年产3万吨甲醇精馏工艺设计

年产3万吨甲醇精馏工艺设计 错误!未定义书签。 错误!未定义书签。 21.1本课题研究的目的和意义 21.2甲醇的简介 21.2.1甲醇的性质 21.2.2甲醇的用途 21.3甲醇工业的发展及现状 3 31.3.2世界甲醇工业的发展 31.3.3我国甲醇工业发展 3 41.5工艺流程的选择 41.6单塔工艺流程的描述 51.7塔设备的选择 6 2.1精馏塔的物料衡算 72.1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 72.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量 72.1.3物料衡算 72.2热量衡算 82.2.1塔顶冷凝器的热量衡算 82.2.2全塔的热量衡算 3.1回流比及塔板数的确定 3.1.1求最小回流比及操作回流比 3.1.2采用逐板法求理论板层数 3.1.3实际板层数的求取 3.2精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.2.1操作压力 3.2.2操作温度 3.2.3平均摩尔质量计算 3.2.4平均密度计算 3.2.5液体平均表面张力的计算 3.2.6平均粘度计算 3.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.3.1塔径计算 203.3.2精馏塔有效高度的计算 3.4塔板主要工艺尺寸的计算 3.4.1溢流装置计算 3.4.2塔板布置 3.5塔板的流体力学验算 3.5.1塔板压降 3.5.2液面落差 3.5.3液沫夹带 3.5.4漏液 3.5.5液泛 3.6塔板负荷性能图 3.6.2提留段塔板负荷性能图 3.7塔附件及总塔高设计 3.7.2塔总体高度的设计 3.8接管的设计 3.8.1塔顶蒸气出口管的直径 3.8.2回流管的直径 3.8.3进料管的直径 3.8.4塔底出料管的直径 3.8.5加热蒸汽进口管 3.9筛板塔设计计算结果 摘要：通过本课题的设计了解甲醇精馏的发展历程和废甲醇的回能源，进行充分利用变废为宝、化害为利，的目的，本设计主要介绍了甲醇精馏工艺。由于废甲醇中含有多种有精制。由于产量小，本设计采用采用单塔流程工艺，其工艺分离废甲醇3万吨经过单塔精馏得到纯度为99.9%的甲醇1.38万吨，热量衡算中进料热量为94872.24kJ/h,加热蒸汽热量6886910.421kJ/h,算出热损失344345.5211kJ/h。精馏塔设压降较低。筛板塔工艺设计中计算结果如下，实际塔板数为32,精馏段13块板，提馏段19块板。第14块为进料板。筛孔数目2756个，塔总高度为18.625米，塔径为1米等相Abstract:Throughthisprojectisdesignedtounderstandistillationandrecyclingwasteofmethanol,themethanolofwasteconversionintoeneruseofturningwasteintotreasure,harmintoachievethepurposeoftheproductionprofitability,thedesignintroducesthemethanoldistillationprocess.Sincethewasteofmethanolcontainsavarwater,needrefining.Duetothesmallproduction,thetechnology,theseparatiwithahighpracticalMethanoldistillationsectionofthewholeprocesssizedesignofthetower,gettheresultsasfollows,methanol,thepurityof99.9%intheheatbalanceinfeedingaheatof94872.24kJ/h,heatingsteamheatis68calculatetheheatlossis344345.5211kJ/h.IntheDistillationcolumndesign,choiceosievetowerstructureissimplhightrayefficiency,lowemeters,diameterofonemetertowerandotherrelevantdata.Keywords:methanoldistillation;processAa塔板开孔区面积，m²A降液管截面积，m²Ao筛孔总面积，m²AT塔截面积，m²ev液沫夹带量，kg(液)kg(气)F气相动能因子，1h₁进口堰与降液柱与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱Ls液体体积流量，m³sn筛孔数目u空塔气速，m/sUo,min漏液点气速，m/sVs气体体积流量，m³/sβδθ液体在降液管内停留时间，sμp密度，kg/m³6①的应用，其衍生物产品发展前景广阔。