【正文】 則全部換熱器的總費(fèi)用為： F=++++ = 元 精餾塔的費(fèi)用計(jì)算 塔板費(fèi)用 NeFFFC tDntt ***** 8 *5 ? （實(shí)際） Fl—— 美元兌人民幣的匯率； Ft—— 塔板類型因子； Fn—— 塔數(shù)因子； N（實(shí)際） =28﹥ 20 Fn=1 F1= Ft= 。 精餾段 提餾段 各段平均壓強(qiáng) Pm Kpa 各段平均溫度 tm ℃ 平均流量 氣相 Vs m3/s 液相 Ls m3/s 實(shí)際塔板數(shù) N 塊 12 14 板間距 HT m 塔的有效高度 Z m 塔徑 D m 空塔流速 u m/s 塔板液流型式 單流行 單流行 溢流裝置 溢流管型式 弓形 弓形 堰長(zhǎng) lw m 堰高 Hw m 降液管寬度 Wd m 管底與受液盤距離 Ho m 板上清液層高度 hL m 孔徑 do mm 5 孔間距 t mm 孔數(shù) n 個(gè) 6173 開孔面積 M2 篩孔氣速 uo m/s 塔板壓降 hp Kpa 液體在降液管中的停留時(shí)間 S 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 霧沫夾帶 ev Kg 液 /kg 氣 負(fù)荷上限 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 塔頂換熱器的熱量衡算 塔頂引出蒸氣全部液化所放出的熱量 Q 頂 =r 氣 *mV 其中 mV=V*Md=*=由塔頂溫度為 Td=℃ 經(jīng)水蒸汽加熱后苯蒸氣的溫度變?yōu)?℃ △ t 甲醇 1=. 4443 =℃ *（ +） =℃ C 甲醇 1=(kg*k) 其需要的熱量 Q1= C 甲醇 1*mv *△ t 甲醇 1 =** =*106 kJ/h 水蒸氣供給的熱量 Q2=Q1 選水蒸汽進(jìn)入換熱器時(shí)溫度為 ℃，出換熱器時(shí)為 ℃，則△t=℃，平均溫度為 ℃ C 水蒸氣 =(kg*k) ? =由 *qm*=*106 得 qm= 即水蒸氣在管程中的質(zhì)量流量為 由 ? =KA△ t(K 取 3954W/(m2 *K)) △ t=（△ t1△ t2） /ln(△ t1/△ t2)=℃ 得 A= m2 取換熱管 *25? mm 查表得：管長(zhǎng)度為 3000mm、管子根數(shù)為 94 根、 A= m2 型號(hào)為 Ⅰ 塔底的熱量計(jì)算 甲醇蒸氣經(jīng)過熱泵后溫度變?yōu)?ti，（忽略甲苯的影響） Q 頂′ = r氣′ * m 甲醇 r氣′為 ti 時(shí)水的汽化熱 （ 1）塔底再沸器所需熱量 由塔底溫度 Tw=℃ 假設(shè)再沸器為為一塊塔板，內(nèi)插法求得溫度為：（詳見熱量衡算） T 沸 =℃查表得： γ 水 = Q 底 = r 水 * mv′ + C 水 *M 水 *△ t 水 = r 水 *V′ *Mr 水 + C 水 *M 水 *△ t 水 =* *+***（ ） =*107kJ/h （ 2）熱交換器內(nèi)的熱交換 設(shè)甲醇蒸氣經(jīng)熱泵作用后溫度為 ti， 則：水再沸需要的熱量 =甲醇液化放出的熱量 +甲醇降溫放出的熱量 設(shè)甲醇流出換熱器時(shí)的溫度為 to=℃ 則 :甲醇降低的溫度△ t 甲醇 =tito 甲醇降溫放出的熱量為 : Q 甲醇 ′ =C 甲醇 *M 甲醇 *△ t 甲醇 （ C 甲醇 為溫度 （ ti+to）時(shí)的比熱容） 則：交換器內(nèi)的熱量衡算為： Q 底 = Q 頂 ′ + Q 甲醇 ′ ti為比塔底餾出液高 20～ 55℃的溫度，此處用時(shí)差法進(jìn)行計(jì)算。若熱泵無法提供足夠的熱量，則可以先用熱蒸汽加熱使苯蒸氣升高適當(dāng)溫度后，再用熱泵進(jìn)行升溫，以此來滿足塔底再沸需要的熱量。由圖可看出，該篩板德爾操作 上限為液泛控制，下限為漏液控制。 20Wc lh? ? ? * ?? ? ?2 / 339。 。s s sa V b c L d L? ?? 式中 ? ?39。 39。 39。d p L d p cH h h h h h h h ?? ? ? ? ? ?； 1 *。 sL sm/3 V s sm/3 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)磚。 2 200. 15 3 ( ) 0. 15 3 ( 0. 08 ) 0. 00 1um?? 液 柱 dH =++= ()d T wH H h??? 