甲醇精馏塔

一、前言............................................................ 3

1.精馏与塔设备简介 .............................................. 3

2.体系介绍 ...................................................... 4

3.筛板塔的特点 .................................................. 5

4.设计要求: ..................................................... 5

二、设计说明书...................................................... 6

1.设计单元操作方案简介 .......................................... 6

2.筛板塔设计须知 ................................................ 6

3.筛板塔的设计程序 .............................................. 7

三、设计计算书...................................................... 7

1.设计参数的确定 ................................................ 7

1.1进料热状态 ............................................... 7

1.2加热方式 ................................................. 7

1.3回流比的选择 ............................................. 8

1.4塔顶冷凝水的选择 ......................................... 8

2.流程简介及流程图 .............................................. 8

3.理论塔板数的计算与实际板数的确定 .............................. 9

3.1理论板数计算 ............................................. 9

3.2操作温度的计算 .......................................... 11

3.3热量衡算 ................................................ 12

3.4全塔效率的计算 .......................................... 12

3.5实际板层数的确定 ........................................ 13

4.塔的工艺条件及物性数据计算 ................................... 13

5.塔板主要工艺参数确定 ......................................... 19

5.1溢流装置 ................................................ 19

5.2溢流堰长 ................................................ 19

5.3出口堰高 ................................................ 19

5.4降液管的宽度与降液管的面积： ............................ 20

5.5降液管底隙高度ho：...................................... 20

5.6塔板布置及筛孔数目与排列 ................................ 21

6.筛板的力学检验 ............................................... 22

6.1塔板压降 ................................................ 22

6.2筛板塔液面落差 .......................................... 23

6.3液沫夹带 ................................................ 23

6.4漏液 .................................................... 24

6.5液泛 .................................................... 25

7.塔板负荷性能图 ............................................... 25

7.1雾沫夹带线 .............................................. 25

7.2 液泛线.................................................. 26

7.3 液相负荷上限线.......................................... 26

7.4液相负荷下限线 .......................................... 27

7.5漏液线（气相负荷下限线） ................................ 27

7.6操作弹性 ................................................ 28

8. 辅助设备及零件设计 .......................................... 29

8.1塔顶冷凝器（列管式换热器） .............................. 29

8.2釜式再沸器： ............................................ 33

8.3原料预热器 .............................................. 34

8.4管路设计 ................................................ 35

8.5冷凝水泵 ................................................ 37

四、设计结果汇总................................................... 38

1.工艺计算 ..................................................... 38

2.辅助设备 ..................................................... 40

五、设计感想...................................................... 40

六、参考文献...................................................... 41

七、致谢.......................................................... 41

一．前言

1.精馏与塔设备简介

蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的甲醇与水体系，加热甲醇（沸点64.65℃）和水（沸点100℃）的混合物时，由于甲醇的沸点比水低，则甲醇的挥发度比水高，所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将甲醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。

蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即甲醇-水体系。

塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。

筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，

对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。

2.体系介绍

作图如下：

3.筛板塔的特点

筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为3—8mm)和大孔径筛板(孔径为10—25mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。

筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。

应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先控制手段的前提下，设计中可大胆选用。

4.设计要求

体系：甲醇—水体系

已知：进料量F= 180kmol/h

进料浓度ZF= 0.40（摩尔分数，下同）

进料状态：q＝ 1

操作条件：单板压降不大于0.7kPa。

塔顶冷凝水采用深井水，温度t＝12℃；

塔釜加热方式：间接蒸汽加热

分离要求： XD= 0.995 ； 0.99

二、设计说明书

1. 设计单元操作方案简介

精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。

塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。

蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。

2.筛板塔设计须知

（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。

（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔

段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。

3. 筛板塔的设计程序

（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。

（2）塔径计算。

（3）塔板版面布置设计及降液管设计。

（4）塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图及确定确定操作点。

三．设计计算书

1.设计参数的确定

1.1进料热状态

泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，泡点进料，q＝1。

1.2加热方式

精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2（温度130℃）间接水蒸汽加热。

1.3回流比（R）的选择

实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R

选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔

内气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜

加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费

用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔

径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操

作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最

低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R＝（1.2～2）Rmin。本设计经简单核算后，选用：R＝1.6Rmin。

1.4 塔顶冷凝水的选择

采用深井水，温度t＝12℃

2.流程简介及流程图

含甲醇0.40（摩尔分数）的甲醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含甲醇0.995），一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，进入塔中，塔顶效率为0.99. 简略流程图如下：

3.理论塔板数的计算与实际板数的确定

3.1理论板数计算

3.1.1物料衡算

已知进料量F＝180kmol/h，进料组成XF＝0.40，进料q＝1 设计要求：XD＝0.995，=0.99

衡算方程：

FDW180DWD71.64kmol/hFXDXWXF1800.40D0.995WXWW108.36koml/h DWX0.00663DXDD0.995W0.99FXF1800.40

3.1.2 q线方程

XF＝0.40 q＝1q线方程为：X＝0.40

3.1.3平衡线方程

使用软件作平衡线和q线如下图所示：1.00.00.20.40.60.81.01.0

0.80.8

Y Axis Title0.60.6

0.40.4

0.20.2

0.0

0.00.20.40.60.80.01.0

X Axis Title

由q线方程和平衡线方程交点确定Xe=0.4，Ye=0.7317

3.1.4 Rmin和R的确定

XDYe0.9950.73170.7938 YeXe0.73170.40Rmin

R1.6Rmin1.60.79381.2701

3.1.5精馏段操作线方程的确定

精馏段操作线方程

Yn1XR1.27010.995XnDXn0.5595Xn0.4383 R1R12.27012.2701

3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定

D＝71.64kmol/h R＝1.2701

精馏段： L＝RD＝90.99kmol/h

V＝（R＋1）D＝162.63kmol/h

提馏段： L’＝L＋qF＝90.99+180=270.99kmol/h

V’＝V－（1－q）F＝V＝162.63kmol/h

3.1.7提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：

Ym1WXWL'270.990.00663108.36XmXm1.663Xm0.0044 V'V'126.63126.63

3.1.8图解法计算

Y1=XD=0.995 开始作图得

可得板共15块不足

NT14X14XW0.0243760.006631414.97 X14X150.0243760.00616其中第11块板为进料板

精馏段共10块理论板

提馏段共4.97块理论板(从上往下数,不包括再沸器)

1.0

0.6

0.8

1.0

1.2

0.8

1.0

0.6

0.4

0.8

0.2

0.0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.0

3.2操作温度的计算

由t-x-y图作图可得塔顶 XD=0.995 tD=64.58℃ 塔底 XW=0.00663 tW=99.10℃ 进料板 XF=0.40 tF=75.36℃ 进料板上一板：

X=0.51 t=72.97℃

进料板下一板：

X=0.382 t=75.80℃

[***********]00.0

0.2

0.4

0.6

0.8

0.0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.[***********]601.0

则塔平均温度 tm

tDtW64.5899.10

81.84℃ 22

精馏段平均温度t精

t64.5872.97FtD

68.78℃ 22



提馏段平均温度t提

ttW75.8099.10F87.45℃

3.3热量衡算

塔顶（冷凝器）放热 QDVra162.63352605.78106kj/h 塔底（再沸器）吸热 QwVrb162.63408406.58106kj/h

3.4全塔效率的计算

在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。

tm81.84℃时查得纯流体物性粘度

sP aa5sP 水0.000347

甲醇0.00029

mxF甲醇(1xF)水0.400.0002510.400.0003470.000326Pa.s

81.8481.48

0.1928

84.0181.48

81.8481.48

y0.5870(0.52330.5870) 9 0.577

84.0181.48

用内插法:x0.05(0.100.05)

a

X水Y甲醇X甲醇Y水



(10.1928)0.5779

5.73

0.1928(10.5779)

m5.730.0003261.868mPas 查精馏操作总板效率图得 ET=0.40

3.5实际板层数的确定

N精=10/0.40=25

N提=4.97/0.40=12.425≈13(包括再沸器) NP＝N精+N提＝25+13=38块

4 . 塔的工艺条件及物性数据计算

4.1操作压力pm

应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。由于甲醇-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。

