【正文】 (4)2ijijijijbcT????式（4）中個(gè)二元體系的數(shù)值見(jiàn)表 4，表 43 和表 44 中二甲醚（ 1）甲醇（2） 、二甲醚（1）水（2） 、甲醇（1）水（2）各二元體系的模型是利用文獻(xiàn)數(shù)據(jù)整理得到的。Table Interaction parameterk12of PRequation for binary systemsSystem k12DME(1)CH3OH(2) DME(1)H2O(2) CH3OH(1)H2O(2) Table Coefficients of model parameter of NRTL equation for binary systemsij?System A12 A21 b12 b21 c12 c21DME(1)CH3OH(2) 182686 DME(1)H2O(2) 974420 1108017CH3OH(1)H2O(2) 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度 38DtC??進(jìn)料板溫度 9F塔底溫度 精餾段平均溫度 ()/???提餾段平均溫度 2174C 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： ?????83953L?進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： ../lVF089146070686kgoLm塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算： ..?????28291LM精餾段平均摩爾質(zhì)量： (.)/.kg/molVm?3435L提餾段平均摩爾質(zhì)量： (.82.)/7./lV??4561kgoLm 平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算精餾段氣相密度 (657.)mV1PMρ=RT????提餾段氣相密度 ()2mVPMρ=RT????全塔氣相平均密度 90V.?kg/（.4+（ 液相平均密度計(jì)算平均密度依下式計(jì)算，即 1iVma??塔頂液相平均密度的計(jì)算由 tD=38℃，查手冊(cè) [4]得 ?????塔頂液相質(zhì)量分率 D1 .5??D20.??3168kg/???進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由 tF=89℃，查手冊(cè) [4]得 ?????進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 ???? ??精餾段液相平均密度為： 3(.)/.kg/mL??由 tW=℃，查手冊(cè) [4]得 ?? ??塔底液相的質(zhì)量分率： 0. .??? ?? ???精餾段液相平均密度為： 3(.)/.kg/mL?提餾段液相平均密度為： 3(2..5)/??全塔液相平均密度為： 3(69..)/.1kg/L? 液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 Lmix???塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由 ，查手冊(cè) [4]得38DtC? ???? ???????進(jìn)料板液相平均表面張力為 由 ，查手冊(cè) [4]得8Ft? ??092..??????由 ，查手冊(cè) [4]? 1N/???.. ?精餾段液相平均表面張力為： ()/???提餾段液相平均表面張力為： (35..)/全塔液相平均表面張力為： (.)/??? 液體平均粘度計(jì)算見(jiàn) ，精餾段液相平均黏度 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 精餾段的汽液相負(fù)荷 ???()27V?提餾段的汽液相負(fù)荷 39。 .?39。?精餾段的氣、液相體積流率為： ??提餾段的氣、液相體積流率為： ..48m/s3639。Vms6ρ???21541020.39。LsM=3采用雙塔精餾進(jìn)行甲醚分離，則該塔精餾段、提餾段汽液相體積流率為： ?39。s=239。s?..5/ssV?14017m2sL由 式中的 C 由式 計(jì)算，其中 由史密斯關(guān)聯(lián)圖 [8]查取，圖maxLVuC??()L??20C的橫坐標(biāo)為： 1/??????????????取板間距 ，板上液層高度 ，=.6mLh063TLh圖 史密斯關(guān)聯(lián)圖查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 =?????????=.35=取安全系數(shù)為 ，?..315/S4VDπu406==.按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=塔截面積為 ???實(shí)際空塔氣速為 =.3/s45u 提餾段塔徑的計(jì)算精餾段的汽液相負(fù)荷精餾段的氣、液相體積流率為 239。sV3=?由 式中的 C 由式 計(jì)算，其中 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，maxLVuC??()L??20C圖的橫坐標(biāo)為： 1/??????????????取板間距 ，板上液層高度 ，=.6mLh0463TLh查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 =??????????取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為：..???按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=塔截面積為 222=.45mTA?實(shí)際空塔氣速為： 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為： (21)=NH???精 精 （ ）提餾段有效高度為： 3952提 提 （ ） m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為：故精餾塔的有效高度為： +????精 提 m塔頂及釜液上的汽液分離空間高度均取 ，裙座取 2m，則精餾塔的實(shí)際高度為： 2452=9?實(shí) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 溢流裝置計(jì)算因塔徑 D＝，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長(zhǎng) Lw取 Wl==19m? 溢流堰高度 hw由 LO?選用平直堰，堰上液層高度 ???????近似取 E=1，則 2/==.6m19OWh???????故 . 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af由 =查弓形降液管的參數(shù)圖 [6]，得 .故 2=0..??208dWD?依式 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即36fThAHL?0fh?.???故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度 h0039。36hWLlu的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為 取39。 .7~.28m/s39。?則 ?????故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度 。39。50Whm? 塔板布置 塔板的分塊因 ，故塔板采用分塊板。查塔板分塊表得，塔板分為 6 塊。20D? 邊緣區(qū)寬度確定取 Ws=W =， Wc=39。 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 按式 計(jì)算aA221sin80rxx?????????其中 ()()???????.故 22212..??? ???? ?? ? 篩孔計(jì)算及排列本設(shè)計(jì)所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用 碳鋼板，取利孔直徑=3m?0md篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t 為：0351mtd??