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 液沫夾帶 取板上液的高度為 ,液沫夾帶量由下式計(jì)算，即 2 .5 2 .5 * 0 .0 6 0 .1 5fLh h m? ? ? kg 液 /kg 氣 液 /kg氣 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 ve 在允許范圍氣液氣液 / K ???????? ????????????????????? Kgfhhalve ??Kg液 /Kg 氣 液 /Kg 氣 漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 可由下式計(jì)算，即 ? ? vLhLhC ???? / i n,0 ???? =實(shí)際空速 0u = 穩(wěn)定系數(shù)為 K= 0u / = 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 ⑵ 邊緣區(qū)寬度確定 取 Wa=Ws’ =， Wc= ⑶ 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū) Aa 按下式計(jì)算，即 Aa=2（ x 2 2rx? + 2180r? 1sin xr?） 其中 x=D/2(Wd+Ws)=(+)= r=D/2Wc== 故 Aa= ㎡ ⑷ 篩孔計(jì)算及其排列 所處理的物系無腐蝕性，可選用б =，取篩孔直徑 do=。 選用凹形受液盤，深度 hw’ =50mm 塔板布置 ⑴塔板的分布 因 D≥ 800mm，故塔板采用分塊式。 ⑷ 降液管底隙高度你 ho ho= 3600 39。開設(shè)手孔、人孔處塔板間距 HT’，視手孔、人孔大小而定，一般取 HT’≥ 600mm. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 溢流裝置的計(jì)算 因塔徑 D=，可選用單溢流工形降液管，采用凹形受液盤。進(jìn)料孔處板間距兌決定于進(jìn)科孔的結(jié)構(gòu)型式及進(jìn)料狀況。因此， Hb 可按殘液量和塔徑進(jìn)行計(jì)算．也可取經(jīng)驗(yàn)值。 其中， Hd 一般取 ～ ，不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，減少出場(chǎng)汽體中液摘的 夾帶量。 S—— 手孔或人孔效 (不包括塔頂、塔底空間所開入孔 )。 開設(shè)人孔的位置為；塔頂空間、塔底空間各開一個(gè)，其他人孔的位置則根據(jù)下列原則確定：物料清潔，不需要經(jīng)常清洗時(shí)，每隔 6— 8 塊塔板設(shè)一個(gè)人孔；物料臟污，需經(jīng)常清洗時(shí)，則每隔 3— 4 塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔。 s 提餾段液相平均粘度 μ lm =（ +） /2= mPa s lgμ lwm= A+ Β =*+* μ lwm= s 塔底液相平均粘度的計(jì)算 由 TW=℃，查手冊(cè)得 μ A = s μ B= s lgμ ldm= A + Β =*+* μ ldm= mPa 原料液 T/0C 殘幅液 T/0C 原料液所需熱量： Q1=Cp*M*F*(t1t2)=****()=殘幅液提供的熱量： Q2=Cp*M*W*(T1T2)=***()=*107kJ/h 則可以用再沸器的熱負(fù)荷來預(yù)熱原料液 選取總傳熱系數(shù) K=120w/(m2*k)，由公式2121lnttttKA? ?? 得： t 1 lnt **3. 6 * ) 99 .7 8 76 .9 8 12 012A t t K?? ?? ? ?? ? ? ?（ 2m 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 PD=+4= 每層板的壓降 △ P= 進(jìn)料板壓力 PF=+*19= 塔底壓力 Pw=+*39= 精餾段平均壓力 Pm=（ +） /2= 提餾段平均壓力 Pw=（ +） /2= 操作溫度的計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算會(huì)泡點(diǎn)溫度，其中甲醇 — 水的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程如下： 塔頂壓力 PD= x= BAA B A BP P 10 5. 3P=P P P P= LgPA= ? LgPB= ? 