其中塔顶压力PD=101.3kPa 单板压降ΔP=0.7kPa

进料板压力PF=101.3+0.713=110.4kPa 塔底压力P底=101.3+0.738=127.9kPa 精馏段平均操作压力p精

pDpF101.3110.4

105.9kpa 22

提馏段平均操作压力p提

pWpF127.9110.4

119.15kpa 22

平均操作压力Pm=(101.3kPa+127.9kPa)/2=114.6kPa

4.2密度及流量

Ⅰ、精馏段

t精68.78℃ p=105.9kpa

查t-x-y图得x=0.7449 y=0.8923

液相平均分子量：MLxaMa(1xa)Mb28.46kg/kmol 气相平均分子量：MvyaMa(1ya)Mb30.53kg/kmol 液相密度：ρL

MaxaMbxb

ρaρb

775.41kg/m3

液相流量：Ls

LML90.9928.46

9.28104m3/s

3600ρL3600775.41

pmMv105.930.53

1.137kg/m3（气相视为理想气RT8.314(273.1568.78)

ρv气相密度：

体）

气相流量：VsⅡ、提馏段

t提87.45℃ p=119.15kpa

VMV162.6330.53

1.213m3/s

3600ρV36001.137

查图得 x=0.09990 y=0.4274



液相平均分子量：MLxaMa(1xa)Mb19.42kg/kmol 

气相平均分子量：MvyaMa(1ya)Mb24.01kg/kmol

液相密度： ρL



924.17kg/m

MaxaMbxb

ρaρb

LML270.9919.42

1.582103m3/s 液相流量: Ls

3600ρL3600924.17

pmMv119.1524.01

0.954kg/m3 气相密度: ρv

RT8.314(273.1587.45)

气相流量： Vs



VMV162.6324.011.137m3/s 3600ρ36000.954V

4.3液相表面张力的确定

塔顶液相表面张力

ζDxaζa(1xa)ζb0.9950.189(10.995)0.06510.0191N/m

进料板液相表面张力

ζFxaζa(1xa)ζb0.400.179(10.40)0.06300.0449N/m

塔底液相表面张力

ζWxaζa(1xa)ζb0.006630.157(10.00663)0.05840.0581N/m

精馏段平均液相表面张力ζ精

ζDζF

0.03203N/m 2ζWζF

0.05146N/m 2

提馏段平均液相表面张力ζ提

全塔平均液相表面张力 ζ

ζDζF

/m0.03853N

4.4 液体平均粘度计算

lgμmXilgμi

塔顶粘度

lgμDXilgμi0.995lg0.34450.005lg0.4418μD0.3450mPas

进料板粘度

lgμFXilgμi0.40lg0.31220.6lg0.3782μF0.35029mPas

塔底粘度

lgμwXilgμi0.00663lg0.2579(10.00663)lg0.2823μW0.2821mPas

精馏段平均液相粘度精

DF

0.3477mPas

提馏段平均液相粘度提

WF

0.3149mPas

全塔平均液相粘度

WD

0.3326mPas

4.5塔的工艺条件

塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。

板间距与塔径关系

选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.06m. 分离空间：HT- hL=0.45-0.06=0.39m Ⅰ、精馏段

（功能参数：

LSS0.000928 775.41

0.0198 VSV1.2131.137

从史密斯关联图查得：

C200.095，则CC20（

ζ0.2

）0.104 20

umaxC

LρV775.411.137

0.1042.72m/s ρV1.137

可取安全系数为0.65（安全系数0.6—0.8），则：

u0.65umax0.652.721.77m/s D

4VS

u

41.213

0.93m

3.1421.77

圆整得D=1.0m

塔截面积：AT

D2



1.02

0.785m2

空塔气速：uVS1.2131.55m/s

0.785

Ⅱ、提馏段功能参数：（

LSVS

SρV

0.001582

1.137

924.17

0.043 0.954

ζ0.2（提）0.093，由于CC200.114 从史密斯关联图查得：C20

umax



LρV924.170.954C0.1143.45m/s

0.954ρV

可取安全系数为0.65（安全系数0.6—0.8），则

ax0.653.452.24m/s u0.65umD

4VS

u

41.137

0.803m

3.1422.24

圆整得D'=1.0m=D



塔截面积：ATAT0.785m2

空塔气速：u

VSAT



1.137

1.45m/s 0.785

4.6塔有效高度

精馏段有效高度 Z精(NP11)HT(251)0.4510.8m 提馏段有效高度 Z提(NP21)HT(131)0.455.4m

从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米

所以应多加高(0.70.45)

1.36m 7

总塔的有效高度 ZZ精Z提110.85.41.3617.56m

4.7整体塔高

(1)塔顶空间HD

取HD=1.6 HT=0.45 加一人孔0.6米，共为2.65m (2)塔底空间

塔底储液高度依停留4min而定 HL

0.00157460LS

0.48m 0.785AT

取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 Hw10.481.48m

（3）整体塔高 HZHWHD17.561.482.6521.69m

5.塔板主要工艺参数确定

5.1溢流装置

采用单溢流、弓形降液管，凹形受液盘，不设进口堰。

5.2溢流堰长lw

单溢流去lW=（0.6～0.8）D,取堰长 lw=0.63D=0.63×1.0=0.63m

5.3出口堰高hW

hWhLhOW lw/D0.63

精馏段：

LhlW

2.5



36000.000928

10.58m

0.632.5

查液流收缩系数图得 E=1.03，则

hOW

2.84

1000

LhElW

2.8436000.0009281.030.008982m0.006m 10000.63

提馏段：

LhlW



2.5

36000.001582

18.01m 2.5

0.63

查液流收缩系数图得 E=1.04，则

hOW

2.84Lh2.8436000.001582

E1.040.01282m0.006m 1000lW10000.63

取hw0.03m 则：hLhwhow0.030.0089820.03898m

20.0428m2 hLhwhow0.030.0128

5.4降液管的宽度Wd与降液管的面积Af

由lw/D0.63查得Wd/D0.11，Af/AT0.058 则：Wd0.11D0.111.00.11m， Af0.058



D20.058

3.14

1.020.046m2 4

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

精馏段：

AfHTLs



0.0460.45

22.08s（大于5s，符合要求）

0.000928

提馏段：

AfHT0.0390.4512.95s（大于5s，符合要求） 0.001582Ls

所以降液管尺寸可用

5.5降液管底隙高度ho

取液体通过降液管底隙的流速u0'0.07~0.25m/s

0.07m/s 精馏段：取u0

ho

Ls0.000928

0.021m0 '

0.630.07lwo

则hWh00.030.02100.0090m6mm

0.13m/s 提馏段：取u0

Ls0.001582

0.01932m ho'

lwo0.130.63



则hWh00.030.019320.01068m6mm 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'w30mm

