甲醇-水二元物料板式精馏塔设计

吉林化工学院化工原理课程设计题目甲醇—水二元物料板式精微塔设计教学院化学和制药工程学院专业班级制药0601学生姓名学生学号06210134指导教师2008年12月20日

化工原理设计任务书设计题目：甲醇—水二元物料板式精储塔设计条件：常压：p=1atm处理量：70Kmol.h进料组成：XF=0.55储出液组成：Xd=0.965釜液组成：Xw=0.025（以上均为摩尔分率）塔顶全凝器泡点回流回流比：R=（1.1-2.0）Rmin加料状态：q-1.0单板压降：_0.7kpa设计任务：完成该精储塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精储塔工艺条件图。写出该精储塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。目录TOC\o"1-5"\h\z化工原理课程设计任务书n摘要V绪论1第一章设计方案简介1设计思路1选塔依据2第二章设计计算3塔的物料衡算3适宜回流比的确定3操作线方程的确定：3理论板数的确定5平均分子量的计算5全塔效率ET5实际塔板数8第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算5塔的工艺条件及物性的数据计算6操作压强的计算6温度的计算6塔内各段汽、液两相组分的平均分子量6精微段及提储段的密度7液体表面张力的计算7各段汽液负荷计算8塔和塔板的主要工艺尺寸的计算9塔径Dlj勺计算9精储塔有效高度计算9溢流装置的计算9塔板布置10筛孔计算及其排列10板式塔结构10筛板的流体力学验算10气体通过筛板压降相当的液柱高度11液夹带量ev的验算11漏液的验算11液泛的验算11塔板负荷性能图12雾沫夹带线12液泛线12液相负荷上限线13漏液线（气相负荷下限线）13液相负荷下相线13塔板负荷性能图14设计计算结果汇总一一表16热量衡算14塔顶热负荷15塔底热负荷15设计评述17结束语17参考文献18主要符号说明18附录19摘要利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精储。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精储段，不含进料，下段含进料板为提储段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精储重要特点。在精储段，气相在上升的过程中,气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。在提储段,其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提储出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，精储过程和其他蒸储过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精储过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精微实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。通过对精储塔的运算，主要设备的工艺设计计算一一物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精微塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精储过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。本设计是以甲醇一一水物系为设计物系，以浮阀塔为精储设备分离甲醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系甲醇--水的精储问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精储设计过程。通过逐板计算得出理论板数为10块，回流比为1.31,算出塔效率为0.446,实际板数为18块，进料位置为第5块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米，有效塔高7.2米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。第一章设计方案介绍、设计方案本设计任务为分离甲醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精储流程,因为其具有生产能力大，产品质量稳定等优点。甲醇一水混合液以汽液混合物状态(q=1)送入精储塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品冷却后，送入储罐(附简单流程图)。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。、设计思路三、选塔依据I?塔工艺条件及物性计算、设计思路三、选塔依据I?塔工艺条件及物性计算筛板塔是现今使用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下:(1)结构简单、金属耗量少、造价低廉.(2)气体压降小、板上液面落差也较小.(3)塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔

第二章精储塔工艺设计计算一、物料衡算1、原料液及塔顶，塔底产品的摩尔质量甲醇的摩尔质量：MA=32kg/kmol水的摩尔质量：MB=18kg/kmolMf=0.5532(1-0.55)18=25.7kg/kmolMd-0.96532(1-0.965)18-31.51kg/kmolMW=0.02532(1-0.025)18=18.35kg/kmol2、物料衡算总物料衡算：F=D-W即D+W=70(1)易挥发组分物料衡算：DXdWxw=FxF即Dm0.965+Wm0.025=70m0.55(2)由（1）和（2）解得D=39.10kmol/hW=30.90kmol/h二、板数的庙I定1、操作回流比的求取可采用图解法求回流比（因q=1）,采用逐板法求理论板数。由表2--1甲醇-水物系的气液平衡数据，绘出x-y图，如图2-1。采用图解法求最小回流比，在图2-1中的对角线上，自点e（0.55,0.55）作垂直线ef即为进料线（q线），该线和平衡线的交点坐标为：yq=0.801,xq=0.55o故最小回流比为:取操作回流比为:Xd-yq0.965-0.801,

