【正文】 、精餾塔塔釜的加熱方式 1 7 加熱方式分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。間接蒸汽加熱是通過(guò)再沸器使釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，重新再進(jìn)入塔底。使上升蒸汽與回流下來(lái)的冷液再進(jìn)行熱質(zhì)交換。這樣減少了理論板數(shù)，從而降低了成本，但是也存在著增加加熱裝置的缺點(diǎn)。綜合考慮以上兩方面因素，本設(shè)計(jì)選用間接蒸汽加熱。 四 、 操作條件及精餾塔工藝計(jì)算： 本設(shè)計(jì)任務(wù)是分離甲醇水的混合物。對(duì) 于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分冷卻后送至儲(chǔ)罐?；亓鞅仍O(shè)定為最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 (一 )物料衡算 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量： MA＝ 32 kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量： MB＝ 18 kg/kmol xF’＝ % ， xD’＝ % ， xw’＝ % (均為質(zhì)量比 ) xF ＝ (xF’ / MA ) / [ xF’/MA ＋ (1－ xF’)/ MB ] ＝ () / (＋ ) ＝ % xD ＝ (xD’ / MA ) / [ xD’ /MA ＋ (1－ xD’) / MB ] ＝ (98 .5/ 32) / ( / 32 ＋ / 18 ) ＝ % xW ＝ (xW’ / MA ) / [ xW’ / MA ＋ (1－ xW’) / MB ] ＝ ( / 32) / ( / 32 ＋ / 18 ) 1 8 ＝ % 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF＝ % 32 ＋ % 18＝ MD＝ %32＋ %18＝ kg/kmol MW＝ %32 ＋ %18＝ kg/kmol 物料衡算 原料處理量： F＝ 16000 t/y＝ （ 16106 / 7200） /＝ 總物料衡算： ＝ D ＋ W 甲醇物料衡算： % ＝ D% ＋ W% 得 D＝ W＝ 相關(guān)數(shù)據(jù)如列表 1 所示： 表 1 塔頂、塔底、進(jìn)料液的物料數(shù)據(jù) 塔頂 xD’＝ % xD＝ % MF＝＝ 進(jìn)料液 xF’＝ % xF＝ % MD＝ kg/kmol/h D＝ 塔底 xW’＝ % xW＝ % MW＝ (二 )理論塔板數(shù)的確定 甲醇－水屬于理想物系，可采用以下方法求解理論塔板數(shù)：擬合相平衡曲線后逐板計(jì)算法 . 在 的總壓下，甲醇和水的混合物系的 x－ y 圖是建立在汽液平衡數(shù)據(jù)下，表示的是不同溫度下互成平衡的汽液兩相組成 y 與 x 的關(guān)系。對(duì)于理想物系，汽相組成 y 恒大于液相組成 x，因此相平衡線位于 y＝ x 對(duì)角線上方。平1 9 衡線偏離對(duì)角線越遠(yuǎn)，表示該溶液越容易分離。如果已知甲醇 和水的混合物系的汽液平衡關(guān)系，即汽液平衡數(shù)據(jù)，則離開理論板的互成平衡、溫度相等的汽液兩相組成 yn 與 xn 之間的關(guān)系就可以確定。若知道由該板下降的液體組成 xn 及由它的下一層塔板上升的汽相組成 yn+1之間的關(guān)系，從而塔內(nèi)各板的汽液相組成可逐板予以確定，從而便可以求得在指定分離條件下的理論板層數(shù)。 (1) 由手冊(cè)查出甲醇－水汽液相平衡數(shù)據(jù) ，如表 2； 擬合出相平衡方程及作出 x－ y 圖， 如圖 1. 表 2 甲醇－水汽液相平衡數(shù)據(jù) [1] 溫度 t/176。C 液相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 汽相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 溫度 t/176。