5.6塔板布置及筛孔数目与排列

5.6.1塔板的分块

D≥800mm，故塔板采用分块式，查表塔板分为3块。 5.6.2边缘区宽度确定

溢流堰前的安定区宽度：WS=70~100mm，进口堰后的安定区宽度：WS'=50~100mm

小塔一般WC=30~50mm，大塔一般WC=50~70mm。取WSWS'0.08m，WC0.04m

5.6.3开孔区面积Aa计算

πr2x22

Aa2xrxarcsin 180r

D1.0

(WdWs)(0.110.08)0.31m 22D1.0rWc0.040.46m

22x

∴Aa0.524m

5.6.4筛孔计算及其排列

物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。

筛孔按正三角形排列，取t/d03.0,则孔中心距t为t3d03515mm；

Ad

开孔率为00.907010.08%（在8~15内）

Aat

筛孔数目n为n

1.155Aa1.1550.524

。 2690个；22

t0.015

则每层板上的开孔面积A0为： A0Aa0.10080.5240.0528m2 气体通过筛孔的气速为：精馏段： uo

VS1.21322.97m/s A00.0528

VS1.137

21.53m/s A00.0528

提馏段： uo

6.筛板的力学检验

6.1塔板压降hp

干板阻力hc计算：

由d0/δ=1.67查图得C0=0.772则：

1/2

u

精馏段：

hc0.051

C0u

提馏段：hc0.0510

C0

hl的计算：hlhL

v0.051 1/2mkgFu0.772775.41aa3lsm

2v21.530.9540.0510.0409m液柱 0.772924.17l

精馏段： ua

VS1.2131.64m/s 0.7850.046ATAf

F0uav1.64.1371.75Kg1/2/(sm1/2) 查右表得出0.58，

hl0.580.038980.0226m0液柱

提馏段： ua

VS1.137

1.54m/s 0.7850.046ATAf

1.540.9541.50Kg1/2/(sm1/2) F0uav

查表得出0.60

hl0.600.042820.0261m液柱液体表面张力的阻力计算hζ计算：

4ζL432.03103

0.003236m液柱精馏段：h

ρsgd0775.419.810.005提馏段：h

4ζL40.05152

0.004546m液柱 ρsgd0924.179.810.005

气体通过每层塔板的液柱高

：

精馏段：hphchih0.0032360.022610.06610.09195m液柱

单板压降：PPhpLg0.09195775.419.8698.7Pa0.7kPa

ζ0.04090.026120.0045340.07159m提馏段：hphchlh

h 单板压降：PPpLg0.07159924.179.8649Pa0.7kPa

6.2筛板塔液面落差

由于D1600mm，所以不用考虑液面落差

6.3液沫夹带

ua5.7106

eV()3.2(kg液/kg气)

ζLHTHf

精馏段：Hf2.5hL2.50.03900.0974m；

5.71061.64

eV()3.20.02440.1k液g/kg气 3

32.03100.450.0974提馏段：Hf2.5hL2.50.04280.107m；

5.71061.54

eV()3.20.01350.1k液g/kg气 3

0.450.10751.5210

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

6.4漏液

筛板塔漏液点气速： u0，min=4.4C00.00560.13hLhζ）ρs/ρV 精馏段：

u0,min4.40.772

0.00560.130.03900.003236775.41

1.137

7.65m/s，提馏段：

u0，min4.40.772

0.00560.130.04280.004535924.17

0.954

8.61m/s 实际筛孔气速： u022.97m/s＞u0，min

21.53m/s>u0，min u0

稳定系数： K

u0u0,min

3.00

K

u0

2.50 ,minu0

均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求.

6.5液泛

为防止塔内发生液泛,降液管内液层高要满足： Hd(HThw) 对于设计中的甲醇-水体系：0.5， Hd0.5(0.450.03)0.24m 由于板上不设进口堰

（精馏段： hd0.153

Ls20.0009282

）0.153（）0.00075m液柱 lwh00.630.0210

HdhphLhd0.09200.03900.000750.1318m0.24m

ls0.00158222

0.153（）0.153（）0.00259m液柱提馏段： hd

lwh00.630.01925

hHdphLhd0.07140.04280.002590.1170m0.24m

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的，所以不会发生淹泛现象。

7.塔板负荷性能图

7.1雾沫夹带线

5.710

6

依式ev式中ua



ua



Hh

fT

(*) 取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气 

3.2

VSVS

1.3523VS

ATAf0.7850.046

hf2.5hwhow







2.5hw2.84103E



3600LSl

W



 

近似取E=1.0, hw0.03m,lW0.63m 则

3600LS32/33

hf2.50.032.84100.0752.27LS

0.63



精馏段：0.003203N/m带入(*)

1.3532VS5.7106

 0.12/332.0261030.450.0752.27LS 整理得：VS2.0010.60LS 提馏段：0.0051526N/m同理带入后整理得VS2.3312.29LS

3.2

7.2 液泛线

Hd=φ(HThw)

由HdhphLhd，hphchlhζ，hlβhL，hLhwhow 得aVsbcLsdLs

0.051ρVa()(A0c0)2ρL

bφHT(φβ1)hw其中带入数据 2

c0.153/(lwh0)

d2.84103E(1β)(3600)2/3lw

a0.0450b0.1926

精馏段 提馏段

c870.55d1.4343

a0.0317

b0.1917



c1033.15d1.4615

2/3

所以精馏段VS4.282319355.77LS31.89LS

提馏段VS6.054432629.97LS46.16LS

2/3

7.3 液相负荷上限线

取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式

LSmax

HTAf





0.450.046

0.00517m3/s4

液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量Vs无关的垂线

7.4液相负荷下限线

取平堰、堰上液层高度how0.006m为液相负荷下限条件，E1.0 则how

2.843600LS,min2/3

E() 1000lw

即0.006

2.843600LS,min

110000.63

 

得：LS.min5.37104m3/s

7.5漏液线（气相负荷下限线）

由u0，min=4.4C00.00560.13hLhζ）ρL/ρV

u0,min

VS,minA0

hLhwhow

how

2.84Lh

E得 1000lw

精馏段：

2.84Lh

=4.4C0A00.00560.13hwE

1000lw





2/3

Vs，min



hζ）ρL/ρV 

2.843600LS774.41

4.40.7720.053[0.00560.13(0.03)0.003236]

10000.631.137

Vs，min=0.1880.50LS

2/3

4.27

提馏段：

V's，min

2.84Lh

4.4C0A00.00560.13hwE

1000lw





2/3



hζ）ρL/ρV 

2/3

2.843600LS924.17

4.40.7720.053[0.00560.13(0.03)0.004535]

10000.630.0954

得Vs，min=0.18.75LS

2/3

4.85

将以上5条线标绘于图（VSLS图）中，即为精馏段负荷性能图。

5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与线的交点相应相负荷为VS,max，OP线与气相负荷下限线的交点相应气相负荷为Vs,min。同理可绘提馏段负荷性能图。

7.6操作弹性

2.22.01.81.61.4

Vs(m/s)

1.21.00.80.60.40.20.0

0.000

0.0010.0020.0030.0040.0050.006

Ls(m/s)

精馏段的操作弹性

VS,maxVS,min



1.87

4.80（图如上）(在3-5之间符合要求) 0.39

2.62.42.22.01.8

Vs(m/s)

1.61.41.21.00.80.60.40.20.0

0.000

0.001

0.002

0.003

0.004

0.005

0.006

Ls(m/s)

VS,max2.103

4.88（图如上）提馏段操作弹性（在3-5之前符合要求） VS,min0.43

8. 辅助设备及零件设计

8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）

甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式 8.1.1估计换热面积冷凝量 G

(R1)D162.63

0.0452kmo/ls

36003600

塔顶气化潜热 r0.995351700.00542349.6535205.9KJ/kmol 换热量 QGr0.045235205.91590.43kJ/s 冷凝水始温12℃，出口温度22℃。冷凝水的平均温度t

t1t2

17℃，塔顶温度64.58℃ 2

水的流量： G2

Q1590.43

37.99kg/s CPt4.1854(2212)

（64.5812）（64.5822）

47.41℃ 平均温度差：Δtm

64.5812ln

64.5822

甲醇—水系统冷凝操作的传热系数K值范围为582~1163W/(m2k) 选择k850W/(m2k)