作为替代燃料：近几年，汽车工业在我国获得了飞速发展，随之带来能源供应问题。石油作为及其重要的能源储量是其安全、廉价、燃烧充分，利用率高、环保的众多优点，替代甲醇工业的发展及现状80年代以来，世界的甲醇总需求量增长很快，平均年增长率约8%。市场的需求必然导致甲醇产量的迅速增加。1982年全世界的甲醇产量不足1.2×10³kt,预计到2015年达到约7200万吨1。我国的甲醇工业发展是伴随着能源与美化工工业的发展而崛起的。特别是近年来，由于国际油价的节节攀升，煤富的煤炭资源优势，以此补充我国油气资源的不足与满足对化工产品的需求，保障能源安全，推动煤炭清洁利用，促进我国经济的可持续发展发挥了重要展，甲醇的用途很广，也必然会存在浪费，对环境造成的污由于废甲醇中含有多种固体杂质和水分，需要精制。精制过21.1本课题研究的目的和意义随着经济的快速发展，甲醇作为基础的有机化工原料和优质燃料，在石油化工、医药、轻纺、生物化工以及能源、交通运输等行业均有广泛要的地位1。甲醇的消耗量也逐渐增大，80年代以来，世界的甲醇总需求量增长很快，平利用十分重要。甲醇废水回收的重要意义在于利用技改方式把用变废为宝、化害为利，既节约了自然资源和能源，又达到1.2甲醇的简介1.2.1甲醇的性质挥发、有酒精气味的有毒液体。能与水、醇类、乙醚、苯、酯类、溶剂互溶，但是不与脂肪烃类化合物混溶。常温下对金属无腐蚀性(铅铝除外)易燃其蒸汽与空气易形成爆炸混合物，完全燃烧生成二氧化碳和水蒸气，木醇，木酒精，甲基氢氧化物，是一种最简单的饱和醇。甲醇化学性能活泼，易燃烧。相关反应诸多，例如其氧化反应、酯1.2.2甲醇的用途油化工、医药、轻纺、生物化工以及能源、交通运输等行业均有广泛用途，在国民经济中占有十分重要的地位1。甲醇主要应用于精细化工，塑料等领域，生产酚醛树脂、甲醛塑氯甲烷、甲氨、硫酸二甲脂等多种有机产品，也是农药代燃料，甲醇是一种易燃易挥发的无色透明液体，具有与传统液体能，辛烷值高，抗爆性能好，产品的运输、3为相似。由甲醇转化生产的二甲醚具有清洁、动力性能好性能远优于液化气、天然气、甲醇、乙醇等产品，其作为替代柴油燃料的市场空间广阔。还是重要的溶剂，亦可掺入汽油作替代燃料使用。20世纪80年代以来，甲醇用于生产汽油辛烷值添加剂甲基叔丁基醚，甲醇汽油，甲醇燃料以及甲醇蛋白等产品，大大促进了甲1.3.1甲醇的消费量80年代以来，世界的甲醇总需求量增长很快，平均年增长率约8%。市场的需求必然导致甲醇产量的迅速增加。1982年全世界的甲醇产量不足1.2×10³kt,预计到2015年达到约7200万吨³。我国甲醇的消费增长也很快，从1957年的1.664kt,到1970年的83kt,到了2009年全年产量达到近11160kt4,新增甲醇装置18套，新增产能约为850万吨，而且各地还在筹划建设的甲醇产能高达4320万吨。甲醇装置正向大型化发展，国外一共有甲醇生产装置进110套，每套的年平均生产能力都超过0.5Mt,年总达到了64Mt,在其中年生产能力超过0.8Mt的装置近32套，总生产能力约为30Mt,目前正建设的大型装置的总生产能力可达26Mt。在未来的几年内，更多超大规模的甲醇生产装置的集中投产，必将对国际甲醇生产和消费市场产生重大的影响。总体上说，世界甲醇工业从90年代开始经历了1991-1998的供需平衡，1998-1999的供大于求，从2000年初至今的供求基本平衡三个基本阶段。1据NexantChenSystems公司的最新统计，全球2004年甲醇生产能力为4226.5万t/a⁶1.3.3我国甲醇工业发展中国甲醇工业开始于20世纪50年代，我国的甲醇工业发展是伴随着能源与美化工工业的发展而崛起的。特别是近年来，由于国际油价的节节攀升，煤全，推动煤炭清洁利用，促进我国经济的可持续发展发挥了重要作用。按照规划的目标，到2020年我国甲醇的生产能力可达到6000至7000万吨。甲醇可作为“功能”储备来补汽油等系列的国家标准也即将颁布，这些国家标准的颁布和实施醇燃料的规范发展。假设甲醇生产的战略储备对于调节甲醇的市场价格、促进煤化工的长4物理精馏方法，就是利用甲醇、水、有机物杂质的挥发度不化学精馏方法，当采用蒸馏的方法不能将杂质降低至精甲用化学净化的方法破坏掉这些杂质。例如废甲醇中含有还原方法分离，但残留在甲醇中的部分将继续影响其高锰酸钾值，会造成精馏设备的复杂性、增加甲醇的损失、增加能耗等。