【文章內容簡介】 力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如， 采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。 對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 4 蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大 (如酒精與水的混合液 )，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力 較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系 (如酒精與水的二元混合液 )，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。 值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于酒 精水溶液，一般采用~（表壓）。 冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過 50℃ ，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。 確定設計方案的原則 確定設計方案總的原則是在可能的條件 下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進 、 經濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點： 所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作 指標時，也武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 5 應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表 (如溫度計、壓強計，流量計等 )及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟敗⑺椎膹U熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備 費也有很大影響。 例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。 以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。 武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 6 第三章 塔的工藝尺寸得計算 精餾塔的物料衡算 乙醇的摩爾質量 46 /AM kg kmol? 水的摩爾質量 18 /BM kg kmo l? 原料液 4 0 / 4 6 0 .2 0 6 94 0 / 4 6 6 0 / 1 8Fx ??? 塔頂 9 8 / 4 6 0 .9 5 0 49 8 / 4 6 2 / 1 8Dx ??? 塔底產品 0 . 2 / 4 6 0 . 0 0 0 7 80 . 2 / 4 6 9 9 . 8 / 1 8Wx ??? 平均摩爾質量 原料液 0 .2 0 6 9 4 6 ( 1 0 .2 0 6 9 ) 1 8 2 3 .7 9 /FM k g k m o l? ? ? ? ? ? 塔頂 0. 95 04 46 ( 1 0. 95 04 ) 18 44 .6 1 /DM k g k m ol? ? ? ? ? ? 塔底產品 k m o lkgM W /)0 0 0 7 (460 0 0 7 ?????? 物料衡算 進料流量 5 0 0 0 0 1 0 0 0 2 6 5 . 3 7 /2 3 . 7 9 3 3 0 2 4F k m o l h????? 餾出液流量 0 . 2 0 6 9 0 . 0 0 0 7 82 6 5 . 3 7 5 7 . 6 0 /0 . 9 5 0 4 0 . 0 0 0 7 8FWDWxxD F k m o l hxx? ?? ? ? ? ??? 釜液流量 2 6 5 . 3 7 5 7 . 6 0 2 0 7 . 7 7 /W F D k m o l h? ? ? ? ? 回收率 乙醇的回收率 武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 7 5 7 . 6 0 0 . 9 5 0 41 0 0 % 1 0 0 % 9 9 . 7 0 %2 6 5 . 3 7 0 . 2 0 6 9DAFDxFx? ?? ? ? ?? 水的回收率 ( 1 ) 2 0 7 . 7 7 ( 1 0 . 0 0 0 7 8 )1 0 0 % 1 0 0 % 9 8 . 6 4 %( 1 ) 2 6 5 . 3 7 ( 1 0 . 2 0 6 9 )WBFWxFx? ? ??? ? ? ? ?? ? ? 塔板數(shù)的確定 N 的求取 乙醇與水的平均相對揮發(fā)度的計算 已知乙醇的沸點為 ℃，水的沸點為 100℃。 當溫度為 ℃時， lgAP 176。 ??? ? AP 176。 ? lg BP 176。 ??? ? BP 176。 ? ?? ??BAPP? 當溫度為 100℃ 時， lgAP 176。 3 11 0 0 6 5 23 3 8 2 ??? ? AP 176。 ? lg BP 176。 2 71 0 0 6 5 70 7 4 0 ??? ? BP 176。 ? ?? ??BAPP? 平均揮發(fā)度 ????? ??? 最小回流比及操作回流比計算 因 1?q ，故 69PFxx?? 