Q1590.43103

39.47m2 传热面积估计值：A

Ktm85047.41

安全系数取1.2, 则 A1.239.4747.36m2 管子尺寸取252.5mm 水流速取ui=1.0m/s

单程管数： n



37.99

121.1根取137根

d2u

0.0221.0998.65

单程管长： l

A47.36

4.98m

dn0.025121.1

取管心距 t1.25d031.25mm 壳体直径取400mm. 折流板：弓形折流板。取折流板间距B=200mm 由上面的计算可知：应选取换热器G-400-1-16-40

8.1.2核算管程，壳程的流速及Re

πdin3.140.022137

0.043m2 流通截面积：Ai

4np41

管内水的流速ui

G237.99

0.88m/s ρ水Ai998.650.043

Rei

diuρi





0.021.11998.65

2.026104 5

109.45310

8.1.3 管程的压降由于钢管的绝对粗糙度

0.15mm,故



0.0075,查与Re及的关系图，得0.039 dd



又取管程结垢校正系数 Ft0.5，故得管程压降为

lu26998.650.882

(0.0393)0.52 p(3)FtNP

di20.022

2866Pa10kPa 因此，压降满足要求. 8.1.4计算管内给热系数i

30050,di0.02

Re1.62104104,而且

i0.023(



)Re0.8Pr0.4

i0.023(

0.59118

)(1.62104)0.87.770.43583.57W/(m2℃）

0.02

8.1.5冷凝给热系数0以及K值的计算

0的计算：

一般情况下，水平管的给热系数大于垂直管的冷凝给热系数，所以列管换热器选用水平安装方式。对于n根水平管束，可用下式计算：02.022ln

uW1

又因为n>100时，取该系数0.6，设壁温tw33.2℃，则平均膜温

T'W

64.58133.2

48.89℃

此温度下甲醇的物性数据为：

766.00kg/m3 4.043104Pas 0.193W2/m/K 02.022ln

uW1

766.00261372

2004.1W/(m℃） 2.020.60.1932 4

4.043100.045232.02

垢层热阻：

甲醇冷凝时，垢层热阻R0较小，管内的垢层热阻Ri则较大:R0RI0.0006m2℃/w。 K值计算：

K

d0d1

RiR00ididm0

0.0250.00250.0251

0.0006

3583.570.02450.02252004.1

662.46W/(m2℃)



Tw校核：

TwT

Ktm

0

64.58

662.4647.41

48.02℃

2004.1

与假设值T'w=48.89℃，仅差0.03℃，认为计算合理。换热面积及安全系数计算：

Q1590.43103

51.7m2 S

Ktm662.4647.41

实际换热器的传热器的传热面积为

Snldo13760.02564.5m2 故安全系数： k

64.5

1.24 51.7

此值在1.15~1.25之间，表示选的合理。管束与壳体温差的计算：根据对流传热速率可得

tw) QiS(tw

Q1590.43103tm1724.37℃ 故 tiS3538.5764.5

而管束的平均温度为 tmg

1,(twtw)0.5(33.324.37)28.84℃ 2

则壳体与管束的温差为

tTtmg64.5828.8435.74℃50℃ 以上各计算表明，所选型号的换热器合用。

8.2釜式再沸器

计算热负荷：

ra1002.8kj/kg rb2255.87kJ/kg

G

270.99(32.040.006618.010.9934)LML1.363kg/s 36003600

考虑到5%的热损失后

Q1.05Grb1.363(0.00661002.80.99342255.87)1.053216.7kW

选用0.2MPa饱和水蒸气加热，ts热120.23℃

因两侧均为恒温相变 tmts热ts冷120.2399.1021.13℃ 取传热系数K=1000W/（m2.K）

Q3216.7103

152.23m2 估算传热面积A

Ktm100021.13

取安全系数1.2，实际传热面积A=152.231.2=182.7m2

8.3原料预热器

原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热

查表t=75.36℃ Cp甲醇=2.9004kJ/(kg•K) Cp水=4.193kJ/(kg•K) 摩尔分数 xF=0.40

则 Cpc=2.9×0.4+4.193×0.6=3.676kJ/(kg•K) 设加热原料温度由20℃到75.36℃

G

FMF180(32.040.418.010.6)

1.181kg/s 36003600

（75.3620）240.34kW 显热：QGCpct1.1813.676

潜热：甲醇气化潜热：1076.4kJ/kg, 水的气化潜热：2326.5kJ/kg.

Q2(0.41074.40.62326.5)1.1812156.10kw QQ1Q2240.342156.102396.44Kw

选择传热系数K=800 w/(m2•K) 计算传热面积：

tm

(13020)(13075.36)

79.12℃

(13020)ln

(13075.36)

Q2156.10103

A37.86m2

80079.12Ktm

取安全系数为1.2A实际=37.861.2=45.43m2

8.4管路设计

8.4.1釜残液出料管

釜残液的体积流量：

t=99.10℃：a710.98kg/m3 b973.75kg /m

VSW

WMW

W



108.36(0.0066320.99418)

2.02m3/h0.0006m3/s

0.0066710.980.994973.75

取适宜的输送速度uw=0.70m/s则:

d计

40.0006

0.033m

0.70

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ38mm2.5mm 实际管内流速：uw8.4.2回流液管

回流液体积流量

t=64.58℃ a749.70kg / m b984.18kg /m

40.0006

0.71m/s 2

3.140.033

VSL

LML

L



90.99(0.995320.00518)

3.87m3/h0.0011m3/s

0.995749.70.005984.18

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL0.5m/s，那么

d计

40.0011

0.053m

0.5

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ57mm2.5mm 实际管内流速：uw

40.0011

0.52m/s

3.140.0522

8.4.3再沸器蒸汽进口管

V=162.63×18/0.6/3600=1.35m3/s 设蒸汽流速为16m/s,d计

41.35

0.325m 16

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ350mm15.0mm 实际管内流速：uw8.4.4塔顶蒸汽出口管

DM

71.64(0.99532.040.00518.01)

0.550m3/s

1.1563600

40.550

0.197m

18

41.0

16.7m/s 2

3.140.3

V

D



设蒸汽流速为18m/s,d计

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ219mm15mm

实际管内流速：uw8.4.5冷凝水管

深井水温度为12℃，水的物性数据：

ρ=999.4kg/m3, μ=1.234103pas, Cp=4.129kJ/(kgK) 深井水的质量流率G237.99kg/s，取流速为2m/s 管径d计

437.99

0.153m

999.42

40.550

19.57m/s

0.1902

选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管

实际流速为u

37.994

2.15m/s 2

999.40.150

8.5冷凝水泵

du

2.4105

雷诺数Re



取ε=0.01，/d0.067,查图摩擦系数λ=0.0318 各管件及阀门阻力系数如下:

设管长为5米,扬程取 H0=16m

lu2522

HH0kV16()16(0.031815.5)40.30m

d20.13822

流量V

37.993600

136.8m3/h

999.4

选择IS125-100-200型离心泵,参数为

流量V=200m3/h,扬程,H=50m转速n2900r/min 泵效率,Ƞ=81% 轴功率Na=33.6kW

四、设计结果汇总

1.工艺计算

2.辅助设备

五、设计感想

这是我的第一次课程设计，花了整整两周时间，原本认为很轻松的课程设计做起来并不是想象中的那么容易。

化工原理的设计计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为化工专业的学生，不仅要学好《化工原理》《化工设备》等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题”，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。

由于是工程上边的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在

所难免的，但只要不超过5%就可以，尤其是计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。计算过程中，我主要使用excel进行计算，可以从一方面减少在取舍中出现的误差，精馏段和提馏段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。

总而言之，课程设计是我们深入了解一门课程的好途径，通过不断的计算不断的查询书籍，从而积累我们对于我们所设计的类型的认识。但是由于知识的缺陷，设计中仍有很大不足，希望老师可以指出，促进我的设计质量。

六、参考文献

[1] 管国锋.赵汝溥.化工原理(第三版)，北京:化学工业出版社，2008.