所以必本设计是对进行过预处理除去废甲醇中的固体颗粒之后的法，其分离的原理如下：精馏是将沸点不同的组分所组成的混次部分气化和多次部分冷凝，使其分离成纯态组分若将气相混合蒸汽再部分冷凝下来，将冷凝液再加热到一定温相与液相分离，则所得气相冷凝液中的低沸点组分又高于原气相甲醇精馏生产工艺有多种，分为单塔精馏，双塔精馏，三塔精馏与四塔精馏(即三塔加回收塔)。在甲醇精馏流程的选择上，往往以规模的大小来确定装置。通常年产4万吨以下(包括4万吨)的甲醇装置选择单塔流程，年产4万吨以上的采用三塔四塔流程。本设计甲醇的年生产能力是3万吨，选用了单塔流程。下面比较其他流程对选择单塔流首先，双塔精馏流程简单、操作方便和运行稳定，状来看，能耗较高，以及精甲醇中乙醇含量较高，是两个比较突馏1吨精甲醇要耗能6.0×10⁵kJ,即消耗两吨以上的蒸汽，因此降低能耗是十分必要的。其次，三塔精馏与双塔精馏在流程上的区别在于三塔精馏塔流程多1个加压塔。这样，在同等的生产条件下，降低了主精馏塔的负荷，并且常压塔突出的优点是能耗小，操作费用低，产量大。但是三塔流程比一塔流程复杂，投资大，操5四塔流程在三塔的基础上加了甲醇回收塔。回收塔设有侧线抽出，主四塔精馏和三塔精馏一样节约蒸汽，节省冷却水。但是缺点也是流程更复杂，成本高，操最后，单塔流程适合与产量小，纯度要求不太高的上优点是节约投资，而且减少了热能的损耗。流程简单、操作方便、1.6单塔工艺流程的描述本设计是对进行过预处理除去废甲醇中的固体颗粒之后的精馏工段。下图是单塔精馏BJX2单塔精馏工艺流程图，本设计精馏工段为分离甲醇一水品经过一个塔就可以采出产品。废甲醇不断地以连续式从塔中部加出液和残液不断地排出，加料板下部为提馏段，上部为精馏段，底部的釜称为蒸馏釜6料液不断地由泵经预热器E0101预热至指定的温度而于提馏段的最上层塔板(加料板),加入塔内。进料在此处与精馏段的回流汇合，再逐层下流而入蒸馏釜中。在逐层下降的同时，液体和上升蒸汽互相作用，从液体中分离出易挥发组分，因而下流至塔底的液体几乎全为难挥发的组分。塔底液体的一部分称为残液，不断地被引出，入贮槽V0102,剩余部分则送入蒸馏釜内间接蒸汽被加热气化。蒸汽自塔底上升，依次经过所有的塔板，使蒸汽中易挥发组分逐渐增浓，而后进入冷凝器E0103中。一部分蒸汽在此冷凝所得液体送回塔顶做为回流，其余部分蒸汽则进入冷凝冷却器E0105,在此将蒸汽全部冷凝并将馏出液冷却，馏出液经观测罩流入贮槽VO103。有时也可使从塔顶逸出的蒸汽在冷凝器内全部冷凝，再将所得馏出液分为两部分：一部分作为回流送回塔顶，另一部分则送入冷却器加以冷却。精馏设备所用的设备及其附属装置，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致有：生产能力大，效率高，流体阻力小，有一定的操作弹性，结构简单，造价低，安装检修方便。能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。筛孔塔板是在泡罩塔板的基础上发展起来的，它吸收了泡罩塔板的优点。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年),其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右。(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2)操作弹性较小(约2～3)。(3)小孔筛板容易堵塞。近些年来采用大孔径的筛板可以避免堵塞，而且由于气速提高，生产能力大大增加。本设计采用筛板塔。7第二章精馏塔物料衡算及热量衡算前面对甲醇以及单塔流程做了详细的介绍，本设计水54%(质量分数),含有少量的药物固体颗粒，下面对经过预处理除去药物固体颗粒之后2.1.1原料液及塔顶和塔底的摩尔分率2.1.2原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量M,=0.324×32.04+(1-0.324)×18.02=22.56MD=0.998×32.04+(1-0.998)×18.02=32.01Mw=0.003×32.04+(1-0.003)×18.02=18.062.1.3物料衡算原料处理量质量衡算4167.06×0.324=0.998D+8数量(kg/h)数量(kg/h)2.2.1塔顶冷凝器的热量衡算(1)热量衡算式(2)各股物流的温度与压力由塔顶蒸气组成x=0.998,通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温度为64.6℃,改温度也为回流液和馏出液的温度。