430.948m/ show2.84 E(L h )23 1000 l whow⑷降液管底隙高度 h 0七）筛板的液体力学验算1、 塔板压降 ⑴干板阻力 h c 计算故 h c 0.051(109.7.2732)2(18.1125) 0.0448液注h 0L h则h 0取u 0＝0.08m / s3600* l w u 08.56* 10 4 *3600 0.016m 0.006m3600* 0.66* 0.08故降液管底隙设计合理选用凹形受液盘，深度 h w =50mm2、 塔板布置⑴塔板的分块因 D ≥ 800mm ，故塔板采用分块式，且分为 3 块⑵边缘区宽度确定 取 W S W S 0.065m WC0.035m⑶开孔面积 A aA a 2(x r 2x 22rsin 1801x其中，x(W d W s ) 0.5 (0.124 0.065) 0.311mW c 0.50.035 0.465m故A a 2(0.311 0.46520.31122 * 0.4652sin 18010.311) 0.532m 20.465⑷筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝ 3mm 碳钢板，取筛孔直径d 0=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t ＝ 3d 0＝ 15 mm1.155A a 1.155*0.532筛孔数目 n 为 nt 2 开孔率为 ＝0.90（7 d 0 ）2 气体通过阀孔的气速为2731个0.01520.907*(0.005)210.1% 0.0151.033 V su0A 0 0.101*0.53219.23m/s干板阻力 h c 0.051( u0 )2( V )C0 L由 d 0/ δ＝ 3/5=1.667, 得 C 0＝0.772⑵气体通过液层的阻力 h l 计算 h l ＝ β h L uaA T A f1.0331.418m/ s 0.785 0.0567 F 0 1.418 1.15 1.52Kg查图得，β =0.59 故h l h L (h w h ow ) 0.59(52.07* 10 3 7.93*10 3) 0.0354 m 液柱⑶液体表面张力的阻力 h 计算 液体表面张力所产生的阻力 h 由下式计算 4L 4* 35.7*10 30.00359m 液柱L gd 0 812*9.81* 0.005气体通过每层塔板的液柱高度 h P 可按下式计算，即 h P =h c +h l +h σ h P =0.0448+0.0354+0.00359=0.084m 液柱 气体通过每层塔板的压降为 P h p L g 0.084 * 812 * 9.81 667.45 0.7KPa(设计允许值) 2、 液面落差 对于筛板塔， 的影响。