[2] 姚玉英,陈常贵, 柴诚敬.化工原理，天津:天津大学出版社，2003

[3] 董大勤.化工设备机械基础.北京：化学工业出版社，2002.

[4] 刘道德，袁庆辉.化工设备的选择与设计，中南大学出版社，2002.6

[5] 华南工学院化工原理教研组.化工过程及设备设计.华南工学院

[6] 冯元琦，李关云.甲醇生产操作问答.北京：化学工业出版社

七、致谢

此次设计过程，由于本身知识有限，设计过程中很多同学的帮助和刘晓勤老师和王晓东老师的指导，对于它们的无私帮助，我表示深深的感谢！

一、前言............................................................ 3

1.精馏与塔设备简介 .............................................. 3

2.体系介绍 ...................................................... 4

3.筛板塔的特点 .................................................. 5

4.设计要求: ..................................................... 5

二、设计说明书...................................................... 6

1.设计单元操作方案简介 .......................................... 6

2.筛板塔设计须知 ................................................ 6

3.筛板塔的设计程序 .............................................. 7

三、设计计算书...................................................... 7

1.设计参数的确定 ................................................ 7

1.1进料热状态 ............................................... 7

1.2加热方式 ................................................. 7

1.3回流比的选择 ............................................. 8

1.4塔顶冷凝水的选择 ......................................... 8

2.流程简介及流程图 .............................................. 8

3.理论塔板数的计算与实际板数的确定 .............................. 9

3.1理论板数计算 ............................................. 9

3.2操作温度的计算 .......................................... 11

3.3热量衡算 ................................................ 12

3.4全塔效率的计算 .......................................... 12

3.5实际板层数的确定 ........................................ 13

4.塔的工艺条件及物性数据计算 ................................... 13

5.塔板主要工艺参数确定 ......................................... 19

5.1溢流装置 ................................................ 19

5.2溢流堰长 ................................................ 19

5.3出口堰高 ................................................ 19

5.4降液管的宽度与降液管的面积： ............................ 20

5.5降液管底隙高度ho：...................................... 20

5.6塔板布置及筛孔数目与排列 ................................ 21

6.筛板的力学检验 ............................................... 22

6.1塔板压降 ................................................ 22

6.2筛板塔液面落差 .......................................... 23

6.3液沫夹带 ................................................ 23

6.4漏液 .................................................... 24

6.5液泛 .................................................... 25

7.塔板负荷性能图 ............................................... 25

7.1雾沫夹带线 .............................................. 25

7.2 液泛线.................................................. 26

7.3 液相负荷上限线.......................................... 26

7.4液相负荷下限线 .......................................... 27

7.5漏液线（气相负荷下限线） ................................ 27

7.6操作弹性 ................................................ 28

8. 辅助设备及零件设计 .......................................... 29

8.1塔顶冷凝器（列管式换热器） .............................. 29

8.2釜式再沸器： ............................................ 33

8.3原料预热器 .............................................. 34

8.4管路设计 ................................................ 35

8.5冷凝水泵 ................................................ 37

四、设计结果汇总................................................... 38

1.工艺计算 ..................................................... 38

2.辅助设备 ..................................................... 40

五、设计感想...................................................... 40

六、参考文献...................................................... 41

七、致谢.......................................................... 41

一．前言

1.精馏与塔设备简介

塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。

2.体系介绍

作图如下：

3.筛板塔的特点

4.设计要求

体系：甲醇—水体系

已知：进料量F= 180kmol/h

进料浓度ZF= 0.40（摩尔分数，下同）

进料状态：q＝ 1

操作条件：单板压降不大于0.7kPa。

塔顶冷凝水采用深井水，温度t＝12℃；

塔釜加热方式：间接蒸汽加热

分离要求： XD= 0.995 ； 0.99

二、设计说明书

1. 设计单元操作方案简介

2.筛板塔设计须知

段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。

3. 筛板塔的设计程序

（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比lw/D、降液管形式及泛点百分率。

（2）塔径计算。

（3）塔板版面布置设计及降液管设计。

（4）塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图及确定确定操作点。

三．设计计算书

1.设计参数的确定

1.1进料热状态

1.2加热方式

1.3回流比（R）的选择

实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。选定操作R时应考虑，随R

选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔

内气、液流量L，V，L’，V’增加，势必使蒸馏釜

加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费

用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔

径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操

作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最

1.4 塔顶冷凝水的选择

采用深井水，温度t＝12℃

2.流程简介及流程图

3.理论塔板数的计算与实际板数的确定

3.1理论板数计算

3.1.1物料衡算

已知进料量F＝180kmol/h，进料组成XF＝0.40，进料q＝1 设计要求：XD＝0.995，=0.99

衡算方程：

3.1.2 q线方程

XF＝0.40 q＝1q线方程为：X＝0.40

3.1.3平衡线方程

使用软件作平衡线和q线如下图所示：1.00.00.20.40.60.81.01.0

0.80.8

Y Axis Title0.60.6

0.40.4

0.20.2

0.0

0.00.20.40.60.80.01.0

X Axis Title

由q线方程和平衡线方程交点确定Xe=0.4，Ye=0.7317

3.1.4 Rmin和R的确定

XDYe0.9950.73170.7938 YeXe0.73170.40Rmin

R1.6Rmin1.60.79381.2701

3.1.5精馏段操作线方程的确定

精馏段操作线方程

Yn1XR1.27010.995XnDXn0.5595Xn0.4383 R1R12.27012.2701

3.1.6精馏段和提馏段气液流量的确定

D＝71.64kmol/h R＝1.2701

精馏段： L＝RD＝90.99kmol/h

V＝（R＋1）D＝162.63kmol/h

提馏段： L’＝L＋qF＝90.99+180=270.99kmol/h

V’＝V－（1－q）F＝V＝162.63kmol/h

3.1.7提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程：

Ym1WXWL'270.990.00663108.36XmXm1.663Xm0.0044 V'V'126.63126.63

3.1.8图解法计算

Y1=XD=0.995 开始作图得

可得板共15块不足

NT14X14XW0.0243760.006631414.97 X14X150.0243760.00616其中第11块板为进料板

精馏段共10块理论板

提馏段共4.97块理论板(从上往下数,不包括再沸器)

1.0

0.6

0.8

1.0

1.2

0.8

1.0

0.6

0.4

0.8

0.2

0.0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.0

3.2操作温度的计算

由t-x-y图作图可得塔顶 XD=0.995 tD=64.58℃ 塔底 XW=0.00663 tW=99.10℃ 进料板 XF=0.40 tF=75.36℃ 进料板上一板：

X=0.51 t=72.97℃

进料板下一板：

X=0.382 t=75.80℃

[***********]00.0

0.2

0.4

0.6

0.8

0.0

0.2

0.4

0.6

0.8

1.[***********]601.0

则塔平均温度 tm

tDtW64.5899.10

81.84℃ 22

精馏段平均温度t精

t64.5872.97FtD

68.78℃ 22



提馏段平均温度t提

ttW75.8099.10F87.45℃

3.3热量衡算

塔顶（冷凝器）放热 QDVra162.63352605.78106kj/h 塔底（再沸器）吸热 QwVrb162.63408406.58106kj/h

3.4全塔效率的计算

tm81.84℃时查得纯流体物性粘度

sP aa5sP 水0.000347

甲醇0.00029

mxF甲醇(1xF)水0.400.0002510.400.0003470.000326Pa.s

81.8481.48

0.1928

84.0181.48

81.8481.48

y0.5870(0.52330.5870) 9 0.577

84.0181.48

用内插法:x0.05(0.100.05)

a

X水Y甲醇X甲醇Y水



(10.1928)0.5779

5.73

0.1928(10.5779)