篩孔數(shù)目 n 為個(gè)22...9315087At?開(kāi)孔率為： %...?????????????td?氣體通過(guò)閥孔的氣速為： ==.289m/s3sVuA? 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 塔板壓降 干板阻力 hc計(jì)算干板阻力 由式 計(jì)算????????由 ，查干篩孔得流量系數(shù)圖 [7]得， 0/? ?故 液柱2890301c .h. ..??????????? 氣體通過(guò)液層的阻力 h1計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力 由式 計(jì)算L=?12120=9kg//F..()?查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得 。??液柱106430860WOhb().(..).????? 液體表面張力的阻力 hσ 計(jì)算液體表面張力的阻力 可按式 計(jì)算，即?0Lgd??液柱.??????氣體通過(guò)沒(méi)層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算，即Ph液柱 10360320965mPch....?????氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： （設(shè)計(jì)允許值）9521981kPa7pLg....???? 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即 ??????????2..?故 326357401/kg01/ ...??????????液 氣 液 氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)。Ve 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 可由下式計(jì)算，即0,minu0,min04.(.)/LVuCh????? 720632619205.)./??? 91/s.實(shí)際孔速 0058,minuu?穩(wěn)定系數(shù)為： 0215,.?故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯液漏。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度 Hd 應(yīng)服從下式的關(guān)系，即 ()dTWHh???甲醚—甲醇—水物系屬一般物系，取 ，????=(4+.6)=23m而 dpLd?板上不設(shè)進(jìn)口堰，h d 可由下式計(jì)算，即 液柱22022u39。1381.().(..?） 液柱960597d?? ??TWHh??故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線由 0,min0()/LVCh?????=0,in,i0SVALWOh??= 2/()10hwEl得 2/3,min .84{.[()]}/0hs wLVwVCAhEl??? = ..93?? 2/362.[()]??整理得 2/3, sVL??在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個(gè) 值，依上式計(jì)算出 值，計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表 4SSV表 漏液線 Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（1） 液沫夾帶線以 = 液/kg 氣為限，求 關(guān)系如下vesVL由 ()aLTfuHh????..Ssa sTfVuA?()fLwoh??==oh2/32/????????故 2/32/() ss??? / / s sHh ??????????整理得 =S2/在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果于表 45表 液沫夾帶線Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（2） 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度 = 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式得owh2/????????取 E=1，則 ,min284360Ls???????據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（3） 液相負(fù)荷上限線以 =4s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由 得? fTsAH=4L?? 3,???據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線（4） 液泛線令 ()dTwh??由 1。pLdpcLwohh???????聯(lián)立得 ()owcdH??忽略 ，將 與 ， 與 ， 與 的關(guān)系式代入上式，并整理得h?owSdSSV22/339。39。39。SVbc?式中 ()VLA?? 39。TwHh??? 2039。.153/()cl 2/3639。84()wdEl??將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 39。 .13(.)a???????? 39。4(64642b????(.)c? 2/33039。2810(.).?????????故 22/ ssVL? 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 依上式計(jì)算出 Vs 計(jì)算結(jié)果列于表 46表 液泛線Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線（5）根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示精 餾 塔 負(fù) 荷 性 能 圖0123456780 Vs圖 篩板塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A，連接 OA，即作出操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制，由上圖查得 ,?,?故操作彈性為 , 精餾塔接管尺寸計(jì)算 塔頂蒸氣出口管的直徑操作壓力不大時(shí)，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為 12~20 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中4sVdu??塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑 m 塔頂蒸氣量 m3/s，取 ，則Vds 12/sVu? ??查表取 5.? 回流管的直徑塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺(tái)時(shí)，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速 可取 ~ m/s。取Ru，?????查表取 ?? 進(jìn)料管的直徑采用高位槽送料入塔，料液速度可取 ，取料液速度 ，則s/~4uF???? 進(jìn)料管的直徑： ????查表取 ?? 塔底出料管的直徑一般可取塔底出料管的料液流速 為 ~ m/s，循環(huán)式再沸器取 ~ m/s，取塔底出料wu管的料液流速 為 m/s，則，塔底出料管的直徑 dw 為：=.8935WFLd????查表取 5??5 甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計(jì)算 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離甲醇－水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 精餾