【文章內(nèi)容簡介】 甲醇 溫度 汽化熱 kj/kmol 40 37180 60 35650 80 33980 100 32150 120 30140 140 27910 有表（ 3）數(shù)據(jù)繪制 作如圖 — 甲苯 等壓曲線 4— 1（ tx 圖 ) 水 溫度 /℃ 汽化熱 r（ kg/kg） 105 圖 41 甲醇 甲甲醇的等壓曲線 精餾塔的物料衡算 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數(shù)為準，需先把設計要求中的質(zhì) 量分數(shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分數(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=*+()*= 物料衡算 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 /%xf 97 2 fx (摩爾分數(shù) ) 摩爾 /kgkmol 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?。? ① 由課本查得甲醇 — 水體系的相對揮發(fā)度α =（詳見《化學工程基礎 》主編 林愛光 清華大學出版社 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= 則有氣液平衡方程 yq=α *x/(1+(α 1)* xq求得 yq= 故最小回流比為 Rmin= x yyxqDqq?== 當 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= LVx+ DVXd=()*x+()*=+ 提餾段操作線方程為 y= L39。V x WV xw=（ ）*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亢苌伲覀兛山瓢醇状嫉臒崃坑嬎悖?。在塔頂溫度? 時查的甲醇的汽化熱為 ,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 2121lnttttKA? ? ? ???? 總的傳熱系數(shù) K 可取 600W/(m2*k)（見《化學工程基礎》，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)?100kw 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，我們假設再沸器輸出溫度為 ，塔底的溫度已知為 攝氏度。則再沸器所需要的熱負荷： Q=M 甲苯 *V’ *r+M 甲苯 * V’ *Cp* () = **+***() =*106 KJ 假設苯蒸氣出再沸器時的 攝氏度，由 Q=Cp 苯 *M 苯 *D*（ ）通過內(nèi)差法可得出 Cp=,可計算出 T2=+ PQC *M*D= 苯蒸氣出再沸器后的溫度由上面可知為 攝氏度，假設經(jīng)過冷凝器后所得產(chǎn)的溫度為 40 攝氏度 ,查的苯在 攝氏度時的比熱容為 Cp=，由 Q’ =Cp 苯*M 苯 *D*（ ） =*** =對于冷凝器，設水溫又 25 攝氏度升為 35 攝氏度，設 K=120 熱流體 T/0C 冷流體 T/0C 2535 有 Q’ =2121lnttttKA? ???? =120*A*(1 2 0 .2 2 3 5 )(4 0 2 5 )1 2 0 .2 2 3 5Ln 4 0 2 5 計算得 A= 2m 有熱泵提供的熱量 Q1=Cp 苯 *M 苯 *D*(T1T2) T1=T2+ Q1C * *p M D = 對于塔頂?shù)纳戏綗釗Q器。有塔頂?shù)臏囟?TD =,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 TD ） ,通過試差法得 Cp=,則 Q2=***()=* 710 KJ/h。 熱流體 T/0C 2535 冷流體 T/0C 有 Q2=2121lnttttKA? ???? 則 A=473 2m (4)原料預熱器熱量衡算 塔釜流出的殘釜液的溫度在 120 攝氏度，原料液泡點溫度在 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熱原料液 選取總傳熱系數(shù) K=120w/(m2*k)，由公式2121lnttttKA? ?? 得： t 1 lnt **3. 6 * ) 99 .7 8 76 .9 8 12 012A t t K?? ?? ? ?? ? ? ?（ 2m 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= BAA B A BP P 10 5. 3P=P P P P= 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= 由平衡曲線得： 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= PmMvmRTm=*(*(+)=提餾段 Pvm== PmMvmRTm=*(*(+)=② 液相平均密度方程計算 液相平均密度依下式計算，即 1/ρ lm=∑α i/ρ i 塔頂液相平均密度的計算： 由 Td=℃， A(甲醇 ),B(水 )查手冊得 ρ A=ρ ldm=1/(+) = kg/ 3m 進料液相平均密度的計算 由 Tf=℃，查手冊得 ρ A =α A=*(*+*)= ρ lfm= 1A / A + ( 1 A ) / B? ? ? ?= 1/(+)=塔底液相平均密度的計算 由 Tw=℃，查手冊得 ρ A =α A =*(*+*)= ρ lwm= 1/ + (1 )/ BA A A? ? ? ?= 1/(+)= 精餾段的平均密度 ρ lm=（ +） /2= 提餾段的平均密度 ρ lm=（ +） /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 σ lm=Σ xiσ i 塔頂平均液相表面張力的計算 由 Td=℃，查手冊得 σ A= σ ldm= A + B =*+*= mN/m 進 料平均液相表面張力的計算 由 Tf=℃，查手冊得 σ A = σ lfm= A + B =*+*= 塔底平均液相表面張力的計算 由 TW=℃，查手冊得 σ A = σ lwm= A+ Β =*+*=精餾段平均液相表面張力 σ lm=（ +） /2=提餾段平均液相表面張力 σ lm=（ +） /2= mN/m 液體平均粘度的計算 液相平均粘度依下式計算，即 Lgμ lm=Σ xilgμ i 塔頂液相平均粘度的計算 由 Td=℃，查手冊得 μ A= s μ Β = mPa s lgμ ldm= A + Β =*+* μ ldm= mPa s 進料液相平均粘度的計算 由 Tf=℃，查手冊得 μ A= s μ B= s lgμ lfm= A + B =*+* μ lfm= s 塔底液相平均粘度的計算 由 TW=℃，查手冊得 μ A = s μ B = s lgμ lwm= A+ Β =*+* μ lwm= s 精餾段液相平均粘度 μ lm =（ +） /2= s 提餾段液相平均粘度 μ lm =（ +） /2= mPa s 精餾塔的塔底工藝尺寸計算 塔徑的計算 精餾段氣液相體積流率為 Vs= VMvm3600 vm?=*Ls= LMlm3600lm?=*取板間距 Ht=，板上液層高度 hl=，則 Hthl== 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 C20=（化學工程基礎 267 頁） C=C20 20l???????= μ max=*[()/]1/2=取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 μ = max=*=D= [(4*()1/2]= 按標準塔徑圓整后為 D= 塔截面積為㎡ At=п 2D /4=П **㎡ 實際空塔氣速為 μ = 精餾塔有效高度的計 為方便塔的檢修，塔壁上應開設若干人孔。 開設人孔的位置為；塔頂空間、塔底空間各開一個，其他人孔的位置則根據(jù)下列原則確定：物料清潔，不需要經(jīng)常清洗