m5.730.0003261.868mPas 查精馏操作总板效率图得 ET=0.40

3.5实际板层数的确定

N精=10/0.40=25

N提=4.97/0.40=12.425≈13(包括再沸器) NP＝N精+N提＝25+13=38块

4 . 塔的工艺条件及物性数据计算

4.1操作压力pm

其中塔顶压力PD=101.3kPa 单板压降ΔP=0.7kPa

进料板压力PF=101.3+0.713=110.4kPa 塔底压力P底=101.3+0.738=127.9kPa 精馏段平均操作压力p精

pDpF101.3110.4

105.9kpa 22

提馏段平均操作压力p提

pWpF127.9110.4

119.15kpa 22

平均操作压力Pm=(101.3kPa+127.9kPa)/2=114.6kPa

4.2密度及流量

Ⅰ、精馏段

t精68.78℃ p=105.9kpa

查t-x-y图得x=0.7449 y=0.8923

液相平均分子量：MLxaMa(1xa)Mb28.46kg/kmol 气相平均分子量：MvyaMa(1ya)Mb30.53kg/kmol 液相密度：ρL

MaxaMbxb

ρaρb

775.41kg/m3

液相流量：Ls

LML90.9928.46

9.28104m3/s

3600ρL3600775.41

pmMv105.930.53

1.137kg/m3（气相视为理想气RT8.314(273.1568.78)

ρv气相密度：

体）

气相流量：VsⅡ、提馏段

t提87.45℃ p=119.15kpa

VMV162.6330.53

1.213m3/s

3600ρV36001.137

查图得 x=0.09990 y=0.4274



液相平均分子量：MLxaMa(1xa)Mb19.42kg/kmol 

气相平均分子量：MvyaMa(1ya)Mb24.01kg/kmol

液相密度： ρL



924.17kg/m

MaxaMbxb

ρaρb

LML270.9919.42

1.582103m3/s 液相流量: Ls

3600ρL3600924.17

pmMv119.1524.01

0.954kg/m3 气相密度: ρv

RT8.314(273.1587.45)

气相流量： Vs



VMV162.6324.011.137m3/s 3600ρ36000.954V

4.3液相表面张力的确定

塔顶液相表面张力

ζDxaζa(1xa)ζb0.9950.189(10.995)0.06510.0191N/m

进料板液相表面张力

ζFxaζa(1xa)ζb0.400.179(10.40)0.06300.0449N/m

塔底液相表面张力

ζWxaζa(1xa)ζb0.006630.157(10.00663)0.05840.0581N/m

精馏段平均液相表面张力ζ精

ζDζF

0.03203N/m 2ζWζF

0.05146N/m 2

提馏段平均液相表面张力ζ提

全塔平均液相表面张力 ζ

ζDζF

/m0.03853N

4.4 液体平均粘度计算

lgμmXilgμi

塔顶粘度

lgμDXilgμi0.995lg0.34450.005lg0.4418μD0.3450mPas

进料板粘度

lgμFXilgμi0.40lg0.31220.6lg0.3782μF0.35029mPas

塔底粘度

lgμwXilgμi0.00663lg0.2579(10.00663)lg0.2823μW0.2821mPas

精馏段平均液相粘度精

DF

0.3477mPas

提馏段平均液相粘度提

WF

0.3149mPas

全塔平均液相粘度

WD

0.3326mPas

4.5塔的工艺条件

塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。

板间距与塔径关系

选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.06m. 分离空间：HT- hL=0.45-0.06=0.39m Ⅰ、精馏段

（功能参数：

LSS0.000928 775.41

0.0198 VSV1.2131.137

从史密斯关联图查得：

C200.095，则CC20（

ζ0.2

）0.104 20

umaxC

LρV775.411.137

0.1042.72m/s ρV1.137

可取安全系数为0.65（安全系数0.6—0.8），则：

u0.65umax0.652.721.77m/s D

4VS

u

41.213

0.93m

3.1421.77

圆整得D=1.0m

塔截面积：AT

D2



1.02

0.785m2

空塔气速：uVS1.2131.55m/s

0.785

Ⅱ、提馏段功能参数：（

LSVS

SρV

0.001582

1.137

924.17

0.043 0.954

ζ0.2（提）0.093，由于CC200.114 从史密斯关联图查得：C20

umax



LρV924.170.954C0.1143.45m/s

0.954ρV

可取安全系数为0.65（安全系数0.6—0.8），则

ax0.653.452.24m/s u0.65umD

4VS

u

41.137

0.803m

3.1422.24

圆整得D'=1.0m=D



塔截面积：ATAT0.785m2

空塔气速：u

VSAT



1.137

1.45m/s 0.785

4.6塔有效高度

精馏段有效高度 Z精(NP11)HT(251)0.4510.8m 提馏段有效高度 Z提(NP21)HT(131)0.455.4m

从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米

所以应多加高(0.70.45)

1.36m 7

总塔的有效高度 ZZ精Z提110.85.41.3617.56m

4.7整体塔高

(1)塔顶空间HD

取HD=1.6 HT=0.45 加一人孔0.6米，共为2.65m (2)塔底空间

塔底储液高度依停留4min而定 HL

0.00157460LS

0.48m 0.785AT

取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间开一直径为0.6米的人孔 Hw10.481.48m

（3）整体塔高 HZHWHD17.561.482.6521.69m

5.塔板主要工艺参数确定

5.1溢流装置

采用单溢流、弓形降液管，凹形受液盘，不设进口堰。

5.2溢流堰长lw

单溢流去lW=（0.6～0.8）D,取堰长 lw=0.63D=0.63×1.0=0.63m

5.3出口堰高hW

hWhLhOW lw/D0.63

精馏段：

LhlW

2.5



36000.000928

10.58m

0.632.5

查液流收缩系数图得 E=1.03，则

hOW

2.84

1000

LhElW

2.8436000.0009281.030.008982m0.006m 10000.63

提馏段：

LhlW



2.5

36000.001582

18.01m 2.5

0.63

查液流收缩系数图得 E=1.04，则

hOW

2.84Lh2.8436000.001582

E1.040.01282m0.006m 1000lW10000.63

取hw0.03m 则：hLhwhow0.030.0089820.03898m

20.0428m2 hLhwhow0.030.0128

5.4降液管的宽度Wd与降液管的面积Af

由lw/D0.63查得Wd/D0.11，Af/AT0.058 则：Wd0.11D0.111.00.11m， Af0.058



D20.058

3.14

1.020.046m2 4

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，

精馏段：

AfHTLs



0.0460.45

22.08s（大于5s，符合要求）

0.000928

提馏段：

AfHT0.0390.4512.95s（大于5s，符合要求） 0.001582Ls

所以降液管尺寸可用

5.5降液管底隙高度ho

取液体通过降液管底隙的流速u0'0.07~0.25m/s

0.07m/s 精馏段：取u0

ho

Ls0.000928

0.021m0 '

0.630.07lwo

则hWh00.030.02100.0090m6mm

0.13m/s 提馏段：取u0

Ls0.001582

0.01932m ho'

lwo0.130.63



则hWh00.030.019320.01068m6mm 故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度h'w30mm

