【正文】 甲醇溫度汽化熱kj/kmol403718060356508033980100321501203014014027910水溫度/℃汽化熱r（kg/kg） 105 有表（3）數(shù)據(jù)繪制作如圖—甲苯等壓曲線4—1（tx圖)圖41 甲醇甲甲醇的等壓曲線 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率由于精餾過程的計算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。甲醇的摩爾質(zhì)量 M甲醇 =水的摩爾質(zhì)量 M水 = 表1 甲醇和水的物理性質(zhì)項目相對分子質(zhì)量Mr沸點/℃臨界溫度 t/℃臨界壓強P/kPa甲醇水100原料液的摩爾組成：XF=(+)=同理可求得： XD=(+)=Xw=(+)=．2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液的平均摩爾質(zhì)量：MF=*+()*=塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量MD=*+（）*=塔底的平均摩爾質(zhì)量 MW=*+()*= 原料處理量 F=10000/= 總物料衡算 =D+W 甲醇的物料衡算 *=+ 聯(lián)立解得 D= W=由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點，以上計算結(jié)果見表2。表2 原料液、餾出液與釜殘液的流量名稱原料液餾出液釜殘液972(摩爾分?jǐn)?shù))摩爾 塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù)NT的求取甲醇—水屬理想體系，可采用逐板計算求理論板數(shù)。 （詳見附錄一 ~ Rmin下的理論塔板數(shù)的求?。儆烧n本查得甲醇—水體系的相對揮發(fā)度α=（詳見《化學(xué)工程基礎(chǔ) 》主編 林愛光 清華大學(xué)出版社 141頁）圖42 氣液平衡曲線②求最小回流比及最佳回流比的確定采用泡點進料xq=xf= yq=α*x/(1+(α1)* xq求得 yq=故最小回流比為 Rmin===當(dāng)R==（詳見附錄二 最佳回流比的確定 ） ③塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜殘液量及加熱蒸汽量的計算 L=RD= *= V=(R+1)D=(+1)*= L’=L+F=+= kmol/h V’=V= kmol/h ④求操作線方程 精餾段操作線方程 y=x+Xd=()*x+()*=+ 提餾段操作線方程為 y=xxw=（）*x()*= ⑤計算法求理論塔板數(shù) 總理論板層數(shù) Nt=14（包括再沸器） 進料板位置 Nf=6 實際板層數(shù)的求取 精餾段實際板層數(shù) N精 =5/=≈10 提餾段實際層數(shù) N提 =9/=≈18 熱量衡算本設(shè)計采用壓縮式熱泵回收塔頂蒸汽熱量，用于塔底釜液的再沸用熱。塔頂苯蒸汽一部分（L）先經(jīng)過冷凝器回流到塔頂，而剩余的D產(chǎn)品先經(jīng)過換熱器由水蒸氣加熱，再經(jīng)過經(jīng)過熱泵裝置后變成更高溫度下的氣體。此時高溫蒸汽流過再沸器中熱交換器降溫，使再沸器中的液體溫度升高，流出的苯蒸氣用于其它地方，通過用其放出熱量的同時也降低了其自身的溫度，達到冷凝的目的。對于塔釜流出的高溫液W我們用其降溫時釋放的熱量用于加熱原進料液，從而達到預(yù)熱原料和冷凝W產(chǎn)品的作用。(1)塔頂換冷凝器的熱量衡算L=（因難揮發(fā)組分在塔頂?shù)暮亢苌?，我們可近似按甲醇的熱量計算）?水進出換熱器的的溫度分別為250C和350C。則塔頂L蒸汽所具的熱量Q=CpM=**=*106kJ/h熱流體T/0C 冷流體T/0C 2535 總的傳熱系數(shù)K可取600W/(m2*k)（見《化學(xué)工程基礎(chǔ)》，林愛光） A= m2取冷卻水進出換熱器的溫度分別為250C和350C，則冷凝器冷凝介質(zhì)水的消耗量為Wc=Q/C*(t1t2)=*106/*(3525)=29587kg/h。