【導讀】年產(chǎn)2萬噸乙酸精制工藝設計

　　

【正文】 P =XP=P WSAA k P 0 0=)X1(P=P WSBB 平均摩爾質量的計算 氣液平衡線方程 x)1α(+1 xα=y 33 公式中 y— 易揮發(fā)組分（水）氣相摩爾分數(shù) 17 x— 易揮發(fā)組分（水）液相摩爾分數(shù) α— 相對揮發(fā) 度 將數(shù)據(jù)代入公式 33 中 塔頂 =α ， ==y x D ， 得 =x 進料 =α ， 31 =X=X F ， 得 =y 塔釜 =α ， ==x x W ， 得 =y 液相平均摩爾質量 Mx∑=M iim 34 氣相平均摩爾質量 My∑=M iim 35 公式中 Mm— 平均摩爾質量， kmol/kg Xi— 液相中 任一組分 i 的摩爾分數(shù) yi— 氣相中 任一組分 i 的摩爾分數(shù) Mi— 任一組分 i 的摩爾質量， kmol/kg 18 表 乙酸 — 水體系摩爾質量參數(shù)表 物料 水 MA ， kmol/kg 乙酸 MB ， kmol/kg 液相平均摩爾質量 Mm,L ， kmol/kg 氣相平均摩爾質量 Mm,V ， kmol/kg 塔頂 進料 塔釜 將數(shù)據(jù)代入公式 3 35 中 精餾段計算 液相平均摩爾質量 m o l/kg4 5 8 =2 8 7 +0 2 5 =2 M+M=M Lm,FLm,DLm,J 氣相平均摩爾質量 m o l/=2 +=2 M+M=M Vm,FVm,DVm,J 提餾段計算 液相平均摩爾質量 m o l/=2 +=2 M+M=M Lm,WLm,FLm,T 氣相平均摩爾質量 m o l/kg3 8 4 =2 +0 6 2 =2 M+M=M Vm,WVm,FVm,T 平均密度的計算 氣相平均密度計算 T+T T=ρm00m,V 36 公式中 ρ — 氣相密度 ， m/kg 3 Mm,V — 氣相平均摩爾質量， kmol/kg T0 —熱力學溫度常數(shù) Tm — 平均溫度， ℃ 將數(shù)據(jù)代入公式 36中： 19 精餾段 =2 T+T=T m,Wm,Fm,T ℃ ； m/kg9 5 1 9 3 9 9 6 =+ =T+T T=ρ 3m0 0m,V 提餾段 =2 T+T=T m,Wm,Fm,T ℃ m/=+ =T+T T=ρ 3m0 0m,V 液相平均密度計算 ∑ x ρ=ρ1iim,L 37 公式中： ρm,L— 液相平均密度， m/kg 3 xi — 液相中任一組分摩爾分數(shù) ρi — 液相中任一組分密度， m/kg 3 表 乙酸 — 水體系密度參數(shù)表 物料 溫度 T ,℃ 水 ρA ， m/kg 3 乙酸 ρB ， m/kg 3 液相平均摩爾質量 ρm,L ， m/kg 3 塔頂 100 進料 塔釜 將數(shù)據(jù)代入公式中公式 37中 精餾段平均液相密度 m/=2 +=2 ρ+ρ=ρ 3mLmLLm,J 進料，塔頂， 提餾段平均液相密度 m/=2 +=2 ρ+ρ=ρ 3mLmLLm,J 塔釜，進料， 20 液相平均表面張力計算 ∑ σx=σ iim,L 38 公式中 σm,L — 液相平均表面張力， m/mN xi — 任一組分液相摩爾分數(shù) σi — 任一組分液相表面張力， m/mN 表 乙酸 — 水體系表面張力參數(shù)表 物料 溫度 T ,℃ 水 σA ， m/mN 乙酸 σB ， m/mN 液相平均摩爾質量 σm,L ， m/mN 塔頂 100 進料 塔釜 將數(shù)據(jù)帶入公式 38中 精餾段液相平均表面張力 m/Nm8 1 8 1 1 4 =2 8 3 6 9 6 2 +8 0 0 6 6 0 =2 σ+σ=σ mLFmLDLm,J ， 提餾段液相平均表面張力 m/Nm6 4 1 5 1 9 0 =2 4 4 6 0 7 5 5 +8 3 6 9 6 2 =2 σ+σ=σ mLWmLFLm,T ， 液體平均相對粘度計算 ∑ xμ=μ iiL 39 公式中 μL — 