【文章內容簡介】 流。采用重力回流可節(jié)省一臺回流泵，節(jié)省設備費用，但用泵強制回流，便于控制回流比?？紤]各方面綜合因素，采用重力回流。 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 9 第二章 精餾的工藝流程圖的確定 甲醇 — 水溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 10 第三章 理論 板數的確定 精餾塔全塔物料衡算 F:原料液流量（ kmol/h) 382 Xf:原料組成（ mol%) % D:塔頂產品流量（ kmol/h) XD:塔頂組成（ mol%) % W:塔底殘夜流量（ kmol/h) Xw :塔底組成（ mol%) % 原料甲醇組成： Xf = 18/6032/40 32/40? =% 塔頂組成： XD = 18/132/99 32/99 ? =% 塔底組成： Xw = 18/9832/2 32/2? =% 原料進料量： F=6萬噸 /年 = 7200 )(106 34 ?? =382 mol/h 物料衡算式： F=D+W FXf=DXD+WXw 聯立代入求解： D= kmol/h W= kmol/h 物系相平衡數據 (txy) t X y t x y 100 0 0 100 100 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 11 2. 基本物性數據 確定回流比 根據甲醇 — 水氣 液平衡組成表和相對揮發(fā)度公式 x1y1xy???? ， 1* 2 * 3 ......nm a a a ana ? 求得：相對揮發(fā)度 ? = ∴平衡線方程為： y= α x1+(α 1)x =(1+) 因為泡點進料，所以 xe = Xf= ye = ∴ Rmin = XD ye ye xe =()/()= ∴ R= Rmin =*= 理論板數 NT的計算以及實際板數的確定 、液相負荷 L=RD= = kmol/h V=(R+1)D=(+1) = kmol/h V’ =V= kmol/h L’ =L+F= kmol/h+382 kmol/h= kmol/h 精餾段操作線方程： y= RR+1 x + XD R+1 =+ 提餾段操作線方程為 : WXVWXVLy 39。39。39。 ?? = 組分 分子式 分子量 沸點 熔點 水 H2O 甲醇 CH3OH 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 12 精餾段理論板數： 平衡線方程為： y= α x1+(α 1)x =(1+) 精餾段操作方程： y= RR+1 x + XD R+1 =+ 由上而下逐板計算，自 X0= Xi首次超過 Xq = 操作線上的點 平衡線上的點 （ X0=,Y1=） (X1=, Y1=) （ X1=,Y2=） （ X2=,Y2=） （ X2=,Y3=） （ X3=,Y1=） （ X3=,Y4=） （ X4=,Y4=） （ X4=,Y5=） （ X5=,Y5=） 因為 X5時首次出現 Xi Xq 故第 5塊理論版為加料版，精餾段共有 4塊理論板。 提餾段理論板數 提餾段操作線方程： y= 已知 X5=, 由上而下計算，直到 Xi 首次 越過 Xw=。 操作線上的點 平衡線上的點 （ X5=,Y6=） （ X6=,Y6=） （ X6=,Y7=） （ X7=,Y7=） （ X7=,Y8=） （ X8=,Y8=） （ X8=,Y9=） （ X9=,Y9=） （ X9=,Y10=） （ X10=,Y10=） （ X10=,Y11=） （ X11=,Y11=） 由于到 X11首次出現 Xi X w ，故總理論板數不足 11 塊 ∴總的理論板數 NT=10+（ X10Xw） /（ X10X11） =( 包括再沸器 ) 實際板數的確定 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 13 實際塔板數 Np=NT/ ET ET的計算 根據汽液平衡表 ,由內插法求得塔頂溫度 tD,塔釜溫度 tw, ∵（ )/()=()/() ∴ tD=℃ ∵ ()/()=(tw100)/() ∴ tw=℃ ∵ ()/()=()/() ∴ tf=℃ 平均溫度 =(tD+tw)/2=(+)/2=℃ 又由奧克梅爾公式： ET=(αμ L) 其中α =,μ L= s,代入上式得 : ET= ∵算得 ET= ∴ 實際塔板數 Np=NT/ET=其中： 精餾段： 4/=≈ 10塊 提餾段 : ≈ 15塊 提餾段不算塔釜： 151=14塊 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 14 第四章 塔體主要工藝尺寸的確定 列出各設計參數 1）精餾段：塔頂壓力 PD=1atm=, ∵△ p≤ ∴取每層踏板壓強△ p= 進料板壓力 =PD+ 10= 精餾段平均操作壓力 Pm=(+)/2= 2）提餾段 : 塔釜壓力 PW=PD+14 = 提餾段平均操作壓力 Pm’ =(+)/2= tm 根據汽液平衡表 ,由內插法求得塔頂溫度 tD,塔釜溫度 tw,進料溫度 tf。 ∵（ )/()=()/() ∴ tD=℃ ∵ ()/()=(tw100)/() ∴ tw=℃ ∵ ()/()=()/() ∴ tf=℃ 1）精餾段 ： 塔頂溫度 tD=℃ , tf=℃ , ∴ t 精 =(tD+tf)/2=℃ 2）提餾段 : t 提 =(tw+tf)/2 =(+)/2=℃ 3) 平均溫度 =(tD+tw)/2=(+)/2=℃ 1）精餾塔的汽、液相負荷 : L=RD= = kmol/h V=(R+1)D=(+1) = kmol/h V’ =V= kmol/h L’ =L+F= kmol/h+382 kmol/h=2）塔頂平均分子量 : X1=, Y1= 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 15 MVDM= 32+() 18=MLDM= 32+() 18=3) 加料板上一塊塔板平均摩爾質量： X5=, Y5= MVFM= 32+() 18= g/mol MLFM = 32+() 18= g/mol 4） 加料板平均分子量： Xf= , yf= MVFM= 32+() 18= g/mol MLFM= 32+() 18= g/mol 5）塔底平均分子量： xw=, yw= MVWM= 32+() 18=MLWM= 32+() 18=∴精餾段平均摩爾質量： MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= 提餾段平均摩爾質量： MVm=(MVDm+MVFm)/2=(+)/2=MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(+)/2= : 精餾段：ρ V,M=P MVM/RT 精 = [ (+)]=提餾段：ρ V,M’ =P’ MVM’ /RT 提 = [ (+)]= 表 1 甲醇和水不同溫度下的密度 溫度 /℃ 60 70 80 90 100 ρ（甲醇） 751 743 734 725 716 ρ（水） 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 16 已知： 混合液密度 : 1 ABL A Baa? ? ??? 甲醇與水在對應溫度下的密度： 溫度℃ 甲醇 3kgm 水 3kgm 1． 精餾段 ①塔頂： tD=℃ XD= ∵ 1/ρ LD,M=WA/ρ LA+WB/ρ LB 其中 WAD==, WBD=,ρ LA=,ρ LB=∴ρ LD,M=②進料板上： tf=℃ ,Xf=, ρ LA=, ρ LB=∵ WAf= 又∵ 1/ρ LF,M=+()/ ∴ρ LF,M=精餾段平均液相密度： ρ L,M精 =(+)/2=2． 提餾段： 塔底： tw=℃， Xw=, ∵ 1/ρ LW,M=WA/ρ LA+WB/ρ LB 其中 WAW= ,WBW= ρ LA=∴ρ LW,M=∴提餾段平均液相密度ρ L,M =(+)/2= 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 17 表 2 甲醇和水不同溫度下的表面張力 溫度 /℃ 60 70 80 90 100 б（甲醇） б（水） ∵б m=∑ xiб i， 故甲醇與水在對應溫度下的表面張力： 溫度℃ 甲醇 mN/m 水 mN/m 1． 精餾段 ①塔頂： tD=℃ xD= б 水 =, б 甲醇 =б m,D= +() =②進料板上： tf=℃ ,Xf=, б 水 =, б 甲醇 =б m,F= + =∴ б m,精 =(+)/2=2． 提餾段 塔底： tw=℃ , Xw= б 水 =, б 甲醇 =б m,W= + =∴б m,提 =(+)/2= L,m 表 3 甲醇和水不同溫度下的粘度 6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 18 溫度 /℃ 60 70 80 90 100 μ（ 甲醇） μ（水） 采用插值法，故甲醇與水在對應溫度下的粘度為： 溫度℃ 甲醇 mPa s 水 mPa s 1． 精餾段 查表得： ℃時 ,μ 水 = s , μ 甲醇 = s ∴μ L,D= + = s ℃時 ,μ 水 = s , μ 甲醇 = s ∴μ L,F= +() = s ∴μ L,m精 =(+)/2= s 2． 提餾段 塔底： Xw= ℃時 ,μ 水 = s , μ 甲醇 = s ∴μ L,W= +() = s ∴μ L,m提 =(+)/2= s 、液相負荷 L=RD= = kmol/h V=(R+1)D=(+1) = kmol/h V’ =V= kmol/h L’ =L+F= kmol/h+382 kmol/h=VS=VMVM/(3600ρ VM)=( )/(3600 )=LS=LMLM/(3600ρ LM)=( )/(3600 )=VS’ =V’ MVM’ /(3600ρ VM’ )=( )/(3600 )=LS’ =L’ MLM’ /(3600ρ LM’ )=( )/(3600 )=6 萬噸 /年 甲醇 水 溶液 浮閥 精餾塔設計 書 19 精餾段塔徑塔板的實際計算 精餾段汽、液相體積流率為： LS = m3/s VS= 塔 徑塔板的計算 欲求塔徑應先求出 u，而 u＝安全系數 umax m a x L m V mVmuC??? ?? 精 精精 精 式中： 3L3Vkg / m 。kg / m 。m / s 。C????????液 相 密 度 ，氣 相 密 度 ，負 荷 因 子 ， 橫坐標的數值為： (Ls/Vs)(ρ L/ρ v)= 參考有關資料，根據塔板間距與塔徑的關系 塔板間距與塔徑的關系 塔 徑 /D， m ～ ～ ～ ～ ～ 板間距 /HT， mm 200～ 300 250～ 350 300～ 450 350～ 600 400～ 600 初選板間距 TH =, 取板上液層高度 h1=， 故分離空間 HTh1