5.6塔板布置及筛孔数目与排列

5.6.1塔板的分块

D≥800mm，故塔板采用分块式，查表塔板分为3块。 5.6.2边缘区宽度确定

溢流堰前的安定区宽度：WS=70~100mm，进口堰后的安定区宽度：WS'=50~100mm

小塔一般WC=30~50mm，大塔一般WC=50~70mm。取WSWS'0.08m，WC0.04m

5.6.3开孔区面积Aa计算

πr2x22

Aa2xrxarcsin 180r

D1.0

(WdWs)(0.110.08)0.31m 22D1.0rWc0.040.46m

22x

∴Aa0.524m

5.6.4筛孔计算及其排列

物系无腐蚀性，选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。

筛孔按正三角形排列，取t/d03.0,则孔中心距t为t3d03515mm；

Ad

开孔率为00.907010.08%（在8~15内）

Aat

筛孔数目n为n

1.155Aa1.1550.524

。 2690个；22

t0.015

则每层板上的开孔面积A0为： A0Aa0.10080.5240.0528m2 气体通过筛孔的气速为：精馏段： uo

VS1.21322.97m/s A00.0528

VS1.137

21.53m/s A00.0528

提馏段： uo

6.筛板的力学检验

6.1塔板压降hp

干板阻力hc计算：

由d0/δ=1.67查图得C0=0.772则：

1/2

u

精馏段：

hc0.051

C0u

提馏段：hc0.0510

C0

hl的计算：hlhL

v0.051 1/2mkgFu0.772775.41aa3lsm

2v21.530.9540.0510.0409m液柱 0.772924.17l

精馏段： ua

VS1.2131.64m/s 0.7850.046ATAf

F0uav1.64.1371.75Kg1/2/(sm1/2) 查右表得出0.58，

hl0.580.038980.0226m0液柱

提馏段： ua

VS1.137

1.54m/s 0.7850.046ATAf

1.540.9541.50Kg1/2/(sm1/2) F0uav

查表得出0.60

hl0.600.042820.0261m液柱液体表面张力的阻力计算hζ计算：

4ζL432.03103

0.003236m液柱精馏段：h

ρsgd0775.419.810.005提馏段：h

4ζL40.05152

0.004546m液柱 ρsgd0924.179.810.005

气体通过每层塔板的液柱高

：

精馏段：hphchih0.0032360.022610.06610.09195m液柱

单板压降：PPhpLg0.09195775.419.8698.7Pa0.7kPa

ζ0.04090.026120.0045340.07159m提馏段：hphchlh

h 单板压降：PPpLg0.07159924.179.8649Pa0.7kPa

6.2筛板塔液面落差

由于D1600mm，所以不用考虑液面落差

6.3液沫夹带

ua5.7106

eV()3.2(kg液/kg气)

ζLHTHf

精馏段：Hf2.5hL2.50.03900.0974m；

5.71061.64

eV()3.20.02440.1k液g/kg气 3

32.03100.450.0974提馏段：Hf2.5hL2.50.04280.107m；

5.71061.54

eV()3.20.01350.1k液g/kg气 3

0.450.10751.5210

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

6.4漏液

筛板塔漏液点气速： u0，min=4.4C00.00560.13hLhζ）ρs/ρV 精馏段：

u0,min4.40.772

0.00560.130.03900.003236775.41

1.137

7.65m/s，提馏段：

u0，min4.40.772

0.00560.130.04280.004535924.17

0.954

8.61m/s 实际筛孔气速： u022.97m/s＞u0，min

21.53m/s>u0，min u0

稳定系数： K

u0u0,min

3.00

K

u0

2.50 ,minu0

均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求.

6.5液泛

为防止塔内发生液泛,降液管内液层高要满足： Hd(HThw) 对于设计中的甲醇-水体系：0.5， Hd0.5(0.450.03)0.24m 由于板上不设进口堰

（精馏段： hd0.153

Ls20.0009282

）0.153（）0.00075m液柱 lwh00.630.0210

HdhphLhd0.09200.03900.000750.1318m0.24m

ls0.00158222

0.153（）0.153（）0.00259m液柱提馏段： hd

lwh00.630.01925

hHdphLhd0.07140.04280.002590.1170m0.24m

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的，所以不会发生淹泛现象。

7.塔板负荷性能图

7.1雾沫夹带线

5.710

6

依式ev式中ua



ua



Hh

fT

(*) 取雾沫夹带极限值ev为0.1Kg液/Kg气 

3.2

VSVS

1.3523VS

ATAf0.7850.046

hf2.5hwhow







2.5hw2.84103E



3600LSl

W



 

近似取E=1.0, hw0.03m,lW0.63m 则

3600LS32/33

hf2.50.032.84100.0752.27LS

0.63



精馏段：0.003203N/m带入(*)

1.3532VS5.7106

 0.12/332.0261030.450.0752.27LS 整理得：VS2.0010.60LS 提馏段：0.0051526N/m同理带入后整理得VS2.3312.29LS

3.2

7.2 液泛线

Hd=φ(HThw)

由HdhphLhd，hphchlhζ，hlβhL，hLhwhow 得aVsbcLsdLs

0.051ρVa()(A0c0)2ρL

bφHT(φβ1)hw其中带入数据 2

c0.153/(lwh0)

d2.84103E(1β)(3600)2/3lw

a0.0450b0.1926

精馏段 提馏段

c870.55d1.4343

a0.0317

b0.1917



c1033.15d1.4615

2/3

所以精馏段VS4.282319355.77LS31.89LS

提馏段VS6.054432629.97LS46.16LS

2/3

7.3 液相负荷上限线

取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式

LSmax

HTAf





0.450.046

0.00517m3/s4

液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量Vs无关的垂线

7.4液相负荷下限线

取平堰、堰上液层高度how0.006m为液相负荷下限条件，E1.0 则how

2.843600LS,min2/3

E() 1000lw

即0.006

2.843600LS,min

110000.63

 

得：LS.min5.37104m3/s

7.5漏液线（气相负荷下限线）

由u0，min=4.4C00.00560.13hLhζ）ρL/ρV

u0,min

VS,minA0

hLhwhow

how

2.84Lh

E得 1000lw

精馏段：

2.84Lh

=4.4C0A00.00560.13hwE

1000lw





2/3

Vs，min



hζ）ρL/ρV 

2.843600LS774.41

4.40.7720.053[0.00560.13(0.03)0.003236]

10000.631.137

Vs，min=0.1880.50LS

2/3

4.27

提馏段：

V's，min

2.84Lh

4.4C0A00.00560.13hwE

1000lw





2/3



hζ）ρL/ρV 

2/3

2.843600LS924.17

4.40.7720.053[0.00560.13(0.03)0.004535]

10000.630.0954

得Vs，min=0.18.75LS

2/3

4.85

将以上5条线标绘于图（VSLS图）中，即为精馏段负荷性能图。

7.6操作弹性

2.22.01.81.61.4

Vs(m/s)

1.21.00.80.60.40.20.0

0.000

0.0010.0020.0030.0040.0050.006

Ls(m/s)

精馏段的操作弹性

VS,maxVS,min



1.87

4.80（图如上）(在3-5之间符合要求) 0.39

2.62.42.22.01.8

Vs(m/s)

1.61.41.21.00.80.60.40.20.0

0.000

0.001

0.002

0.003

0.004

0.005

0.006

Ls(m/s)

VS,max2.103

4.88（图如上）提馏段操作弹性（在3-5之前符合要求） VS,min0.43

8. 辅助设备及零件设计

8.1塔顶冷凝器（列管式换热器）

甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式 8.1.1估计换热面积冷凝量 G

(R1)D162.63

0.0452kmo/ls

36003600

塔顶气化潜热 r0.995351700.00542349.6535205.9KJ/kmol 换热量 QGr0.045235205.91590.43kJ/s 冷凝水始温12℃，出口温度22℃。冷凝水的平均温度t

t1t2

17℃，塔顶温度64.58℃ 2

水的流量： G2

Q1590.43

37.99kg/s CPt4.1854(2212)

（64.5812）（64.5822）

47.41℃ 平均温度差：Δtm

64.5812ln

64.5822

甲醇—水系统冷凝操作的传热系数K值范围为582~1163W/(m2k) 选择k850W/(m2k)

Q1590.43103

39.47m2 传热面积估计值：A

Ktm85047.41

安全系数取1.2, 则 A1.239.4747.36m2 管子尺寸取252.5mm 水流速取ui=1.0m/s

单程管数： n



37.99

121.1根取137根

d2u

0.0221.0998.65

单程管长： l

A47.36

4.98m

dn0.025121.1

取管心距 t1.25d031.25mm 壳体直径取400mm. 折流板：弓形折流板。取折流板间距B=200mm 由上面的计算可知：应选取换热器G-400-1-16-40