將 Px 代入相平衡方程 2 . 3 0 0 . 2 0 6 9 0 . 3 7 51 ( 1 ) 1 ( 2 . 3 0 1 ) 0 . 2 0 6 9PP Pxy x?? ? ?? ? ?? ? ? ? ? m i n 0 . 9 5 0 4 0 . 3 7 5 3 . 4 20 . 3 7 5 0 . 2 0 6 9DPPPxyR yx? ?? ? ??? m in2 2 3. 42 6. 84RR? ? ? ? 武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 8 逐板法求塔板數(shù) 因 ? ? ?Wx 1?q ? ?? 則相平衡方程 yyyyx )1( ????? ?? )(a 精餾段操作線方程 0 . 8 7 2 0 . 1 2 111DxRy x xRR? ? ? ??? )(b 塔釜氣相回流比 R? FDWDFDWF xx xxqxx xxRR ????????? )1()1( 0 . 2 0 6 9 0 . 0 0 0 7 8(6 . 8 4 1 ) 0 2 . 1 70 . 9 5 0 4 0 . 2 0 6 9?? ? ? ? ?? 提餾段操作線方程 1 1 .4 6 0 .0 0 0 3 6WxRy x xRR? ?? ? ? ??? )(c 操作線交點橫坐標 ( 1 ) ( 1 ) ( 1 ) 0 1FDf R x q xx Rq? ? ? ? ? ?? ? ??? 理論板數(shù)計算：先交替使用相平衡方程 )(a 與精餾段操作線 方程 )(b 計算如下 110 . 9 5 0 4 0 . 8 9 3Dy x x? ? ???? ?相 平 衡 220 .9 0 0 0 .7 9 6yx? ??? ? 330 .8 1 5 0 .6 5 7yx? ??? ? 440 .6 9 4 0 .4 9 6yx? ??? ? 550 .5 5 4 0 .3 5 1yx? ??? ? 660 .4 2 7 0 .2 4 5yx? ??? ? 770 .3 3 5 0 .1 8 0yx? ??? ?＜ fx 第 7 板為加料板。 以下交替使用提餾段操作線方程 )(c 與相平衡方程 )(a 計算如下 7 ? 880 .2 6 2 0 .1 3 4yx? ???? ?相 平 衡 990 .1 9 5 0 .0 9 5 3yx? ??? ? 武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 9 1 0 1 00 .1 3 9 0 .0 6 5 6yx? ??? ? 1 1 1 10 .0 9 5 4 0 .0 4 3 8yx? ??? ? 1 2 1 20 .0 6 3 6 0 .0 2 8 7yx? ??? ? 1 3 1 30 .0 4 1 5 0 .0 1 8 5yx? ??? ? 1 4 1 40 .0 2 6 7 0 .0 1 1 8yx? ??? ? 1 5 1 50 .0 1 6 9 0 .0 0 7 4 2yx? ??? ? 1 6 1 60 .0 1 0 5 0 .0 0 4 5 9yx? ??? ? 1 7 1 70 .0 0 6 3 4 0 .0 0 2 7 7? ??? ? 1 8 1 80 .0 0 3 6 8 0 .0 0 1 6 0yx? ??? ? 1 9 1 90 .0 0 1 9 8 0 .0 0 0 8 6? ??? ? 2 0 2 00 .0 0 0 9 0 0 .0 0 0 3 9yx? ??? ?﹤ Xw 總理論板數(shù)為 20 塊，精餾段理論板數(shù)為 6 塊，第 7塊為進料板。 實際板層數(shù)的求取 取全塔效率 ?TE ， 則有 ???精N 14 / 27N ??提 精餾塔有關物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力計算 取塔頂表壓為 4Kpa。 塔頂操作壓力 10 1. 3 4 10 5. 3DP KP a? ? ? 每層塔板壓降 KPa?? 進料板壓力 10 5. 3 0. 7 12 11 3. 7FP KPa? ? ? ? 武漢工程大學郵電與信息工程學院課程設計說明書 10 塔底操作壓力 1 1 3 . 7 0 . 7 2 7 1 3 2 . 6WP KP a? ? ? ? 精餾段平均壓力 (10 5. 3 11 3. 7 ) / 2 10 9. 5mP K P a? ? ? 提餾段平均壓力 39。 (1 1 3 . 7 1 3 2 . 6 ) / 2 1 2 3 . 1 5mP K P a? ? ? 操作溫度計算 利用表 51中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得 Ft 、 Dt 、 Wt 。 進料口 Ft ： 8 4 .18 4 .1 8 2 .71 6 .6 1 2 3 .3 7 2 0 .6 9 1 6 .6 1Ft ?? ??? , Ft =℃ 塔頂 Dt ： 7 8 .1 57 8 .1 5 7 8 .4 18 9 .4 3 7 4 .7 2 9 5 .0 4 8 9 .4 3Dt ?? ???， Dt =℃ 塔釜 Wt ： 1001 0 0 9 5 .50 1 .9 0 0 .0 7 8 0Wt ?? ???， Wt =℃ 精餾段平均溫度 1 8 3 . 2 6 7 8 . 0 5 8 0 . 6 622FDttt? ? ?? ? ?℃ 提餾段平均溫度 2 8 3 . 2 6 9 9 . 8 2 9 1 . 5 422FWttt? ? ?? ? ?℃ 表 51 乙醇 — 水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關系 溫度/℃ 液相 氣相 溫度/℃ 液相 氣相 溫度/℃ 液相 氣相 100 0 0 平均摩爾質量計算 精餾段的平均摩爾質量 精餾段