Rmin=-==0.653故最小回流比为:取操作回流比为:yq-xq0.801-0.55R=2Rmin=20.653=1.31图2-12、精微塔气液相负荷L-RD-1.3139.10-51.22kmol/hV=(R1)D=(1.311)39.1=90.32kmol/h提储段.L=LF=51.2270=122.22kmol/hV=V=90.32kmol/h3、操作线方程的确定精微段操作线方程:Ly精微段操作线方程:Lyn1=-XnVD=0.567xn0.433V提储段操作线方程：yn1=LXn-WXW=1.342xn-0.008VV相对挥发度的计算及相平衡方程：当气体服从道尔顿分压定律时，由式%=红也得到相对挥发度叫如表2-2:Xa/Xb序号12345678910挥发度7.058.037.556.57.93；6.296.156.46.115.35序号111213141516171819挥发度|5.18|4.49|5.11|4.03|3.5|3.08|2.59|2.58|1.64|~~表2-2不同温度下的相对挥发度数值_1:•--1-：-2-■-：-18：1919=4.84相平衡方程：Xn=yn：-：-1yn4.84-3.84yn5、精储塔理论塔板数及理论加料位置塔板1234567气相组成0.9650.91530.82460.65350.36830.136320.034370液相组成0.85070.69070.49290.28040.10750.031580.007302采用相平衡方程和操作线方程式利用逐板计算法（利用Excel电子表格）求得各理论板气液相组成（见表2-3）:表2-3各理论板气液相组成X3=0.4929:二0.55=Xqx7=0.007302:二0.015=xw化合物ABC甲醇7.197361574.99238.86水7.074061657.46227.02表2-4甲醇和水的安托因（Antoine）常数二总理论板数：Nt=8块（包括再沸器）进料位置：Nf=3块6、全塔效率的计算因为理论精储段板数为数，提储段实际板数为（1）计算塔顶泡点温度PD=1019假设tD=65.2C:2块板数，理论提储段为5块板数，不防设精储段实际板数为5块板12块板数。tD（试差法）•logp0=A-logpA°=7.19736-logpB°=7.074061574.9965.2238.861657.4665.2227.02解得Pa0=104.11kpaPb°=25.24kpa•.PdPbo=101.3-25.24=0.964:0.965pA°-pB0104.11-25.24(2)计算进料泡点温度tF(试差法)pF-101.350.7=104.8kpa假设tF=76.25C:tD=65.2C假设成立•,logpA0=7.19736-0logPb=7.07406-1574.9976.25238.861657.4676.25227.02解得Pa0=158.17kpaPb0=40.62kpa0Pf-0Pf-pB00pA—pB104.8—40.62158.17-40.62=0.549:0.55「.tF=76.25C假设成立（3）计算塔底泡点温度tw（试差法）Pw=101.3180.7=113.9kpa假设tw=101.42C：•,logpA•,logpA0=7.197361574.99101.42238.8601657.46logPb=7.07406-101.42227.02解得pA0=370.55kpapB0=106.56kpa・•.tW=101.42C假设成立..pF・•.tW=101.42C假设成立FB0.024930.025pA0-pB0378.51-106.56⑷液体黏度的计算由《化工原理》（上）查得90%3醇黏度和40%3醇黏度，并通过内差法计算出55刈醇黏度，计算结果如表2-5。温度/c水黏度/mpa.s90卿醇黏度/mpa.s40卿醇黏度/mpa.s55好醇黏度/mpa.s65.2；0.4550.4170.6400.57376.250.3900.3620.5000.459101.420.2480.2540.2600.262表2-5不同温度下的液体黏度•.」ld=Xd%h30H(1-Xd)」h2o=0.9650.573(1-0.965)0.455=0.569mpa.s」LF=Xf%h30H(1—Xf)」h2o=0.43310.459(1-0.4331)0.39=0.42mpa.s」LW=Xw」ch30H(1-Xw)」h2o=0.0073020.262(1-0.007302)0.262=0.275mpa.s」Lm=(」ld」LF」lw)“3=(0.5690.420.275尸3=0.421mpa.s⑸全塔效率的计算Et=0.49(二」l)"245=0.49(4.840.421)°245=0.412「•精储段实际板数NT二2=---=4.85:5ET0.421提储段实际板数Nt=亘==12.1413ET0.421和假设的精储段实际板数为5块板数，提储段实际板数为13块板数相符。ET=0.421第三章板式塔有关物性及主要工艺尺寸的设计计算一、物性数据计算1、操作压强P的计算：取每层塔板压降为AP=0.7kPa,则塔顶压强FD=101.3kPa进料板压强PF=101.350.7=104.8kPa塔底压强%=101.3180.7=113.9kPa