8.1.2核算管程，壳程的流速及Re

πdin3.140.022137

0.043m2 流通截面积：Ai

4np41

管内水的流速ui

G237.99

0.88m/s ρ水Ai998.650.043

Rei

diuρi





0.021.11998.65

2.026104 5

109.45310

8.1.3 管程的压降由于钢管的绝对粗糙度

0.15mm,故



0.0075,查与Re及的关系图，得0.039 dd



又取管程结垢校正系数 Ft0.5，故得管程压降为

lu26998.650.882

(0.0393)0.52 p(3)FtNP

di20.022

2866Pa10kPa 因此，压降满足要求. 8.1.4计算管内给热系数i

30050,di0.02

Re1.62104104,而且

i0.023(



)Re0.8Pr0.4

i0.023(

0.59118

)(1.62104)0.87.770.43583.57W/(m2℃）

0.02

8.1.5冷凝给热系数0以及K值的计算

0的计算：

一般情况下，水平管的给热系数大于垂直管的冷凝给热系数，所以列管换热器选用水平安装方式。对于n根水平管束，可用下式计算：02.022ln

uW1

又因为n>100时，取该系数0.6，设壁温tw33.2℃，则平均膜温

T'W

64.58133.2

48.89℃

此温度下甲醇的物性数据为：

766.00kg/m3 4.043104Pas 0.193W2/m/K 02.022ln

uW1

766.00261372

2004.1W/(m℃） 2.020.60.1932 4

4.043100.045232.02

垢层热阻：

甲醇冷凝时，垢层热阻R0较小，管内的垢层热阻Ri则较大:R0RI0.0006m2℃/w。 K值计算：

K

d0d1

RiR00ididm0

0.0250.00250.0251

0.0006

3583.570.02450.02252004.1

662.46W/(m2℃)



Tw校核：

TwT

Ktm

0

64.58

662.4647.41

48.02℃

2004.1

与假设值T'w=48.89℃，仅差0.03℃，认为计算合理。换热面积及安全系数计算：

Q1590.43103

51.7m2 S

Ktm662.4647.41

实际换热器的传热器的传热面积为

Snldo13760.02564.5m2 故安全系数： k

64.5

1.24 51.7

此值在1.15~1.25之间，表示选的合理。管束与壳体温差的计算：根据对流传热速率可得

tw) QiS(tw

Q1590.43103tm1724.37℃ 故 tiS3538.5764.5

而管束的平均温度为 tmg

1,(twtw)0.5(33.324.37)28.84℃ 2

则壳体与管束的温差为

tTtmg64.5828.8435.74℃50℃ 以上各计算表明，所选型号的换热器合用。

8.2釜式再沸器

计算热负荷：

ra1002.8kj/kg rb2255.87kJ/kg

G

270.99(32.040.006618.010.9934)LML1.363kg/s 36003600

考虑到5%的热损失后

Q1.05Grb1.363(0.00661002.80.99342255.87)1.053216.7kW

选用0.2MPa饱和水蒸气加热，ts热120.23℃

因两侧均为恒温相变 tmts热ts冷120.2399.1021.13℃ 取传热系数K=1000W/（m2.K）

Q3216.7103

152.23m2 估算传热面积A

Ktm100021.13

取安全系数1.2，实际传热面积A=152.231.2=182.7m2

8.3原料预热器

原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热

查表t=75.36℃ Cp甲醇=2.9004kJ/(kg•K) Cp水=4.193kJ/(kg•K) 摩尔分数 xF=0.40

则 Cpc=2.9×0.4+4.193×0.6=3.676kJ/(kg•K) 设加热原料温度由20℃到75.36℃

G

FMF180(32.040.418.010.6)

1.181kg/s 36003600

（75.3620）240.34kW 显热：QGCpct1.1813.676

潜热：甲醇气化潜热：1076.4kJ/kg, 水的气化潜热：2326.5kJ/kg.

Q2(0.41074.40.62326.5)1.1812156.10kw QQ1Q2240.342156.102396.44Kw

选择传热系数K=800 w/(m2•K) 计算传热面积：

tm

(13020)(13075.36)

79.12℃

(13020)ln

(13075.36)

Q2156.10103

A37.86m2

80079.12Ktm

取安全系数为1.2A实际=37.861.2=45.43m2

8.4管路设计

8.4.1釜残液出料管

釜残液的体积流量：

t=99.10℃：a710.98kg/m3 b973.75kg /m

VSW

WMW

W



108.36(0.0066320.99418)

2.02m3/h0.0006m3/s

0.0066710.980.994973.75

取适宜的输送速度uw=0.70m/s则:

d计

40.0006

0.033m

0.70

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ38mm2.5mm 实际管内流速：uw8.4.2回流液管

回流液体积流量

t=64.58℃ a749.70kg / m b984.18kg /m

40.0006

0.71m/s 2

3.140.033

VSL

LML

L



90.99(0.995320.00518)

3.87m3/h0.0011m3/s

0.995749.70.005984.18

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL0.5m/s，那么

d计

40.0011

0.053m

0.5

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ57mm2.5mm 实际管内流速：uw

40.0011

0.52m/s

3.140.0522

8.4.3再沸器蒸汽进口管

V=162.63×18/0.6/3600=1.35m3/s 设蒸汽流速为16m/s,d计

41.35

0.325m 16

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：ϕ350mm15.0mm 实际管内流速：uw8.4.4塔顶蒸汽出口管

DM

71.64(0.99532.040.00518.01)

0.550m3/s

1.1563600

40.550

0.197m

18

41.0

16.7m/s 2

3.140.3

V

D



设蒸汽流速为18m/s,d计

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ219mm15mm

实际管内流速：uw8.4.5冷凝水管

深井水温度为12℃，水的物性数据：

ρ=999.4kg/m3, μ=1.234103pas, Cp=4.129kJ/(kgK) 深井水的质量流率G237.99kg/s，取流速为2m/s 管径d计

437.99

0.153m

999.42

40.550

19.57m/s

0.1902

选取 Φ159×4.5mm热轧无缝钢管

实际流速为u

37.994

2.15m/s 2

999.40.150

8.5冷凝水泵

du

2.4105

雷诺数Re



取ε=0.01，/d0.067,查图摩擦系数λ=0.0318 各管件及阀门阻力系数如下:

设管长为5米,扬程取 H0=16m

lu2522

HH0kV16()16(0.031815.5)40.30m

d20.13822

流量V

37.993600

136.8m3/h

999.4

选择IS125-100-200型离心泵,参数为

流量V=200m3/h,扬程,H=50m转速n2900r/min 泵效率,Ƞ=81% 轴功率Na=33.6kW

四、设计结果汇总

1.工艺计算

2.辅助设备

五、设计感想

这是我的第一次课程设计，花了整整两周时间，原本认为很轻松的课程设计做起来并不是想象中的那么容易。

由于是工程上边的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在

六、参考文献

[1] 管国锋.赵汝溥.化工原理(第三版)，北京:化学工业出版社，2008.

[2] 姚玉英,陈常贵, 柴诚敬.化工原理，天津:天津大学出版社，2003

[3] 董大勤.化工设备机械基础.北京：化学工业出版社，2002.

[4] 刘道德，袁庆辉.化工设备的选择与设计，中南大学出版社，2002.6

[5] 华南工学院化工原理教研组.化工过程及设备设计.华南工学院

[6] 冯元琦，李关云.甲醇生产操作问答.北京：化学工业出版社

七、致谢

此次设计过程，由于本身知识有限，设计过程中很多同学的帮助和刘晓勤老师和王晓东老师的指导，对于它们的无私帮助，我表示深深的感谢！

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