【正文】 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(jì)算 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力 PD=+4=每層板的壓降 △P=進(jìn)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(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算會(huì)泡點(diǎn)溫度，其中甲醇—水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)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(jìn)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(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由XD=Y1=：X1=Mvdm=*+()*=Mldm=*+()*=進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)算得：yf= xf=Mvfm=*+()*=Mldm=*+()*= kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由逐板計(jì)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(jì)算①氣相平均密度的計(jì)算有理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段 Pvm= =*(*(+)=提餾段 Pvm===*(*(+)=②液相平均密度方程計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/ρlm=∑αi/ρi塔頂液相平均密度的計(jì)算：由Td=℃，A(甲醇),B(水)查手冊(cè)得ρA=ρldm=1/(+)= kg/ 進(jìn)料液相平均密度的計(jì)算 由Tf=℃，查手冊(cè)得 ρA =αA=*(*+*)=ρlfm= = 1/(+)=塔底液相平均密度的計(jì)算由Tw=℃，查手冊(cè)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(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算σlm=Σxiσi 塔頂平均液相表面張力的計(jì)算 由Td=℃，查手冊(cè)得 σA= σldm= + =*+*= mN/m 進(jìn)料平均液相表面張力的計(jì)算 由Tf=℃，查手冊(cè)得 σA = σlfm= + =*+*= 塔底平均液相表面張力的計(jì)算由TW=℃，查手冊(cè)得 σA = σlwm=+ =*+*=精餾段平均液相表面張力σlm=（+）/2=提餾段平均液相表面張力σlm=（+）/2= mN/m 液體平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即Lgμlm=Σxilgμi塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由Td=℃，查手冊(cè)得 μA=（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(fù)荷與塔釜再沸器中的熱負(fù)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。對(duì)于塔釜流出的高溫液W我們用其降溫時(shí)釋放的熱量用于加熱原進(jìn)料液，從而達(dá)到預(yù)熱原料和冷凝W產(chǎn)品的作用。表2 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁棵Q原料液餾出液釜?dú)堃?72(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(jì)算求理論板數(shù)。塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，若在冷凝器和再沸器之間加一個(gè)熱泵，把塔頂中的產(chǎn)品加壓，加到與再沸器一樣的壓強(qiáng)，這就可以利用苯的冷凝熱用在再沸器中。其優(yōu)點(diǎn)是可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置寵大的傳熱面。操作時(shí)，浮閥可隨上升氣量的變化自動(dòng)調(diào)節(jié)開度，當(dāng)氣量較小時(shí)，閥片的開度亦較小，從而可使氣體能以足夠的氣速通過環(huán)隙，避免過多的漏液，當(dāng)氣量較大時(shí)，閥片浮起，開度增大，使塔板上開孔部分的氣速不隨氣體負(fù)荷變換而大幅度的變化，同時(shí)氣體從閥門下水平吹出加強(qiáng)了氣液接觸，從而提高了傳質(zhì)效率。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。 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求原料：甲醇~水溶液，10000kg/h 甲醇含量：%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))，設(shè)計(jì)要求：塔頂甲醇的含量不小于97%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底甲醇的含量不大于2%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))已知條件： 操作壓力： 4kPa（塔頂表壓） 進(jìn)料熱狀況： 泡點(diǎn)（q=1） 回流比： 自選 單板壓降： = 全塔效率： ET=52%二、計(jì)算過程 1 設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)工藝的確定 設(shè)計(jì)方案本課程設(shè)計(jì)的任務(wù)是分離甲醇—水混合物。精餾過程的實(shí)質(zhì)是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度。即在同一溫度下，各組分的飽和蒸汽壓不同這一性質(zhì)，使液相中的輕組分轉(zhuǎn)移到汽相中，汽相中的重組分轉(zhuǎn)移到液相中，從而達(dá)到分離的目的。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。原料預(yù)熱器精 餾 塔熱泵貯槽熱換器貯槽再沸器殘液貯槽工藝流程圖、工藝流程簡(jiǎn)介 連續(xù)精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜（或再沸器），冷凝器，冷卻器，原料預(yù)熱器及貯槽等．原料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至規(guī)定溫度后，由塔中部加入塔內(nèi)．蒸餾釜（或再沸器）的溶液受熱后部分汽化，產(chǎn)生的蒸汽自塔底經(jīng)過各層塔上升，與板上回流液充分逆流接觸并進(jìn)行多次熱量和質(zhì)量的交換，從而利用溢流液把上升的蒸汽逐步冷凝下來，使重組分在液相中濃縮，同時(shí)使上升蒸汽中易揮發(fā)組分的含量逐漸提高繼而在塔頂?shù)玫捷^純的輕組分，至塔頂引出后進(jìn)入冷凝器中冷凝成液體，冷凝的液體一部分作為塔頂產(chǎn)品，另一部分由塔頂引入塔內(nèi)作為回流液，蒸餾釜中排出的液體為塔底的產(chǎn)品．2. 塔型選擇 塔的類型選擇板式塔，板式塔的主要構(gòu)件有塔體，塔板及氣液進(jìn)、出口、平臺(tái)、塔頂?shù)踝?、柵板等的選擇。浮閥塔板的優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，塔板壓降小，操作彈性大，氣液接觸狀態(tài)良好，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，塔板效率高，液面梯度小，使用周期長(zhǎng)等。這樣在設(shè)計(jì)費(fèi)用上可節(jié)省許多。另外，還可以將熱量至于加料出。 （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(duì)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(yè)）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(diǎn)進(jìn)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?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)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(jì)算法求理論塔板數(shù) 總理論板層數(shù) Nt=14（包括再沸器） 進(jìn)料板位置 Nf=6 實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù) N精 =5/=≈10 提餾段實(shí)際層數(shù) N提 =9/=≈18 熱量衡算本設(shè)計(jì)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。(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亢苌伲覀兛山瓢醇状嫉臒崃坑?jì)算）。則再沸器所需要的熱負(fù)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(jì)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(duì)于冷凝