【文章內容簡介】 餾段塔徑大致相同，在設備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。所以根據(jù)設計要求， 選擇 泡點進料，q＝ 1。 加熱方式 精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內有足夠的熱量供應；由于甲醇 水體系中，甲醇是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，水為重組分由塔底排出。所以本設計應采用再沸器提 供熱量，采用 3kgf/cm2（溫度 130℃）間接水蒸汽加熱。 冷卻劑與出口溫度 本設計中采用的冷卻劑為深井水，深井水水溫較江河水水溫穩(wěn)定（如：南京地區(qū)深井水水溫常年維持在 12℃），易于操作條件的控制。 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 6 冷卻水出口溫度過高，則冷卻效果不佳 ；反之，如果溫度過低，冷卻水用量較大，增加了成本。綜合考慮這兩方面因素，本設計的冷卻水出口溫度選為： 30℃ 回流比 選擇回流比主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求設備費用和操作費用最低。 實際操作的 R必須大于 Rmin，但并無上限限制。選定操作 R 時應考慮，隨 R 選值的增大，塔板數(shù)減少，設備投資減少，但因塔內氣、液流量 L， V， L’ ， V’ 增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若 R 值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關系如 右 圖所示。總費用最低點對應的 R 值稱為最佳回流比。設計時應根據(jù)技術經(jīng)濟核算確定最佳 R值，常用的適宜 R值范圍為： R＝（ ～ 2） Rmin。本設計 綜合 考慮以上原則，選用： R＝ 。 熱能的利用 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 蒸汽 溫度提高，提高了溫度的蒸汽 再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂 蒸汽 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。當然，塔頂 蒸汽 可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產生低壓蒸汽，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。 本設計中的熱能利用主要有兩方面：一、塔頂冷卻水的熱量，通過水介質導出，可用周邊生活區(qū)的供 暖；二、塔釜殘液溫度較高，可用于進料的預熱。 確定設計方案的原則 總的原則是盡可能多地采用先進的技術，使生產達到技術先進、經(jīng)濟合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點。 ⑴ 滿足工藝和操作的要求 所設計出來的流程和設備能保證得到質量穩(wěn)定的產品。由于工業(yè)上原料的濃度、溫度經(jīng)常有變化，因此設計的流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節(jié)。設置必需的儀表并安裝在適宜部位，以便能通過這些儀表來觀測和控制生產過程。 ⑵ 滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備與基建的費用，如合理利用塔頂和塔底的廢熱，既可節(jié)省蒸汽和冷卻介質的消耗，也能節(jié)省電的消耗。回流比對操作費用和設備費用均有很大的影響，因此必須選擇合適的回流比。冷卻水的節(jié)常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 7 省也對操作費用和設備費用有影響，減少冷卻水用量，操作費用下降，但所需傳熱設備面積增加，設備費用增加。因此，設計時應全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 ⑶ 保證生產安全 生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆產品。塔體大都安裝在室外，為能抵抗大自然的破壞，塔設備應具有一定剛度和強度。 