【文章內(nèi)容簡介】 xD，CH3OH = D=表 24 清晰分割法計算過程組分 進料 餾出液 釜液DME 105W 105WCH3OH H2O 0 ∑ F D W聯(lián)立 105W++0=D F=D+W解得：F=6484 kmol/h =10 5 kg/h W=6402 kmol/h= 105kg/h D= kmol/h=3793 kg/h（四）精餾工序物料衡算表表 25 精餾工序物料衡算表質(zhì)量流量 質(zhì)量分數(shù) 摩爾流量 摩爾分數(shù)料向 組分（kg/h） （kmol/h）進 DME 9579 CH3OH 1333 料 H2O 105 6629 塔 DME 3789 頂 CH3OH 出 塔 DME 105 10510 / 53料 CH3OH 2394 釜 H2O 105 6616 精餾塔工藝計算 物料衡算(見 ) 操作條件的確定(一) 進料溫度的計算 (泡點) —飽和液體進料(1) 已知體系總壓強 P 總 =200kPa，即 P 總 =1520mmHg物料飽和液體進料，故進料的泡點溫度為進料溫度。(2) 安托因公式㏑P is=AB/(T+C) (Pis:：mmHg，T：K)查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》表 26 安托因公式數(shù)據(jù)表A B CDME CH3OH H2O DME： ㏑P is，DME =（）CH3OH：㏑P is，CH3OH =（）H2O： ㏑P is，H2O =（） (3) 采用試差法計算壓力不太高，按完全理想系計算，K i=㏑P is/P 給定 P Y T設 T Ki=㏑P is/P ∑K ixi 1≤ε yi 結束 調(diào)整 T N圖 22 試差法結構圖11 / 53試差過程見表 27表 27 試差過程 xiPis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=KixiDME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 103 103 103 ∑Kixi 結果:在 ,即 ℃時, ∑K ixi≈1,故進料溫度為 （二）塔頂露點溫度計算操作壓力：P 總 =1520mmHg 給定 P Y T設 T Ki=㏑P is/P ∑(y i/Ki)1≤ε xi 結束 調(diào)整 T N圖 23 試差法結構圖試差過程見表 28表 28 試差過程 xiPis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=KixiDME 104 104 CH3OH 102 ∑y i/Ki 結果: 在 ,即 ℃時, ∑y i/Ki≈1,故塔頂溫度為 （三）塔釜泡點溫度計算操作壓力：P 總 =1520mmHg 給定 P Y T設 T Ki=㏑P is/P ∑K ixi ≤ε yi 結束 12 / 53調(diào)整 T N圖 24 試差法結構圖試差過程見表 29表 29 試差過程 xiPis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi= Kixi Pis /mmHg yi= KixiDME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 103 103 103 ∑K ixi 結果: 在 ,即 ℃時, ∑K ixi≈1,故塔頂溫度為 精餾塔設備計算 基礎數(shù)據(jù)(一) 塔壓：1520mmHg 進料溫度：T F=塔溫 塔頂溫度：T D= 塔釜溫度：T W=(二) 密度（參考《化工單元設備的設計》 ）查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》表 210 密度數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ kg/m3 CH3OH/ kg/m3 H2O/ kg/m350 60 110 120 407..8 122 經(jīng)插值計算得表 211 插值計算后密度數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ kg/m3 CH3OH/ kg/m3 H2O/ kg/m3 13 / 53 已知各組分在液相、氣相所占的比例，如表 212 所示表 212 各組分所占比例DME CH3OH H2O液相 氣相 液相 氣相 液相 氣相質(zhì)量分數(shù) 料 摩爾分數(shù) 質(zhì)量分數(shù) — —塔頂 摩爾分數(shù) — —質(zhì)量分數(shù) 105 105 釜 摩爾分數(shù) 105 104 (1) 塔頂密度的計算 ①液相平均密度： 113, ?????OHCDMEiDLxx?? =( kg/m3)②氣相平均密度： OHCHDMEyyiy33??????) g/mk( .7= 35DV, ?TP?(2) 進料板密度的計算①液相平均密度： 1123FL, OHCDMEi xx?????? =(kg/m3).14 / 53②氣相平均密度： OHOHCHDME yMyyiyM2233 ??????? =++= )g/mk (= 35FV, ????TP? (3) 塔釜密度的計算①液相平均密度： 123WL, OHCDMEi xx?????? = (kg/m3) ???②氣相平均密度： OHOHCHDME yMyyiy 2233 ??????=104++=) g/mk (=. 35WV, ????TP?④精餾段和提餾段密度的計算精餾段：氣相平均密度： =1／2( + )= 1／2(+)=(kg/m 3)V?FV,D,?液相平均密度： =1／2( + ) =1／2(+)=(kg/m 3)LL,提餾段：氣相平均密度： ′=1／2( + )= 1／2 (+)=(kg/m3)V?FV,?W,液相平均密度： ′=1／2( + ) =1／2 (+)=(kg/m3)LL,(三) 表面張力的計算查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》表 213 表面張力數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ dyn/cm CH3OH/ dyn/cm H2O/ dyn/cm15 / 5350 60 110 120 130 經(jīng)插值計算得表 214 插值計算后表面張力數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ dyn/cm CH3OH/ dyn/cm H2O/ dyn/cm xxX33??????