9(3)基准态的选择以101.3kPa、64.6℃的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，则：(4)各股物流热量的计算查的甲醇与水在正常沸点下的汽化焓分别为：正常沸点分别为：Tb甲醇=337.65KTb水=373.K使用Watson公式计算甲醇和水在64.6℃的汽化焓：查的甲醇和水的临界温度分别为：对于甲醇：∴由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：(5)冷却水的用量设冷却水的流量为q,则：已知：t₁=30℃t₂=45℃查得水在37.5℃时的比热容为：Cm=4.175kJ/(kg.℃)2.2.2全塔的热量衡算如图3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。(1)热量衡算式根据热量衡算式，可得：式中Q——进料带入系统的热量；Q——加热蒸汽带入系统的热量；4——馏出液带出系统的热量；Q——釜残液带出系统的热量；Q’——冷却水带出系统的热量；(2)各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：(3)基准态的选择以101.3kPa、64.6℃的液态甲醇和水为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：(4)各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物流的热量。查得：(甲醇)a=19.40b=101.56×10⁻³c=—28.68×10⁻⁶故甲醇的比热容为：=51.86[J/(mol.K)]水的比热容为：由此可求得进料与釜残液的热量分别为：QF=FxFCpm甲醇(tp-64.6)+F(1-xp)Cpm水(tp-64.6)=184.69×(77.5-64.6)×[0.324×51.86+0.997Qw=WxwCpm甲醇(tw-64.6)+W(1-xw)Cpm=125.11×(99.5-64.6)×[0.003×51.86+0.997=148907.14(kJ/h)将以上结果代入到热量衡算式中：94872.24+0.95Q=0+148907.14(5)加热蒸汽的用量已知蒸气的压力为5kgf/cm²(绝压),查得该压力下蒸汽的汽化热为r=2113kJ/kg表2.2热量衡算表基准：1h0加热蒸汽釜残液热损失总计第三章精馏塔工艺设计计算本设计即以完善小规模甲醇工艺设计并作应用基础研究为目的，查阅国内外文献和实际生产中的工艺资料，采用单塔流程，采用筛板精馏塔设计完成任务，下面对筛板塔的塔高，塔径等进行工艺设计。3.1.1求最小回流比及操作回流比(1)相对挥发度的求取由,再根据表18数据可得到不同温度下的挥发度，见表3.2表3.1摩尔分数x摩尔分数y尔分数x摩尔分数y温度/℃温度/℃(2)求最小回流比及操作回流比故最小回流比为取操作回流比为(3)求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.776×59.58=105.V=(R+1)D=2.776×59.58=165.39kL'=L+F=105.81+184.69=290(4)求操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程3.1.2采用逐板法求理论板层数由得将α=4.45代入得相平衡方程联立(a)、(b)、(c)式，可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝则y₁=xp=0.998由(c)式求得第一块板下降液体组成计算结果见表3.3。12345678yX9yX精馏塔的理论塔板数为N₁=14(包括再沸器)3.1.3实际板层数的求取(1)精馏段和提馏段的相对挥发度根据表2,用内插法求得αF=4.489αp=2.512αw=7.582(2)全塔效率Er和实际塔板数所以精馏段ET=0.49×(3.358×0.349)-0.245=0.471提馏段ET=0.49×(5.834×0.322)-0.245=0.4214精馏段实际板层数提馏段实际板层数3.2.1操作压力塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力精馏段平均压力塔底操作压力提馏段平均压力Pm=(101.3+110.4)/2=10Pm=(110.4+123.7)/2=113.2.2操作温度由于甲醇水溶液属于双组分理想溶液，因此可通过双组分理想溶液的汽—液相平衡图查取塔顶温度进料板温度塔釜温度tw=99.5℃精馏段平均温度提留段平均温度3.2.