操作流程簡圖 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 8 第三節(jié) 板式精餾塔的工藝 參數(shù) 計算 物料衡算與操作線方程 物料衡算 已知進料量 F＝ 200kmol/h，進料組成 XF＝ （摩爾分率） ，進料 q＝ 設計要求： XD＝ （質量分率） ， Xw=（質量分率） 將物料的質量分率轉化為摩爾分率： 質量分率 摩爾分率 XD Xw 衡算方程 ： ??? ?????? ???????????? ???? hk m olW hk m olDWDWDWXDXFX WDFWDF // q 線方程 因為 XF＝ q＝ 1 q線方程為： x＝ 讀圖可知平衡線和 q線交點為 : xe=， ye= R 的確定 em in ??????? XY YXR D R== = 精餾段操作線方程 精餾段操作線方程： nnn1n ????????? XXRXXR RY D 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 9 精餾段和提餾段氣液流量 D＝ ＝ 精餾段： L＝ RD＝ V＝（ R＋ 1） D＝ 提餾段： L’ ＝ L＋ qF＝ +200= V’ ＝ V－（ 1－ q） F＝ V＝ 提餾段操作線方程 提餾段操作線方程： 0008 39。39。39。 m1m ????? mW XVWXXVLY 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 10 理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定 理論板數(shù)的計算 由于塔釜殘液的濃度較低，而塔頂產品的濃度較高，故不適宜用作圖法求解理論板數(shù) 。本設計采用逐板計算的方法求解。 （ 1）精餾段理論板數(shù) 由上而下逐板計算，自 x0= 開始到 xi首次越過 xf= 時為止。 x0=,y1= x1=,y1= x1=,y2= x2=,y2= x2=,y3= x3=,y3= x3=,y4= x4=,y4= x4=,y5= x5=,y5= x5=,y6= x6=,y6= x6=,y7= x7=,y7= x7=,y8= x8=,y8= x8=,y9= x9=,y9= x9=,y10= x10=,y10= x10=,y11= x11=,y11= 因 x11xf,故第 11 塊為加料板，精餾段共有 10 塊理論版。 （ 1） 提 餾段理論板數(shù) 由上而下逐板計算，自 x11= 開始到 xi首次越過 xw= 時為止。 x11=,y12= x12=,y12= x12=,y13= x13=,y13= x13=,y14= x14=,y14= x14=,y15= x15=,y15= x15=,y16= x16=,y16= 因 x16xw ， 所以理論板數(shù)不足 16 塊 。 塔釜相當于一塊理論板。 提餾段理論板數(shù) =1511+（ x15xw） /(x15x16)1= 塊（不含塔釜） 總理論板數(shù) =11+= 塊 （不含塔釜） （理論板數(shù)計算由 MATLAB 完成，詳細程序見附表） 精餾段操作線方程 平衡關系 提 餾段操作線方程 平衡關系 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 11 實際板數(shù)的確定 平均相對揮發(fā)度α = 平均黏度為μ L= s 由奧肯奈爾（ O`connell） 關聯(lián)圖 的 ET= N 精 =11/=23塊 N 提 =NP＝ N 精 +N 提 ＝ 23+8=31 塊 實際塔板數(shù)為 31 塊 操作壓強的 計算 本設計采用常壓精餾根據(jù)設計要求，相關計算如下： 塔頂壓力 P 頂 =+4= 單板壓降Δ P= 進料板壓力 pF=+ 22= 塔底壓力 pw=+ 31= 精餾段平均壓力 pm=(+)/2= 提 餾 段平均壓力 pm39。 =(+)/2= 操作溫度的計算 通過“ txy” 數(shù)據(jù)進行插值計算得 ： 泡點進料： xF＝ 進料板溫度 tF=℃ 塔頂溫度： tD=℃ 塔底溫度： tW=℃ 精餾段平均溫度 tm=(+)/2=℃ 提 餾 段平均溫度 tm39。=(+)/2=℃ （以上溫度的插值計算由 MATLAB 完成，詳細程序見附表。） 