【正文】 的濃度。本次設計采用間接加熱。 進料狀態(tài)進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q 值來表示。進料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。q 值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量D 和進料量F 的比值D/F 有關；對于低溫精餾，不論D/F 值如何，采用較高的q 值為經(jīng)濟；對于高溫精餾，當D/F 值大時宜采用較小的q 值，當D/F 值小時宜采用q 值較大的氣液混合物。如果實際操作條件與上述要求不符，是否應對進料進行加熱或冷卻可依據(jù)下列原則定性判斷：(1) 進料預熱的熱源溫度低于再沸器的熱源溫度，可節(jié)省高溫熱源時，對進料預熱有利，但會增加提餾段的塔板數(shù)；(2) 當塔頂冷凝器采用冷凍劑進行冷卻，又有比較低的冷量可利用時，對進料預冷有利。冷夜進料時的操作比較容易控制，且不用加熱原料液，此外，冷夜進料時所用塔板會相對其它進料方式所需要的少，設計和制造時比較方便。本次設計以冷夜進料方式進料。 回流比，影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量 V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D 一定時，V 的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3 種方法之一來確定回流比。(1) 根據(jù)本設計的具體情況，參考生產(chǎn)上較可靠的回流比的經(jīng)驗數(shù)據(jù)選定；(2) 先求出最小回流比Rmin，~2 倍，即R＝（~2）Rmin；(3) 在一定的范圍內(nèi)，選5 種以上不同的回流比，計算出對應的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當R= Rmin時，塔板數(shù)為∞；R＞Rmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實際回流比還應視具體情況選定。 熱能利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。 工藝流程示意圖(1)精餾流程總圖圖11精餾流程總圖(2)原料液的物流走向圖注：F為進料液物流；D為塔頂溜出液物流；W為塔底釜液物流。圖12精餾工藝流程圖(3)全凝器內(nèi)物流的走向圖注：全凝器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程。圖12全凝器物流流程圖(4)再沸器內(nèi)物流的走向圖注：再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程，物料走管程。圖13再沸器物流流程圖第二部分精餾塔的物料衡算工藝設計計算引言：本次設計任務為設計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯甲苯的分離。苯甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，此次設計選用篩板塔。篩板塔，是扎板塔的一種，內(nèi)裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩，并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。、塔底產(chǎn)品的(摩爾質(zhì)量M，下同)已知甲醇摩爾質(zhì)量MA=32kg/kmol；水摩爾質(zhì)量MB=18kg/kmol原料液組成xF== =（摩爾分數(shù)，下同）：塔頂組成：==塔底組成：==*10塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和物料衡算原料液:MF=xFMA+(1xF)MB=塔 頂: MD=xDMA+(1xD)MB= 塔　底: MW=xWMA+(1xW)MB=原料液的年處理量為20000噸則每小時的處理量為20000*103/7200=原料液處理量F==總物料衡算 F=D+W =D+W ①輕組分物料衡算 FxF=DxD+Wxw *=+*104W ② ∴聯(lián)立①、②解得：=,=式中F原料液流量 D塔頂產(chǎn)品流量 W塔底產(chǎn)品流量 表21物料的數(shù)據(jù)匯總含甲醇的摩爾分數(shù)原料XF塔頂XD塔底XW*104平均摩爾流量（kg/h）原料MF塔頂MD塔底MW流量（kmol/h）原料F塔頂產(chǎn)品D塔底產(chǎn)品W.甲醇和水的一些物理性質(zhì)表22 甲醇—水汽—液平衡數(shù)據(jù)溫度 t/℃甲醇摩爾分數(shù)溫度 t/℃甲醇摩爾分數(shù)液相 x/%氣相 y/%液相 x/%氣相 y/%10000100100 表23 甲醇、水的液體黏度μ溫度，℃60708090100μL甲醇，mPasμL水，mPas 表24 甲醇、水的液相汽化熱γ溫度，℃60708090100γ甲醇，kJ/kg700775800850885γ水，kJ/kg12451300141014851520因為是泡點進料，q=1，q線方程：x=xF=，塔釜及進料版的溫度塔頂：（xD1）/（）=（）/（） = 解得 =℃進料：（）/（）=（）/（） = 解得 =℃塔釜：（xw0）/（）=（tw100）/（） xw= *104 解得 =℃精餾段的平均溫度：t==℃提餾段的平均溫度：t==℃（一）理論塔板數(shù)的求取計算法（逐板計算法、簡捷算法）求平均相對揮發(fā)度l 全塔平均相對揮發(fā)度：取塔頂及塔釜α的平均值。