（2)熱泵熱量衡算選壓縮式熱泵的制熱系數(shù)為6，（見附表），功率P我們?nèi)?00kw則熱泵所提供的熱量為Q1=6*100*3600=*106 KJ(3)塔底再沸器的熱量衡算●采用熱泵將塔頂產(chǎn)品的冷凝的熱負荷與塔釜再沸器中的熱負荷結(jié)合起來，根據(jù)熱泵的工作原理可知，這在很大程度上減少了再沸器所需的水蒸氣。則再沸器所需要的熱負荷：Q=M甲苯*V’*r+M甲苯* V’*Cp* ()= **+***()=*106 KJ，由Q=Cp苯*M苯*D*（）通過內(nèi)差法可得出Cp=,可計算出T2=+=，假設(shè)經(jīng)過冷凝器后所得產(chǎn)的溫度為40攝氏度,=，由Q’=Cp苯*M苯*D*（）=***=對于冷凝器，設(shè)水溫又25攝氏度升為35攝氏度，設(shè)K=120熱流體T/0C 冷流體T/0C 2535有Q’==120*A* 計算得A=有熱泵提供的熱量Q1=Cp苯*M苯*D*(T1T2)T1=T2+=對于塔頂?shù)纳戏綗釗Q器。有塔頂?shù)臏囟?,則塔頂蒸汽通過熱換器所需要的熱量為Q=Cp苯*M苯*D苯*（T1 ）,通過試差法得Cp=,則Q2=***()=*KJ/h。熱流體T/0C 2535 冷流體T/0C 有Q2= 則A=473(4)原料預(yù)熱器熱量衡算塔釜流出的殘釜液的溫度在120攝氏度，這樣可以在塔釜與進料板之間加一個換熱器，將殘幅液冷凝時放出的熱量用在加熱原料液。原料液 T/0C 殘幅液 T/0C 原料液所需熱量：Q1=Cp*M*F*(t1t2)=****()=殘幅液提供的熱量：Q2=Cp*M*W*(T1T2)=***()=*107kJ/h 則可以用再沸器的熱負荷來預(yù)熱原料液選取總傳熱系數(shù)K=120w/(m2*k)，由公式 得： 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算塔頂操作壓力 PD=+4=每層板的壓降 △P=進料板壓力 PF=+*19=塔底壓力 Pw=+*39=精餾段平均壓力 Pm=（+）/2=提餾段平均壓力 Pw=（+）/2= 操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算會泡點溫度，其中甲醇—水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計算，計算過程如下：塔頂壓力 PD= x= = LgPA=LgPB= 試差得:塔頂溫度 td=℃同理可得：進料溫度 tf=℃ 塔底溫度 tw=℃精餾段平均溫度tm =（+）/2=℃提餾段平均溫度 tm=（+）/2=℃ 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由XD=Y1=：X1=Mvdm=*+()*=Mldm=*+()*=進料板平均摩爾質(zhì)量的計算由逐板計算得：yf= xf=Mvfm=*+()*=Mldm=*+()*= kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量的計算由逐板計算得：yw= xw=Mvwm=*+() *=Mlwm=*+()*= kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：Mvm=(+)/2=Mlm=(+)/2=提餾段平均摩爾質(zhì)量：Mvm=(+)/2=Mlm=(+)/2= 平均密度的計算①氣相平均密度的計算有理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段 Pvm= =*(*(+)=提餾段 Pvm===*(*(+)=②液相平均密度方程計算液相平均密度依下式計算，即1/ρlm=∑αi/ρi塔頂液相平均密度的計算：由Td=℃，A(甲醇),B(水)查手冊得ρA=ρldm=1/(+)= kg/ 進料液相平均密度的計算 由Tf=℃，查手冊得 ρA =αA=*(*+*)=ρlfm= = 1/(+)=塔底液相平均密度的計算由Tw=℃，查手冊得 ρA =αA =*(*+*)=ρlwm= = 1/(+)= 精餾段的平均密度 ρlm=（+）/2= 提餾段的平均密度 ρlm=（+）/2= 液相平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算σlm=Σxiσi 塔頂平均液相表面張力的計算 由Td=℃，查手冊得 σA= σldm= + =*+*= mN/m 進料平均液相表面張力的計算 由Tf=℃，查手冊得 σ