【正文】 .06(.)85a????。TwHh??? ()cl?2/3639。39。dpLdpcLwoHhhh????????聯(lián)立得 ()()Twowcd???忽略 ，將 與 ， 與 ， 與 的關(guān)系式代入上式，并整理得?owSdScSV22/339。 塔板負荷性能圖 漏液線由 0,min0()/LVCh?????,i,isVALhwo??=()10hEl得 2/3,min0 .84{.[()]}/hs wLVwVCAhEl???? = ??9.. 2/360284{[061()].09}???整理得 2/, sVL?在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結(jié)果見表 54SSV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 ()avLTfHh?????..5Ssa sTfVuVA?.()fLwohh??==oh2/????????故 2/32/35(.) ss??? / / s sHh ??????????整理得 =S/在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果見表 55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） 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度 = 作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)。 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???甲醇—水物系屬一般物系，取 ，??()2mT?而 dpLdh?板上不設(shè)進口堰， 可由下式計算，即 (39。 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即 ?????????? 2..?故 氣液氣液 kg/2. ????????????eV故在本設(shè)計中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)。m20?D 邊緣區(qū)寬度確定取 39。Wh50? 塔板布置 塔板的分塊因 ，故塔板采用分塊板。選用凹形受液盤，深度 。036hWlu?取 39。 堰長 LW取 ??? 溢流堰高度 hW由 WLOh選用平直堰，堰上液層高度 由式O???????近似取 E=1，則 2/????????取板上清液層高度 Lh=故 ?? 弓形降液管寬度 Wd和截面 積 Af由 .8lD?查弓形降液管的參數(shù)圖 [6]，得 故 2..???0206dWD依式 驗算液體在降液管中停留時間，即36fThAHL?360fThAHL?? ..813???故降液管設(shè)計合理。 ?39。 ?39。 全塔氣相平均密度 3/?Vm? 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即 V1ima???塔頂液相平均密度的計算由 ，查手冊 [4]得CtD? 3m/?A? 3m/?B?76./5../?LDm進料板液相平均密度的計算由 ，查手冊 [4]得CtF??.7 3/kg869A? 3m/?B?進料板液相的質(zhì)量分率 .???Aa 3/?LFm?由 ，查手冊 [4]得Ct?. 3/kg15?A 3m/?塔底液相的密度 3/??LFm?精餾段液相平均密度為 3m/.82/).(?L提餾段液相平均密度為 39。(.)/.81kg/olVm???39。計算結(jié)果如下：塔頂溫度 ??進料板溫度 9F塔底溫度 .Wt?精餾段平均溫度 (657.)/????提留段平均溫度 39。表 塔板液氣相組成板號1 2 3 4 5 6 7 8Y X ≤x F ≤x W精餾塔的理論塔板數(shù)為 N T =8（包括再沸器）進料板位置 N F=3 實際板層數(shù)的求取 液相的平均粘度進料黏度：根據(jù)表 1，用內(nèi)插法求得 CF??查手冊 [4]得 ??A?smPa360?B? ).lg(6.)4lg(?LF求得 s?.塔頂物料黏度：用內(nèi)插法求得 ，ctD??查手冊 [4]得 ??A?smPa430?B?).lg(86.)lg(?LD求得 sa.?塔釜物料黏度：用內(nèi)插法求得 ，CW??查手冊得 ??A?smPa240?B? ).lg(8.)lg(17lg?LW求得 sa9.?精餾段液相平均黏度： ????LFD?精提餾段液相平均黏度： 194W提 精餾段和提餾段的相對揮發(fā)度根據(jù)表 52，用內(nèi)插法求得 8.?F?52.??w?則精餾段的平均揮發(fā)度 3491?精 提餾段的平均揮發(fā)度 .8..7FW提 全塔效率 ET 和實際塔板數(shù)全塔效率可用奧爾康公式： ()TL????所以精餾段 ()7TE???? 提餾段 .11精餾段實際板層數(shù) ?精提餾段實際板層數(shù) 塊39。因塔頂為全凝則 由（c）式求得第一塊板下降液體組成 ??????利用（a）式計算第二塊板上升蒸汽組成為： ?交替使用式（a）和式（c）直到 ，然后改用提餾段操作線方程，直到nFx?為止。139。39。()=1V?39。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。取 ，???查表取 ?? 進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 ，s/~4uF??則 ?? 進料管的直徑： ????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 ~ wum/s，取塔底出料管的料液流速 為 m/s，則，塔底出料管的直徑 dw為：=.89m35WwFLdu????查表取 5??第 5 章 甲醇精餾塔結(jié)構(gòu)計算 設(shè)計方案的確定本設(shè)計任務(wù)為分離甲醇－水混合物。4(???2..8(106)c? 2/336039。84()wdEl???將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 39。TwHh???Ls，m 3/s 0 Vs，m 3/s 2039。SVbcL??式中 39。39。由式得owh2/????????取 E=1，則 ,min28436Ls???????