PdPf101.3104.8精微段平均压强pm1=--==103.05kpa22提储段平均压强Pm2=也上=104.8L=109.35kpa222、操作温度t的计算：依据操作压强，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中甲醇、水的饱和蒸汽压由安托因方程计算，计算过程如上，计算结果如下：塔顶温度：tD=65.2C进料温度：t-=76.25C塔底温度：tw=101.42C精微段平土匀温度：3=tD'tF=g76.52)=70.725CTOC\o"1-5"\h\z22提储段平土匀温度：tmzJ^WJ76.52101.42)=88.835C223、平均摩尔质量计算(1)塔顶：y1=xD=0.965x1=0.8507MvDm=0.965父32.042+(1-0.965)父18.015=31.55kgmol

______1MLDm=0.850732.042(1-0.8507)18.015=29.94kgmol(2)进料板：xF=0.4929yF=0.8247MVFm=0.824732.042(1-0.8247)18.015=29.26kgmol」__1MLFm=0.492932.042(1-0.4929)18.015=24.93kgmol(3)塔底：xw=0.007302yw=0.03438MVWm-0.0343832.042(1-0.03438)18.015-18.50kgmol-1

_______-1MLwm=0.00730232.042(1-0.007302)18.015=18.12kgmol(4)精储段平均摩尔质量：气相：Mvm1

31.5529.26

=30.41kgmol液相：MLm129.9424.93=27.44kgmol-1(5)提储段平均分子量:气相：Mvm229.2618.50液相：M气相：Mvm229.2618.50液相：MLm2224.9318.12=23.08kgmol-1_.-1=21.53kgmol4、平均密度的计算(D气相平均密度Pvm的计算精微段平均密度：；vml=%MER7103.0530.41,-3=1.09kgm8.314(273.1570.725)提储段平均平均密度：入m2Pm2精微段平均密度：；vml=%MER7103.0530.41,-3=1.09kgm8.314(273.1570.725)提储段平均平均密度：入m2Pm2Mvm2109.3523.08⑵液相平均密度：LmRTm28.314(273.1588.835)的计算=0.84kgm-3由式%=2%=上±+、求相应的液相密度。,Lm-'i:LA「LB①塔顶平均密度的计算：tD=65.2C时，查《化工原理》(上)得，Pa=734.9kg/m3.3:B=980.4kg/maA=0.96532.042P-LDm0.96532.0421-0.96518.0150.9800.023=1/()=738.6kg/m734.9980.4=0.9803.3②对于进料板：tF=76.25C时得：Pa=738.9kg/mPb=794.05kg/maA=0.433132.042：LFmaA=0.433132.042：LFm0.492932.0420.507118.0150.6330.3673=1/()=813.0kg/m738.9974.05u0.6330.00730232.042③对于塔底：tW=101.42C时得：PA=709.858kg/m3PB=957.5kg/m30.00730232.042aA==0.01230.00730232.0420.99269818.015TOC\o"1-5"\h\z〜-0.01230.98773：LWm=1/()=954.1kg/m709.85818.015(3)精储段平土^液相密度：：［m1-：LDm：LFm=738.6813.0=775.8kgm-3

22提储段平均液相密度：：［m2=」LWm'LFm=813.0954.1=883.6kgm-3225、液体表面张力的计算根据《化工手册》查得不同温度下甲醇和水的表面张力，如表3-1ag平均温度。C甲醇mN/m水mN/m塔顶65.218.265.23进料76.2516.963.15塔底101.42.115.0858.56表3-1物性数据一表面张力n根据式仃m=£4平均表面张力，如下：i1则塔顶：；：Dm=0.96518.21-0.96565.23=19.85mN/m进料：cFm=0.492916.91-0.492963.15=40.35mN/m塔底：；wm=0.00730215.081-0.00730258.56=58.25mN/m