試差得 :塔頂溫度 td=℃ 同理可得：進(jìn)料溫度 tf=℃ 塔底溫度 tw=℃ 精餾段平均溫度 tm =（ +） /2=℃ 提餾段平均溫度 tm=（ +） /2=℃ 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 XD=Y1= 由平衡曲線得： X1= Mvdm=*+()*=Mldm=*+()*=進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由逐板計(jì)算得： yf= xf= Mvfm=*+()*=Mldm=*+()*= kg/kmol 塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由逐板計(jì)算得： yw= xw= Mvwm=*+() *=Mlwm=*+()*= kg/kmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量： Mvm=(+)/2=Mlm=(+)/2=提餾段平均摩爾質(zhì)量： Mvm=(+)/2=Mlm=(+)/2= 平均密度的計(jì)算 ① 氣相平均密度的計(jì)算 有理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段 Pvm= PmMvmRTm=*(*(+)=提餾段 Pvm== PmMvmRTm=*(*(+)=② 液相平均密度方程計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 1/ρ lm=∑α i/ρ i 塔頂液相平均密度的計(jì)算： 由 Td=℃， A(甲醇 ),B(水 )查手冊(cè)得 ρ A=ρ ldm=1/(+) = kg/ 3m 進(jìn)料液相平均密度的計(jì)算 由 Tf=℃，查手冊(cè)得 ρ A =α A=*(*+*)= ρ lfm= 1A / A + ( 1 A ) / B? ? ? ?= 1/(+)=塔底液相平均密度的計(jì)算 由 Tw=℃，查手冊(cè)得 ρ A =α A =*(*+*)= ρ lwm= 1/ + (1 )/ BA A A? ? ? ?= 1/(+)= 精餾段的平均密度 ρ lm=（ +） /2= 提餾段的平均密度 ρ lm=（ +） /2= 液相平均表面張力的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算 σ lm=Σ xiσ i 塔頂平均液相表面張力的計(jì)算 由 Td=℃，查手冊(cè)得 σ A= σ ldm= A + B =*+*= mN/m 進(jìn) 料平均液相表面張力的計(jì)算 由 Tf=℃，查手冊(cè)得 σ A = σ lfm= A + B =*+*= 塔底平均液相表面張力的計(jì)算 由 TW=℃，查手冊(cè)得 σ A = σ lwm= A+ Β =*+*=精餾段平均液相表面張力 σ lm=（ +） /2=提餾段平均液相表面張力 σ lm=（ +） /2= mN/m 液體平均粘度的計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 Lgμ lm=Σ xilgμ i 塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由 Td=℃，查手冊(cè)得 μ A=有塔頂?shù)臏囟?TD =,則塔頂 蒸汽通過熱換器所需要的熱量為 Q=Cp 苯 *M 苯 *D 苯 *（ T1 TD ） ,通過試差法得 Cp=,則 Q2=***()=* 710 KJ/h。 （ 2)熱泵熱量衡算 選壓縮式熱泵的制熱系數(shù)為 6，（見附表），功率 P 我們?nèi)?100kw 則熱泵所提供的熱量為 Q1=6*100*3600=*106 KJ (3)塔底再沸器的熱量衡 算 ●采用熱泵將塔頂產(chǎn)品的冷凝的熱負(fù)荷與塔釜再沸器中的熱負(fù)荷結(jié)合起來，根據(jù)熱泵的工作原理可知，這在很大程度上減少了再沸器所需的水蒸氣，我們假設(shè)再沸器輸出溫度為 ，塔底的溫度已知為 攝氏度。在塔頂溫度為 時(shí)查的甲醇的汽化熱為 ,水進(jìn)出換熱器的的溫度分別為 250C 和 350C。對(duì)于塔釜流出的高溫液 W 我們用其降溫時(shí)釋放的熱量用于加熱原進(jìn)料液，從而達(dá)到預(yù)熱原料和冷凝 W 產(chǎn)品的作用。塔頂苯蒸汽一部分（ L）先經(jīng)過冷凝器回流到塔頂，而剩余的 D 產(chǎn)品先經(jīng)過換熱器由水蒸氣加熱，再經(jīng)過經(jīng)過熱泵裝置后變成更高溫度下的氣體。 （詳見附錄一 ~ R