據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線（3） 液相負荷上限線以 =4s 作為液體在降液管中停留時間的下限，由 得? fTsAH=4L?? 3,???據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線（4） 液泛線令 ()dTwh???由 1。1530810d.().(..??） 液柱9697mH?? ??dTWh??故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。Ve 漏液對篩板塔，漏液點氣速 可由下式計算，即0,minu0,min04.(.)/LVuCh????? 720632619205..)./??? 91/s.實際孔速 0058,minuu?穩(wěn)定系數(shù)為： 02159,.?故在本設(shè)計中無明顯液漏。??液柱106430860WOhb().(..).????? 液體表面張力的阻力 hσ 計算液體表面張力的阻力 可按式 計算，即?04Lgd??.??????氣體通過沒層塔板的液柱高度 可按下式計算，即Ph液柱 1306320965Pch....?????氣體通過每層塔板的壓降為： （設(shè)計允許值）9521981kPa7pLg....???? 液面落差對于篩板塔，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。20mD? 邊緣區(qū)寬度確定取 Ws=W =， Wc=39。50Whm? 塔板布置 塔板的分塊因 ，故塔板采用分塊板。選用凹形受液盤，深度 。~.28m/s39。 降液管底隙高度 h0039。sV=?由 式中的 C 由式 計算，其中 由史密斯關(guān)聯(lián)圖maxLVuC?()L??20C查取，圖的橫坐標(biāo)為： 1/??????????????取板間距 ，板上液層高度 ，=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???實際空塔氣速為： 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為： 1(23)=NH???精 精 （ ） m提餾段有效高度為： (9).152T提 提 （ ）在進料板上方開一人孔，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，則精餾塔的實際高度為： +152=??實 塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算因塔徑 D＝，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。s014239。VmsM=6ρ???510.39。 ?39。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 ij?systemsSystem 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，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。塔頂操作壓力 PD= 每層塔板壓降 = ?進料板壓力 PF=+ 24=?塔底壓力 Pw=+ 62=精餾段平均壓力 Pm=(+) 2=全塔平均壓力 Pm=(+) 2= 操作溫度計算由汽液相平衡條件，有 ^VLiif?(1,2C)…，若用逸度因子表示 (1))^^ (,exp[]ssLiiVLiiiiiVfpyjfjRT?則 (2)^()ex[]LssViiiijT??其中 (3)00lnlns EiBpACD??二甲醚、甲醇和水的物性數(shù)據(jù)由文獻 [4]查的，飽和蒸汽壓計算式（3）中的系數(shù)見文獻 [5]采用狀態(tài)方程活度因子法，有 PR 方程 計算氣象個組分的逸度因子，各二元體系的二元相互作用參數(shù) k12的值見表 3；利用 NRTL 方程計算液相活度因子，進行汽液平衡數(shù)據(jù)的熱力學(xué)計算。精餾高純度 DME 的操作壓力適宜范圍為～ 這里采用塔頂冷凝器壓力為 ，塔頂壓力為 ，塔底壓力為 對該系統(tǒng)進行模擬計算，這樣塔頂溫度為 38℃，塔 底溫度為 ℃。所以塔壓力采用加壓。根據(jù)經(jīng)驗，一般取 R/Rm=。床層壓力降計算： 11Re()307()???因 REM1000 屬湍流，則 ???? 498(). ????第4章 甲醚精餾塔結(jié)構(gòu)計算 甲醚精餾塔的物料衡算及理論板數(shù)本課題涉及三組分精餾，且三組分為互溶體系，故采用清晰分割法，以甲醚為輕關(guān)鍵組分，甲醇為重關(guān)鍵組分，水為重非關(guān)鍵組分。 催化劑的選擇本設(shè)計采用催化劑 γAL 2O3，催化劑為球形顆粒，直徑 dp 為 5mm，床層空隙率 ε為 。在 400℃以下時，該反應(yīng)過程為單一、不可逆、無副產(chǎn)品的反應(yīng)，選擇性為 100%。第2章 技術(shù)分析 反應(yīng)原理反應(yīng)方程式： ????332R2CHO HO25017KJ/kmol?????； ℃ 反應(yīng)條件本過程采用連續(xù)操作，反應(yīng)條件：溫度 T=250℃370℃，反應(yīng)壓力 ，?反應(yīng)在絕熱條件下進行。表 二甲醚各種生產(chǎn)方法技術(shù)經(jīng)濟比較方法 硫酸法 氣相轉(zhuǎn)化法 一步合成法催化劑 硫酸 固體酸催化劑 多功能催化劑反應(yīng)溫度/℃ 130160 200400 250300反應(yīng)壓力/MPa 常壓 轉(zhuǎn)化率/％ 90 7585 90二甲醚選擇性/％ 99 99 651000t/a 投資 /萬元 280320 400500 700800車間成本（元/噸） 45004800 46004800 34003600二甲醚純度/％ ≤ ≤ 990 原料及產(chǎn)品規(guī)格原料：工業(yè)級甲醇； 甲醇含量≥％ 水含量≤％； 產(chǎn)品：DME 含量≥％，甲醇含量≤500ppm，水含量≤。本設(shè)計采用汽相氣相甲醇脫水法制 DME，相對液相法，氣相法具有操作簡單, 自動化程度較高, 少量廢水廢氣排放 , 排放物低于國家規(guī)定的排放標(biāo)準(zhǔn)， DME 選擇性和產(chǎn)品質(zhì)量高等優(yōu)點。由表 1 可以看出，由合成氣一步法制 DME 的生產(chǎn)成本遠較硫酸法和甲醇脫水法為低，因而具有明顯的競爭性。從技術(shù)難