则精微段：-mi1■-'DM''-'FM19.8540.35=30.10mN/m二FMF=40.3558.25=49.30mN/m二、气液负体积流率及塔径的计算1、精储段的气液体积流率及塔径VMVm190.3230.413=0.699m36001.092、LS1LMLm13600：Lm1umax1=C'51.2227.443」=0.0005ms3600775.8则精微段：-mi1■-'DM''-'FM19.8540.35=30.10mN/m二FMF=40.3558.25=49.30mN/m二、气液负体积流率及塔径的计算1、精储段的气液体积流率及塔径VMVm190.3230.413=0.699m36001.092、LS1LMLm13600：Lm1umax1=C'51.2227.443」=0.0005ms3600775.8(由式C=C20(|^)°.2)C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为Lh(^)12Vh:V取板间距H=0.35m0.000536000.6993600775.8)121.09=0.019板上液层高度hL=0.05mHt-hL=0.35-0.05=0.30m查得史密斯关联图到C20=0.064I02C1-C20(—).=0.064(20Umax1=0.069530.102002厂=0.0695775.8-1.09-1:1.853ms11.09取安全系数为0.6,则空塔速度为R=0.6Rmax=0.6x1.853=1.112提储段的气液体积流率及塔径-VMvm,2Vs2=3600：Vm,290.3223.0836000.84Ls2LMLm,23600：lm,2=0.894m=0.689m3s」121.2221.533」=0.00082ms3600883.6式中C由C=C20（五产计算其中的C20查史密斯关联图，图的横坐标为20%」!2=0.00082父3600丝叼'2=00386Vh7V0.68936000.84取板间距HT=0.35m板上液层高度hL=0.05mHt-hL=0.35-0.05=0.30m查史密斯关联图得到C20=0.062C2^C20(—)0.2-0.062C49^0)0.2-0.07432020

883.6-0.84…-i883.6-0.84…-i2.41msUmax2=0.0745取安全系数为0.6,则空塔速度为u=0.6Umax=0.6父2.41=1.45m，s-1D2=1.0m塔径D2=］些」一驾689D2=1.0m"u2:3.142.41根据上述精储段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为D=1.0m截面积为AT=—D2=—1.02-0.785m244实际空塔气速为U2=0699=0.890ms1At0.785三、储段塔和塔板主要工艺尺寸计算1、塔有效高度的计算：精福段有效高度为