常壓下 甲 醇 水氣液平衡組成與溫度關系 溫度 t(℃ ) 液相組成 x 氣相組成 y 溫度 t(℃ ) 液相組成 x 氣相組成 y 100 0 0 75 96 73 94 71 91 69 89 68 88 66 1 84 65 1 1 82 65 1 1 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 12 78 塔內物料平均分子量、張力、流量及密度的計算 密度及流量 設甲醇為 a，水為 b 甲醇分子量為： 水的分子量為： kg/kmol （ 1） 精餾段 精餾段平均溫度 ℃ 由 txy數(shù)據(jù)插值計算 得 ： xa＝ ， ya＝ 查表得： =aρ kg/m3， ?bρ kg/m3 液相平均分子量： Ml=xaMa+(1xa) Mb= kg/kmol 氣相平均分子量： Mv= yaMa+(1ya) Mb=液相密度：3/ mkgXMXM MbbbaaalL ??? ρρρ （液相視為正規(guī)溶液） 氣相密度： 3m / mkgRTMp vv ??ρ（氣相視為理想氣體） 液相流量 ： / 34????????? LLs MLL ρ 氣相流量： / 3??????? VVS MVV ρ （ 2） 提餾段 提餾段平均溫度： ℃ 由 txy數(shù)據(jù)插值計算得： xa＝ ， ya＝ 查表得： aρ = 3/mkg ， bρ = 3/mkg 液相平均分子量： Ml’=xaMa+(1xa) Mb=氣相平均分子量： Mv’= yaMa+(1ya) Mb= 液相密度：3/39。39。 mkgXMXM MbbbaaalL ??? ρρρ （液相視為正規(guī)溶液） 氣相密度： 3m39。 /39。39。 mkgRTMp vv ??ρ（氣相視為理想氣體） 液相流量 ： / 00 39。36 00 39。39。39。 33???? ????? LLS MLL ρ 氣相流量： / 39。3600 39。39。39。 3??????? VVS MVV ρ （以上溫度的插值計算由 MATLAB 完成，詳細程序見附表。） 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 13 液相表面張力的確定： 塔頂液相表面張力 Dt =℃ ,查得： aσ = mN/m , bσ = mN/m ba )1( σσ xx aaD ???? = mN/m 進料板液相表面張力 tF=℃ , aσ = mN/m , bσ = mN/m ba )1( σσσ xx aaF ??? = mN/m 塔底液相表面張力 tw=℃ ， aσ = mN/m ， bσ = mN/m ba )1( σσσ xx aaW ??? = mN/m 精餾段平均液相表面張力 ??? FD σσσ精 mN/m 提餾段平均液相表面張力 ??? FW σσσ提 mN/m 液體平均粘度計算 iim lglg μμ ?? x 塔頂液體粘度 : Dt =℃ , Aμ = sPa?m , Bμ = sPa?m 3 2 9 1miim1 ??? ? μμμ X sPa?m 同理 ,進料板液體 2mμ = sPa?m 塔底液體 3mμ = sPa?m 精餾段平均液相粘度 ?精μ( 2mμ + 1mμ )/2= sPa?m 提餾段平均液相粘度 ?提μ( 2mμ + 3mμ )/2= sPa?m 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 14 第四節(jié) 板式塔主要尺寸的設計計算 塔的有效高度和板間距的初選 塔有效高度 精餾段有效高度 mHNZ TP )123()1( 1 ???????精 提餾段有效高度 mHNZ TP )18()1( 2 ???????提 從塔頂開始每隔 7塊板開一個人孔，其直徑為 米 ,開人孔的兩塊板間距取 米 所以應多加高 () [31/7]=1m Z=Z 精 +Z 提 +=++= 塔徑 精餾段 欲求塔徑應先求出空塔氣速 u＝安全系數(shù) umax 功能參數(shù)： 01 99 17 415 08 ??VLSSVL ρρ）（ 取塔板間距 TH =，板上液層高度 h1=， 那么分離空間： TH h1== 從史密斯關聯(lián)圖查得： ?C ，由于 20 ?? ）σ（ 精CC m ax ??? V VLC ρ ρρ m/s u= maxu = = ????? π SVD 取 D= 塔截面積： ? ? 222 mDAT ???? ?? 實際空塔氣速： ??? TSAV sm/ 常壓甲醇－水篩板精餾塔設計 15 提餾段 功能參數(shù)： 39。39。39。39。 ??VSSSVL ρρ）（ 取塔板間距 TH =，板上液層高度 h1=， 那么分離空間： TH h1== 從史密斯關聯(lián)圖查得： 39。20 ?C ，由于 39。39。 20 ?? ）σ（ 提CC smC V VL /39。 39。39。39。39。u m a x ??? ρ ρρ u’= 39。umax == 11 39。 39。4 ????? π SVD