=++0=(dyn/cm)OHOCHDMEiF xxx233=++=(dyn/cm)OHOCHDMEiW xxxX233??????=105++=(dyn/cm)精餾段：㎝)(dyn/=)(1)(21?FD??精提餾段：)(/ ..)(.0)(????FW提 表 215 工藝條件列表精餾段 提餾段平均密度 氣相 (kg/m3) 液相 液體表面張力(dyn/cm) 液相 16 / 53 塔板數(shù)的確定(一) 最小回流比 Rmin 的確定①相對揮發(fā)度本設計以 DME 為輕關鍵組分 A；CH 3OH 為重關鍵組分 B；H 2O 為非重關鍵組分 C；以重關鍵組分為基準物，即 =1。B?塔頂： )()()( 2???DSBADABPK進料： ..83)()()( 34FSBAFFAB?)()()( 3???FSBCFFCBPK塔釜： )()()( 34WSBAWAB?)()()( 3???SBCCBPK全塔平均相對揮發(fā)度： ..63 ??WFDA?385..??CB②最小回流比 Rmin本設計為泡點進料,即飽和液體進料，q=1恩特伍德公式：　　　　　1)(min, ????xiD??qi?故 ????????? ?????ix解得 =Rmin= .)(,??imDx(二) 實際回流比17 / 53取實際回流比為最小回流比的 倍則 R= Rmin==(三) 最小理論板數(shù)的確定 )(log])([1min ??????? ?ABWDxN?故最小理論塔數(shù) Nmin=(不包括再沸器)（四） 全塔理論板數(shù)的確定 ??????R同《化工原理》下冊 P37 圖 130 吉利蘭圖查得 Nmin = 代入，求得 N=(不包括再沸器)（五） 精餾段和提餾段理論板數(shù)的確定平均相對揮發(fā)度： )()( ?????FDAB?精 97..log)])[(1)(min ???精精 BAxN精餾段的最小理論塔板數(shù)為 =)(minN代入 ，求得 N== )(min精 ???精故精餾段理論板數(shù)為 塊,提餾段為 塊(六) 實際板數(shù)的確定①板效率 )μ .9(αE??查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》以進料為計算基準表 216 黏度數(shù)據(jù)表DME CH3OH H2Oix 18 / 53Li?s mPas mPas=∑ =++=(mPas))μ .9(αE??=()=②塔內(nèi)實際板數(shù) ?TPN取實際板層數(shù)為 27 塊(不包括再沸器)(七) 精餾段和提餾段實際板數(shù)的確定 ??TPEN精精取實際精餾段塔板數(shù)為 12 塊，提餾段實際板數(shù)為 15 塊，進料板的位置為由下往上數(shù)的第十六塊板 精餾塔主要尺寸計算(一) 流量計算表 217 相對分子質(zhì)量數(shù)據(jù)表平均相對分子質(zhì)量 氣相 液相精餾段 提餾段 (1) 進料：DME：Fx DME=105=103(kg/h)=(kg/s)CH3OH：Fx CH3OH =105=(kg/h)=(kg/s)H2O：Fx H2O=105=105(kg/h)=(kg/s)(2) 精餾段：氣相流量：V=L+D=+=(kmol/h)=(kmol/s)=104(kg/h)=(kg/s) )/( ????19 / 53)/(??液相流量：L=RD==(kmol/h)=(kmol/s)=104(kg/h)=(kg/s) )/(. smMLs ????)/((3) 提餾段：氣相流量：V＇=V=(kmol/h)=(kmol/s)=10 4(kg/h)=(kg/s)VS′= )/( ?????Vh′= 103(m3/h)液相流量：L＇=L+F=+6468=10 3(kmol/h)=(kmol/s)=105(kg/h)=(kg/s)LS＇= )/(03682..92418633smML?????Lh＇=(m 3/h)(二) 塔徑的計算（1）計算公式 uVDs???4D：塔徑（m）s：塔內(nèi)氣體流量 s/3u：空塔內(nèi)氣速 m/su=安全系數(shù) maxumax：極限空塔氣速 m/sC：負荷系數(shù)（）20 / 53Lv?、 ：分別為塔內(nèi)氣液兩相密度 3/mkgmaxu= VC?（2）精餾段計算： 03985.)(. ???）（ Vs?取板間距 HT=，取板上液層高度 hL=則 HThL==(m)根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由《化工原理》下冊 p158 圖 3—7 史密斯關聯(lián)圖查得：C20=由于物系表面張力為 dyn/cm，不接近 C20 dyn/cm，故需校正： )/( smCuVL ???????取安全系數(shù)為 ，則 u= maxu安全系數(shù)= =（m/s）塔徑： )(?????Ds按標準塔徑圓整為 D=則塔截面積： )(.空塔氣速：u= /?（3）提餾段計算： )(??）（ Vs?取板間距 HT′=，取板上液層高度 hL′=則 HT′ h L′ ==(m)根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由《化工原理》下冊 p158 圖 3—7 史密斯關聯(lián)圖查得：C20′=由于物系表面張力為 dyn/cm，不接近 C20 dyn/cm，故需校正：0.)(。）（ ?21 / 53)/( smCuVL ?????????取安全系數(shù)為 ，則 u′= max′安全系數(shù)== （m/s）塔徑： )(??????Ds按標準塔徑圓整為 D′=則塔截面積： )(.??空塔氣速：u′= /?? 塔板結構設計(一) 精餾段板間距 HT=,取板上液層高度 hL=塔徑 D= 根據(jù)塔徑和液體的流量，選用弓形降液管，不設進口堰，塔板采用單溢流和分塊式組裝。(1) 溢流裝置①堰長 lW取堰長 lW=,即 lW==(m)②堰上液層高度 hOWhOW = ，取 E≈132)(hOW = (m))(04.)(. 3232???hlhOW，符合要求。一般 how 不應小于 6mm,以免液