提福段有效高度为Z1=N1-1Ht=(5-1)0.4精福段有效高度为

提福段有效高度为Z2=N2-1Ht=(13-1)0.4=4.8m在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8mZ=乙Z20.8=1.64.80.8=7.2m故精储塔的有效高度为2、装置计算因D=1.0m,可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下:⑴溢流堰长lWlW=0.60D=0.601.0=0.60m(2)溢流堰图度h)WhW=7-hoW选平直堰，堰上液高度为h°W,近似取E=1,aLh2q上36000.00052qhOW=2.8410E(」)3=2.84101()3=0.006m1w0.60取板上清液层高度hL=50mm故hW=hL-hOW=0.05-0.006=0.044m⑶弓形降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw=0.60杳弓型降液管图得W/D=0.115,A/At=0.056D故Wd=0.115D=0.1151.0=0.115m.___2计算液体在降液管中停留时间口3600AfHtLh13600。计算液体在降液管中停留时间口3600AfHtLh13600。044。350.00053600=30.8sa5s,故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0=0.08ms-1,依下式计算降7管底隙高度h°h01Ls1h01Ls1FlWuo0.000536000.600.083600=0.0104mhW1-h01=0.044-0.0104-0.0336m0.006m故降液管底隙高度设计合理。，一、、.一一、'选用凹形受放盘深度hw=50mm3、塔板布置(1)塔般的分块因80mmMD,故塔板采用分块式。由文献(一)查表5-3得,塔板分为3块。(2)边缘区宽度确定取W=WJ=0.065mWc=0.035m0(3)开孔区面积计算A=2(xjr2-x2r2sin-1-)其中：TOC\o"1-5"\h\z180rD1.0x=--WdWS=--(0.1150.065)-0.32mr=D-WC=生-0.035=0.465m222223.140.46510.322故Aa=2[0.320.465-0.32sin-()]=0.544m1800.465(4)筛孔数n和开孔率小本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用S=3.5mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距为t=3d=3.5筛孔按正三角形排列，取孔中心距为t=3d=3.55=17.5mm取筛孔的孔径d0=5mm塔板上筛孔数目为n=U5竺=伫55"544=2052个t0.0175塔板开孔区的开孔率小中=0.907(%)2=0.907(0.005)晨100%=7.4%t0.0175开孔率在5-15%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速u。=VS=—0699—=17.36ms-1A00.0740.544四、板的流体力学验算1、塔板压降TOC\o"1-5"\h\zde5..(1)干板阻力hc计算：干板阻力hc,由r=—=1.67查文献(1)中图5-10得C0=0.772、3hc=0.051(当2(与)=0.051父(17^6)2父(^9)=0.0362m液柱C0:L0.772775.8(2)气流穿过板上液层的阻力hi计算VsaVsat一Af0.6990.785-0.0441=0.94msFa=ua,77=0.94.109=0.97kg1/2/(sm1/2)查文献(3)中5-11,得0=0.643。故hl=PhL=P(hw+how)=0.643q0.044+0.006)=0.0321m液柱(3)液体表面弓K力的阻力h仃计算4.二L430.1010“:4.二L430.1010“:lgd0775.89.810.005=0.0032m气体通过每层塔板的液柱高度hphp=hchl•h；一=0.03620.03210.0032=0.0715m气体通过每层塔板的压降为PPp=h气体通过每层塔板的液柱高度hphp=hchl•h；一=0.03620.03210.0032=0.0715m气体通过每层塔板的压降为PPp=hPP-g=0.0715m775.8父9.81=544.2Pa<700Pa(设计允许值)(4)液面落差对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。2、液沫夹带量ev的验算塔板上鼓泡层的高度hf=2.5hL=2.50.05=0.125m5.710/ev二(二LHt-hf6产=5.7父10(__094_)3.2=0.0184kg液/kg气＜0.1kg液/kg30.10100.35-0.125・♦•ev在本设计中在允许范围内，精储段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。3、漏液的验算对筛板塔，漏夜点气速为U0,min=4.4C。,(0.0056+0.13hL—h。=4.40.772-.(0.00560.130.05-0.0032)775.109=8.549m/s实际孔速U0=17.36m/s-U0,min筛板的稳定性系数K曳U0,min17.36——=2.031.58.5493、液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度甲醇一水物系属一般物系，取邛=0.5,则(HthW)=0.5(0.350.044)=0.197m而小山飞hd板上不设进口堰，则hd=0.153(u0)2=0.153(0.08)Hd；'(Hthw)2=0.001m液柱Hd=hP+hLHd；'(Hthw)2=0.001m液柱Hd-(HthW)故在本设计中不会发生液泛现象。五、板负荷性能图1、漏液线由U0,min=4.4C°J(0.0056+0.13h「hjUQ.minVS,min竺4E(Lh)2310001,min=4UQ.minVS,min竺4E(Lh)2310001,min=4吗4QC2.84AE(Lh)2/3]-ha)lw0.00560.13[0.0442.843600Ls10000.60)23]_0.0032}775%09得Vs,mm=0.136j5.77+86.83Ls2'3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-3由上表线12、液沫夹带Ls,mN0.00060.00150.0030由上表线12、液沫夹带Ls,mN0.00060.00150.00300.0045Vs,m^/0.3440.3570.3740.387表3-3数据可做出漏液取雾沫夹带极限值ev=0.1kg液/kg气依式ev5.710，(crUa)3.2式中UahfAr-Af0.785-0.044=2.5(hw'how)=1.35VShw=0.0441000/,3600Ls、2八…21(shw=0.0441000/,3600Ls、2八…21(s)3=0.92Ls30.60故hf=2.50.044-0.92Ls3=0.112.3Ls322HT-hf=0.35-0.11-2.3Ls3=0.24-2.3Ls35.710ev二二L旦71°_^〔反2产=0.130.1010，0.24-2.3自则Vs=1.26-12.08^Ls23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表3-4:lsmZ0.00060.00150.00300.0045VS,或1.1761.1051.0140.937表3-4由上表数据即可做出液沫夹带线2。3、液相负荷下限线对于平直堰，取堰上层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准。hOW=2.8410-E(3600Ls_hOW=2.8410-E(3600Ls_0.0051000Ls,min=(-278^)lW230.603——=0.00039=0.005取E=11w=0.60m3600TOC\o"1-5"\h\z据此可作出和气体流量无关的垂直液相负荷下限线34、液相负荷上限线AH取日=4s作为减体在降披管中的停留时间的下限，8==4Ls,maxAH4Ls,maxAH40.0440.353=0.00385m/s4据此可作出和气体流量Vs无关的垂直线，液相负荷上限线4。5、液泛线令联立得Hd令联立得Hd<(Hthw)由Hd=hp+7+hd;hp=hc+h[+h^;%=P7；hL=hW+hoW中Ht十(邛-0-1)hw=(口+1)how+hc+hd+h0忽略h仃将hOW与LS,hd与Ls,hc与Vs的关系式代入上式，并整理得aV：=b-cL2.dL；3SSS0.0512(A00.0512(A0c0)<0.051二20.0740.5440.7721.091780.9」=0.0737b=Ht--1hW=0.50.350.5-0.643-10.044=0.125c=0.1532=0.1532=3929.36lWh00.60.0104d=2.8410J3E(1d=2.8410J3E(1)3600