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算Mypm=0.998×32.04+(1-0.998)×18.02=32.01MLDm=0.991×32.04+(1-0.991)×18.02=31.91进料板平均摩尔质量计算yF=0.636xp=0.282MVFm=0.636×32.04+(1-0.636)×18.02=26.94MLFm=0.282×32.04+(1-0.282)×18.02=21.9塔釜平均摩尔质量计算M’w=0.007×32.04+(1-0.007)×18.02=18.12M’Lwm=0.001×32.04+(1-0.001)×18.02=18.03精馏段平均摩尔质量Mvm=(32.01+26.94)/2=29.48kg/kmolMLm=(31.91+21.97)/2=26.94提馏段平均摩尔质量M’m=(26.94+18.12)/2=22.53M’L=(21.97+18.03)/2=203.2.4平均密度计算精馏段平均密度的计算(1)气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即(2)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由tp=64.6℃,查手册2得PA=754.3kg/m³PB=980.2kg/m³进料板液相平均密度的计算由tp=77.5℃,查手册得PA=739.8kg/m³PB=973.1kg/m³进料板液相的质量分率g/m³精馏段液相平均密度为PLm=(755.9+861.4)/2=808提馏段平均密度的计算(1)气相平均密度计算由理想气体状态方程得(2)液相平均密度计算提馏段平均密度p’L=(956.6+861.4)/2=909kg3.2.5液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算由tp=64.6℃,查手册2得OLDm=0.998×16.67+0.002×65.进料板液相平均表面张力计算由t,=77.5℃,查手册2得σA=15.27mN/mOLFm=0.282×15.27+0.718×62.0LMm=0.003×14.48+0.997×58.σLm=(16.77+49.49)/2=33.13mo’Lm=(49.49+58.14)/3.2.6平均粘度计算lgμLD=0.9981g(0.325)+0.00查手册2得μᴀ=0.287mPa·sμB=0.367mPa·slgμLF=0.3241g(0.287)+0.67lgμLw=0.003g(0.221)+0.99求得μw=0.278mPa·s精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：3.3.1塔径计算(1)精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为史密斯关联图查取，图的横坐标为由取板间距H₁=0.40m,板上液层高度h₁=0.06m,则H-h=0.40-0.06=0.34m查史密斯关联图³得C₂₀=0.070取安全系数为0.8,则空塔气速为u=0.8umax=0.8×2.096=1.677m/s按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为U实际/umax=1.583/2.096=0.755<0.8(2)提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为史密斯关联图查取，图的横坐标为由取板间距，H₁=0.40m,板上清液层高度h=0.06m,则H₁-h=0.34m由史密斯关联图，得知C₂₀=0.070气体负荷因子取安全系数为0.8,则空塔气速为u=0.8umx=0.8×2.73=2.184m/s按标准塔径圆整后为D=1.0m塔截面积为At=3.14×1×1=0.785m²实际空塔气速为u/u=1.498/2.73=0.549<0.8(安全系数在充许的范围内，符全设计要求)3.3.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z=N-1HT=(13-1提馏段有效高度为Z=N-1H=(19在进料板上方开一人孔，其高度为：0.8m故精馏塔的有效高度为Z=Z+Z+0.8=4.8+7.2+0.3.4.1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。