，查得的安托因常數(shù)：對于甲醇，其常數(shù)A,B,，，對于水，其常數(shù)A,B,。塔頂：lgP0 甲醇=A= lgP0 水=A=由此可知，塔頂?shù)南鄬]發(fā)度為αD=P0甲醇/P0水=（其中t=）塔釜： lgP0 甲醇=A=lgP0 水=A= 由此可得塔釜的相對揮發(fā)度αw=P0甲醇/P0水=（其中t=）加料處： lgP0 甲醇=A=lgP0 水=A=由此可得進料處的相對揮發(fā)度αF= lgP0 甲醇/ lgP0 水=（其中t=）故==精餾段的平均相對揮發(fā)度：提餾段的平均相對揮發(fā)度： 求最小回流比因飽和液體進料，所以其q線方程為：x=，其與平衡線（全塔的α=）的交點為（YP=,xp=)此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：= 求全塔最小理論塔板數(shù)及精餾段最小理論塔板數(shù)根據(jù)操作回流比R=～2Rmin，…，以逐板計算法計算出相應的理論塔板數(shù)。（用簡捷法求理論板數(shù)） 在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計算 Nmin= (其中XD=,Xw=*104, ==)（二）實際塔板數(shù)的求取 下面以R=R==(RRmin)/(R+1)=（）/（ +1）=(NNmin)/(N+1)==因Nmin= 故N=同上，—，得表26比值RminRNmin(RRmin)/(R+1)(NNmin)/(N+1)NN（R+1）2 圖27由表41可知，當R/=，設備費用和操作費用的和最小，故本課程設計中取R/=R=*=相平衡方程：y=精餾段的操作線方程：y===+因R＇=（R+1）（xFxW)/(xDxF)+( q1)（xDxW)/(xDxF)其中q=1 ，代入數(shù)據(jù)得，R’ = 故提餾段的操作線方程：y==*1042總理論板層數(shù)逐板計算法：先交替使用相平衡方程(a)與精餾段操作線方程（b）計算如 y1=xD= 相平衡 x1= y2= x2= y3= x3= y4= x4= y5= x5= y6= x6= y7= x7= ＜xF= y8= x8= y9= x9= y10= x10= y11= x11= y12= x12= y13= x13= = = = = y16= x16= y17= x17=*104 y18=*104 x18=*104＜xw=*104由此可得:y1=xD= , x1= 。 =,=。=*104,=*104求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)NT=18，其中NT，精=6，NT，提=11（不包括再沸器），進料板位置NF=7利用“精餾塔全塔效率關聯(lián)圖”求出全塔效率，橫坐標為αμL（平均相對揮發(fā)度進料液體平均粘度）～，查圖即得ET，或用經(jīng)驗式塔頂：=℃塔釜=℃ 平均溫度： T平均=℃，平均黏度μL=xFμ甲醇+（1xF）μ水=*+（）*=則=*（*）=：根據(jù)公式可求NP=17/=≈39確定進料位置根據(jù)得精餾段 N精=6/=,取14塊提餾段 N提=11/=,取25塊全塔板數(shù)：N=N精+N提=14+25=39塊，進料板在第15塊板。、液相負荷求精餾塔的氣、液相負荷L=RD=V=(R+1)D=由于是飽和液體進料，因此q=1L’=L+qF=V’=V+(q1)F=W= L’ V’= 再沸器的熱負荷和加熱蒸汽消耗量因殘釜液幾乎為純水，故其焓可按純水進行計算，即：在=℃時，rB =2258kJ/kgIvwIlw= rB’=2258*18kJ/kmol=40644 kJ/kmol對于冷液進料，再沸器的熱負荷為QB=V’(IVWILW)=V’rB ‘*40644kJ/h=*106 kJ/h～，查表得得水的汽化熱為2205～則加熱蒸汽消耗量為：Wh=*106/2205= 因塔頂溜出液幾乎為純甲醇，故其焓可按純甲醇進行計算，=℃時，rA=1101kJ/kgIVdIlD= rA’=1101*32kJ/kmol=35232kJ/kmol冷凝器的熱負荷 QC=*35232=*106kJ/h冷卻水的消耗量取水為冷凝介質(zhì)，其進出冷凝器的溫度分別為30℃和35℃，則平均溫度下的比熱容Cpc = kJ/（kgK）則冷卻水的消耗量WC=QC/［Cpc(t2t1)］=*106/［(3530)］=*105kg/h第三部分精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算塔塔頂操作壓力：PD =每層塔板壓降：　△P=進料板壓力:=+15=塔底壓力為:=+(391)=精餾段的平均操作壓力： Pm(精)=（+）/2=提餾段的平均操作壓力：Pm(提）=（+）/2= kpa前面的計算中已求得： 塔頂=℃，進料：=℃，塔釜：=℃精餾段的平均溫度：==℃提餾段的平均溫度：t==℃由逐板計數(shù)法由此可得:y1=xD= , x1= 。 =,=。=*104,= *104塔頂：y1=xD= , x1= =32+（）18==32+（）18=加料板： =,= =32+()18==32+()18=塔釜：=*104,= *104=*10432+（*104