lW二,33600)=2.84父10父1父(1+0.643).=1.586JI0.6J故0.0742V：-0.125-3929.36L：-1.586L：3V=1.68-52956.3L2-21.4L2/3SSS在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-5:Ls,mZ在00060.00150.0030.0045Vs,1.5121.2860.7670.235表3-5由上表数据即可作出液泛线5根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示:

33.Vs,max=1.201m/s,Vs,min=0.340m/s故弹性操作为V吧=Z2a=3.532（操作弹性大于3）Vs,min0.340第四章热量衡算物质沸点0c蒸发潜热KJ/Kg喷界温度T/K甲醇64.71105513.15水1002257648.15表4-1正常沸点下蒸发潜热列表、塔顶热负荷QcQc=(R1)D(Ivd-Ild)其中Ivd-Ild=Xd;Hva一(1一Xd);Hvb蒸发潜热和温度的Waston公式：△Hv2=AHviM(±lT2)°.381-Tm塔顶温度tD=65.20C时：甲醇：Tr1=(64.7273.15)/513.15-0.6584Tr2=(65.2273.15)/513.15-0.65941-Tr20381-0.6594038烝发潜热：HVA=HV1(r2).=1105().=1103.7697kJ1-Tr11-0.6584水:TM=(100273,15)/648.15=0.5757Tr2=(65,2273,15)/648.15=0.5220蒸发潜热：：HVB=.：HV1(上匕)0.38=2257(1~0.5220)=2361.5569kJ/kg

V11-Tr11-0.5757MD=31.551kg/mol_'___________..D=MdD=31.55139.10=1233.644kg/hIvd-ILD=.9651103.7697-(1-0.965)2361.5569=982.483kJ/kgQc=(R1)D(Ivd-Ild)=2.311243.740982.483=2.823106kJ/h二、塔底热负荷QcQC=(R1)D(1VD-1LD)其中Nd-1LD=XDLHVA-(1-XD),：=HVB,1-Tr9.0.38△HV2=」HV1()1-Tr1塔底温度tD=101,420C时：甲醇：Tr1-(64.7273,15)/513.15-0.6584Tr2=(101.42273.15)/513.15=0.7299蒸发潜热：HVA=HV1(上T史)0.38=1105(1-0,7299严8=1010.6594kJ/I1-Tr11-0,6584水：Tr1=(100273,15)/648,15=0,5757Tr2=(101.42273,15)/648,15=0.5779蒸发潜热：HVB='：.HV1(^^T2)0,38=2257(1-0,5779)0,38-2252,5459kJ/kg1-Tr11-0.5757MW=18,35kg/molD=MWD=18,3539,10=717.485kg/h1LW一1VW=(1一XW)「HVB一XW'：HVA=(1-0.015)2252.5459-0.0151010.6594=2203.598kJ/kgQc=(R1)D(Ivw-Ilw)=2.31717.4852203.598=3.652106kJ/h设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算数据精储段提储段各段平均压强Pmkpa103.05109各段平均温度tmC70,72588,835

平均流量气相Vsn3/s0.7040.699液相Lsn3/s0.00050.0008实际塔板数N块513板间距Hm0.350.35塔后效局度Zm1.61.8塔径Dm1.01.0空塔气速um/s0.8940.890塔板液流形式单流型略溢流装置溢流管形式弓形堰长Iwm0.60堰图hwm0.044溢流堰宽度Wdm0.065管底和受液盘跑离hom0.0104板上清夜层图度hlm0.05孔径domm5孔间距tmm17.5孔数n个2052开孔回积A2m0.544筛孔流速Uom/s17.36塔板压降hpm0.0724液体在降液管中停留的时间Ts30.8略液泛Hdm0.1225液沫夹带evkg液/kg气0.0184稳定系数K2.03负荷上限液沫夹带控制负荷卜限漏液控制液相最大负荷Lsmaxm/s0.00385液相最小负荷Lsminm/s0.00039操作弹性3.532设计评述此设计根据任务书提供的条件和要求，进行查阅有关技术资料，通过分析研究，选定适宜的流程方案，确定原则的工艺流程。在此基础上，据有关资