各项计算如下取lw=0.6D=0.6×1.0=0.60m(2)溢流堰高度hw选用平直堰，堰上液层高度how由式近似取E=1,则取板上清液层高度h₁=60mm故hw₂=0.06-0.0149=0.0(3)弓形降液管宽度Wa和截面积A由lw/D=0.60,查弓形降液管的参数图³,得故A,=0.067A₁=0.067×0.785=0.0526m²Wa=0.138D=0.138×1.0=依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h₀精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取u'o1=0.07m/su'o2=0.16m/s精馏段：hw₁-h₀1=0.0506-0.0238=0.0268m>0.故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。提馏段：hw₂-h₀2=0.0451-0.021=0.0241m>0.故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度hw=50mm。3.4.2塔板布置(1)塔板的分块因D≥800mm,故塔板采用分块板。查塔板分块表得，塔板分为3块。精馏段和提馏段一致。(2)边缘区宽度确定精馏段和提馏段均取Ws=0.05Wc=0.035(3)开孔区面积计算精馏段和提馏段相同其中故每层塔板上的开孔面积A₀=4Aa)=0.101×0.537(4)筛孔计算及排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取利孔直径d₀=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为3.5塔板的流体力学验算3.5.1塔板压降(1)干板阻力h.计算(2)气体通过液层的阻力h计算精馏段：h₁=β(hw₁+how₁)=0.54×(0.0506+0.0094)=0.0324m液柱h₂=β(hw₂+how₂)=0.56×(0.0149+0.0451)=0.03m液柱(3)液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h可按式计算，即气体通过没层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp=h+h₁+h。=0.05+0.0324+0.0033=0.0857m液柱气体通过每层塔板的压降为△P,=h,PL8=0.0857×808.7×9.8=679.19Pa<0.7kPa(设计允许值)提馏段：气体通过没层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即hp=h+h₁+h。=0.032+0.03+0.0048=0.0668m液柱气体通过每层塔板的压降为△P,=h,PL8=0.0668×909×9.81=595.07Pa<0.7kPa(设计允许值)3.5.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.5.3液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即精馏段：故在本设计中液沫夹带量e在允许范围内。提馏段：故在本设计中液沫夹带量eγ在允许范围内。3.5.4漏液对筛板塔，漏液点气速uo,min可由下式计算，即实际孔速u₀₁=22.92m/s>uo.min稳定系数为故在本设计中无明显液漏。提馏段：uo,min=4.4C₀√(0.0056+0.13h-h₆)p实际孔速u₀₂2=21.68m/s>uo,min稳定系数为故在本设计中无明显液漏。3.5.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Ha应服从下式的关系，即Ha≤φ(H+hw)甲醇—水物系属一般物系，取φ=0.5,则精馏段：Ha≤φ(H+hw)板上不设进口堰，h可由下式计算，即ha=0.153(u')²=0.153×(0.07)²=0.00075m液柱Ha=0.857+0.06+0.00075=0.14645m液柱Ha≤φ(HT+hw)故在本设计中不会发生液泛现象。提馏段：Ha≤4(H₇+hw)板上不设进口堰，h可由下式计算，即ha=0.153(u')²=0.153×(0.16)²=0.004m液柱Ha=0.0668+0.06+0.004=0.1308m液柱Ha≤4(HT+hw)故在本设计中不会发生液泛现象。