液相平均相對粘度， s?mPa xi — 液相中任一組分 i的摩爾分數(shù) μi — 液相中任一組分 i的粘度， s?mPa 21 表 乙酸 — 水體系液體粘度參數(shù)表 物料 溫度 T ， ℃ 水 μA ， s?mPa 乙酸 μB ， s?mPa 液相平均粘度 μm,L ， s?mPa 塔頂 100 進料 塔釜 將數(shù)據(jù)帶入公式 39中 精餾段液相平均粘度 s?m Pa3 1 4 9 1 5 =2 3 6 0 6 2 +2 6 9 2 0 =2 μ+μ=μ Lm,FLm,DLm,J 提餾段液相平均粘度 s?m Pa3 7 2 4 4 4 =2 3 8 4 2 6 +3 6 0 6 2 =2 μ+μ=μ Lm,WLm,DLm,T 全塔液相平均相對粘度 s?Pam3 4 3 6 =3 3 8 4 2 6 +3 6 0 6 2 +2 6 9 2 0 =3 μ+mμ+μ=μ Lm,WL,FLm,Dm,L 乙酸 — 水體系理論塔板數(shù)求解 最小回流比及操作回流比計算 把乙酸 水視為理想溶液。原料液、塔頂及塔釜易揮發(fā)組分（水）的相對揮發(fā)度 αF、 αD、αW分別計算結果如下： 80 7 =314 6 02 04 9 1388 1 09 92 =PP=α SBSAF =557 .2 40 48 0 410 1 .3 3=PP=αSBSAD =210 0. 9 97 45 718 5. 1 58 64 5=PP=α SBSAW 全塔相對平均相對揮發(fā)度 =αm 因泡點進料，故進料方程 q=1 22 =X=X Fq 0 . 4 5 0 9=1 ) x(α+1 xα=yqmqmq 最小回流比 = =Xy yX=RqqqDm i n 實際回流比 ==1 . 5 R=R m in 操作線方程計算 h/k m o l7 7 7 7 ==DR=L h/km ol61 =)1+(=D)1+R(=V h/k m o l9 8 6 7 9 0=2 0 +7 7 7 7 2 3=F+L=L 39。 h/km o l61 57 4=V=V 39。 上述式中 L、 L′分別為精餾段、提溜段下降易揮發(fā)組分（水）液體流量； V、 V′分別為精餾段、提溜段上升易揮發(fā)組分（水）蒸汽流量。 精餾段操作線方程 1 4 4 +x8 3 3 =VD+xVL=y x D 310 提留段操作線方程 39。=39。VW39。x39。V 39。L=39。y x W 311 理論板數(shù)計算 芬斯克方程 1)]1)(1ln [ (ln 1=N x xxxαWWDDmm i n 312 1)]1)(1[(lnln 1=N x xxxα F FDDm i n 精餾段精餾段 313 公式中 23 Nmin — 全回流時的最小理論板數(shù)（不含再沸器） N min精餾段 — 全回流時精餾段最小理論板數(shù) αm — 全 塔平均相對揮發(fā)度 α精餾段 — 精餾段平均相對揮發(fā)度 xD — 塔頂易揮發(fā)組分（水）摩爾分數(shù) xW — 塔底易揮發(fā)組分（水）摩爾分數(shù) xF — 進料易揮發(fā)組分（水）摩爾分數(shù) 將數(shù)據(jù)代入公式 31 313中得 21=Nmin ， 13=N min精餾段 由吉利蘭關聯(lián)圖經(jīng)驗公式計算回流比是 R時理論板數(shù) X0 0 2 7 4 +X5 9 1 4 2 4 5 8 2 =Y 314 1+RRR=X min， 1+NNN=Y min 315 公式中 R— 實際回流比 Rmin— 最小回流比 N— 理論板數(shù) Nmin— 全回流時最小理論板數(shù) 將數(shù)據(jù)代入公式中 31 315中得 31=N ， 19=N精餾段 由此可知，全塔理論板 31塊，第 19層理論板為進料板。 乙酸 — 水體系實際塔板數(shù) 計算 求解全塔效率 奧康內爾公式法 )α( =E Lm 2 4 316 公式中 ET— 全塔效率 24 αm— 全塔平均相對揮發(fā)度