C 液相中甲醇的 摩爾分?jǐn)?shù) 汽相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù) 100 0 0 1 1 1 10 圖 1：甲醇 水汽液相平衡圖 在對(duì)甲醇和水二元物系汽液平衡數(shù)據(jù)做擬合之后，可得出汽相組成 y 和液相組成x 的函數(shù)關(guān)系式： Y ＝ ＋ － ＋ － 388035736X4 ＋ － ＋ － (2) 求最小回流比及操作回流比 由于本設(shè)計(jì)采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料， q＝ 1， xq＝ xF＝ 根據(jù)擬合得到的 y－ x 方程，可得到 yq＝ 最小回流比 Rmin＝ (xD－ yq) / (yq – xq) 可得到 Rmin＝ 所以回流比 R＝ 2Rmin＝ 2＝ (3)求精餾塔的汽、液相負(fù)荷 L＝ RD＝ ＝ V＝ (R＋ 1) D＝ ＝ L’＝ L＋ F＝ ＋ ＝ V’＝ V＝ (4)精餾段和提餾段的操作線方程 精餾段操作線方程為： y＝ (R/ R+1)x ＋ xD/（ R+1） ＝ ()x ＋ ＝ ＋ 0 1 0 1 x y 1 11 提餾段操作線方程為： y’＝ (L’/V’)x － (W/ V’)xW ＝ ()x－ () ＝ － (5)逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù) 規(guī)定塔釜是第一層塔板，從下往上依次命名為第 3……n 塊。 一連續(xù)精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔釜間接蒸汽加熱。本設(shè)計(jì)從塔底液相組成開始計(jì)算。根據(jù)理論板的概念，從塔釜下降的液相組成 xW 與 y1應(yīng)互成平衡，就可以利用相平衡方程求出 y1與 x2符合提餾段操作關(guān)系，故可用提餾段操作線方程由 y1求得 x2。同理， x2與 y2為平衡關(guān)系，可以用平衡方程由 x2求得 y2，再用提餾段操作線方程由 y2求得 x3。如此交替利用平衡方程及提餾段操作線方程進(jìn)行逐板計(jì)算，直到 x7≥xF時(shí)，則第 6 塊板是加料板。由于對(duì)于間接蒸汽加熱，再沸器內(nèi)汽液兩相可視為平衡，因此再沸器相當(dāng)于一層塔板。因此提餾段所需的理論板層數(shù)是 5。然后改用精餾段操作線方程由 y6求得x7，再利用相平衡方程由 x7 求得 y7。如此重復(fù) 計(jì)算，直到計(jì)算到 x13≥xD為止。因此， 根據(jù)計(jì)算結(jié)果 精餾段所需的理論板層數(shù)是 。在計(jì)算過(guò)程當(dāng)中，每使用一次平衡關(guān)系，便對(duì)應(yīng)一層理論板。 逐板計(jì)算的結(jié)果是精餾塔理論塔數(shù)為 11 塊，提餾段 5 塊，精餾段 塊，進(jìn)料板是第 5 塊 (不包括再沸器 )。 (三 )熱量衡算 求塔頂溫度 tD，塔釜溫度 tW，進(jìn)料溫度 tF (1)塔頂溫度 tD 由于確定了塔頂操作壓力和液相組成，可以采用試差法計(jì)算。先假設(shè)泡點(diǎn)，分別代入安托尼方程求算純組分的飽和蒸汽壓，再由泡點(diǎn)方程核算假設(shè)的泡點(diǎn)。確定液相溫度。汽相溫度與液相溫度相差不大，可近 似看作相等。 假設(shè)泡點(diǎn) t＝ ℃，則純組分的飽和蒸汽壓為： 對(duì)甲醇 tpA ???? 4197 ? p*A＝ kpa 對(duì)水 tpB ???? 7074 ? p*B＝ kpa 1 12 將以上數(shù)據(jù)代入泡點(diǎn)方程： x=()/()= = xD 可得： tD ＝ ℃ (2)塔釜溫度 tW(內(nèi)插法 ) 數(shù)據(jù)如表所示： 溫度 t/176。C 液相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 汽相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 100 0 0 tW xW ＝ / （來(lái)源自表 2） 可得： (0－ ) / (0－ ) ＝ (100－ ) / (100－ tW) tW＝ 176。C