3.6.1精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线由上表数据即可作出漏液线(1)故h,=2.5(0.0506+0.938L,²H₁-h,=0.4-0.1265-2.345L,²³=0.2735-取E=1,则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(4)令Ha=φ(HT+h)联立得φH┐+(φ-β-1)h=(β+1)h+h+ha+h。忽略h,将h与Ls,h与Ls,h与Vs的关系式代入上式，并整理得式中b'=0.5×0.40+(0.5-0.54-1)×0.0506=0.1表3.6由上表数据即可作出液泛线(5)根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示.在精馏段负荷性能图上，5条线包围区域为精馏段塔板操作区，作出操作点A,连接OA,即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查得A(0.001,1.243)故精馏段的操作弹性为3.6.2提留段塔板负荷性能图h₁=hw+how整理得V.,.n=0.203√125.92L,2²¹³+6.88表3.7由上表数据即可作出漏液线(1)(2)液沫夹带线以e,=0.1kg液/kg气为限，求V₅-L,关系如下由故h;=2.5(0.0451+0.938L,H-h,=0.4-0.113-2.345L,²³=0.287-表3.8由上表数据即可作出液沫夹带线(2)(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h=0.005m作为最小液体负荷标准。由式得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)(4)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，由据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(4)(5)液泛线忽略h,将h与Ls,h与Ls,h与Vs的关系式代入上式，并整理得式中将有关的数据代入，得b'=0.5×0.40+(0.5-0.56-1)×0.0451=0.10.023V²s=0.152-963.72Ls²-1.442Ls0.023V²=0表3.9在提馏段负荷性能图上，5条线包围区域为精馏段塔板操作区，作出操作点A,连接OA,即作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制，由上图查故精馏段的操作弹性为3.7塔附件及总塔高设计3.7.1塔附件设计封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直(3)裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部考虑到再沸器，裙座高度取2m,地角螺栓直径取Φ30(4)吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，(5)人孔对于D≥1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6-8层塔板一人孔。人孔的直径一般为450mm-600mm,其伸出塔体得筒体长为200-250mm,人孔中心距操作平台约3.7.2塔总体高度的设计(1)塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体应该大于板间距。所以塔顶间距为(1.5→2.0)H(2)塔底空间①塔底储液空间依储存液量3~8min而定；所以塔底高度设计为1.35m(3)实际精馏塔高度H=(n-n—np-1)H+nH+npHp+Hp+H₃H——设人孔处得板间距，m;Ho——塔顶空间高度，m;HB——塔底空间高度，m;H=(32-1-3-1)×0.4+1×0.8+3×0.8+0.64+1.35+0.275+2=18.265m3.8.1塔顶蒸气出口管的直径d,操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为12~20m/s,蒸气管的直径为d=(4Vs/IUv)¹/2,其中dv---塔顶蒸气导管内径mVs---塔顶蒸气量m³/s,则dv=[(4×1.274)/(3.14按照GB8163-87,选择热轧无缝钢管φ420×10mm核算)m/s在12~20m/s之间，可用3.8.2回流管的直径d当用泵输送时，可取1.5~2.5m/s(本设计应用流速UR取2m/s)=(4×0.001/3.14×2)¹/²按照GB8163-87,选择冷轧无缝钢管φ38×3.5mm核算在1.5-2.5之间可用。3.