【正文】 (1－ xD)＝ ＋ ＝ mN/m 表 9 精餾塔頂部數(shù)據(jù)結(jié)果列表 符號(hào) MLD MVD ρVD ρLD 181。LD＝ mPa?s (4)液體表面張力： tD＝ 176。水 )＝ (70－ 60)/(70－ ) 可得 181。C 181。C 粘度 181。C ，查有機(jī)化合物液體粘度表可得， 181。C 密度 ρ/ (kg/m3) 60 tD＝ 176。C (1)汽相密度： ρVD＝ (MVD/)(TO/T)(p/po)＝ ()[(＋ )] ＝ kg/m3 (2) 液相密度： tD＝ 176。C tF ＝ 176。C tF ＝ 176。C)－ 1 且 1 kcal/kmol＝ kJ/kmol 可得 Wc ＝ Qc/ [Cpc(t2－ t1)]＝ () / [1(45－ 35)] ＝ kg/h (3)加熱器的熱負(fù)荷及全塔熱量衡算 表 4 甲醇，水不同溫度下的比熱容 [單位： kcal/(kg?176。C 時(shí) 對(duì)甲醇， Tr1＝ T1/ Tc＝ (＋ ) / ＝ Tr2＝ T2 / Tc＝ (＋ ) / ＝ 蒸發(fā)潛熱 HV甲 ＝ [(1－ ) / (1－ )] ＝ kJ/ kmol 對(duì)水，同理可得， Tr2＝ T2 / Tc＝ Tr1＝ T1 / Tc＝ 蒸發(fā)潛熱 ?HV水 ＝ [(1－ )/(1－ )]＝ kJ/kmol 對(duì)全凝器做熱量衡算 (忽略熱量 損失 ) Qc＝ (R＋ 1) D (IVD－ ILD) 泡點(diǎn)回流，塔頂含甲醇量高，與露點(diǎn)接近，可得 IVD－ ILD＝ xD ?H甲 ＋ (1－ xD)?H 水 1 14 IVD－ ILD＝ ＋ (1－ ) ＝ kJ/kmol Qc＝ (R＋ 1)D(IVD－ ILD)＝ 3 ＝ (2)冷卻介質(zhì)消耗量 常溫下 t＝ 35176。C 1 13 熱量衡算 (1)冷凝器的熱負(fù)荷 冷凝器的熱負(fù)荷 Qc＝ (R＋ 1) D (IVD－ ILD) 其中 IVD ——塔頂上升的蒸汽的焓 ILD ——塔頂餾出液的焓 IVD－ ILD＝ xD ?HV甲 ＋ (1－ xD) ?HV水 其中 ?HV甲 ——甲醇的蒸發(fā)潛熱 ?HV水 ——水的蒸發(fā)潛熱 蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān) 系： ?H V2＝ ?HV1 [(1－ Tr2) / (1－ Tr1)] 表 3 沸點(diǎn)下蒸發(fā)潛熱列表 [3] 組分 沸點(diǎn) t /176。C (3)塔進(jìn)料溫度 tF 數(shù)據(jù)如表所示： 溫度 t/176。 假設(shè)泡點(diǎn) t＝ ℃，則純組分的飽和蒸汽壓為： 對(duì)甲醇 tpA ???? 4197 ? p*A＝ kpa 對(duì)水 tpB ???? 7074 ? p*B＝ kpa 1 12 將以上數(shù)據(jù)代入泡點(diǎn)方程： x=()/()= = xD 可得： tD ＝ ℃ (2)塔釜溫度 tW(內(nèi)插法 ) 數(shù)據(jù)如表所示： 溫度 t/176。確定液相溫度。 (三 )熱量衡算 求塔頂溫度 tD，塔釜溫度 tW，進(jìn)料溫度 tF (1)塔頂溫度 tD 由于確定了塔頂操作壓力和液相組成，可以采用試差法計(jì)算。在計(jì)算過(guò)程當(dāng)中，每使用一次平衡關(guān)系，便對(duì)應(yīng)一層理論板。如此重復(fù) 計(jì)算，直到計(jì)算到 x13≥xD為止。因此提餾段所需的理論板層數(shù)是 5。如此交替利用平衡方程及提餾段操作線方程進(jìn)行逐板計(jì)算，直到 x7≥xF時(shí)，則第 6 塊板是加料板。根據(jù)理論板的概念，從塔釜下降的液相組成 xW 與 y1應(yīng)互成平衡，就可以利用相平衡方程求出 y1與 x2符合提餾段操作關(guān)系，故可用提餾段操作線方程由 y1求得 x2。 一連續(xù)精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔釜間接蒸汽加熱。C 液相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 汽相中甲醇 的摩爾分?jǐn)?shù) 溫度 t/176。若知道由該板下降的液體組成 xn 及由它的下一層塔板上升的汽相組成 yn+1之間的關(guān)系，從而塔內(nèi)各板的汽液相組成可逐板予以確定，從而便可以求得在指定分離條件下的理論板層數(shù)。平1 9 衡線偏離對(duì)角線越遠(yuǎn)，表示該溶液越容易分離。 (一 )物料衡算 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量： MA＝ 32 kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量： MB＝ 18 kg/kmol xF’＝ % ， xD’＝ % ， xw’＝ % (均為質(zhì)量比 ) xF ＝ (xF’ / MA ) / [ xF’/MA ＋ (1－ xF’)/ MB ] ＝ () / (＋ ) ＝ % xD ＝ (xD’ / MA ) / [ xD’ /MA ＋ (1－ xD’) / MB ] ＝ (98 .5/ 32) / ( / 32 ＋ / 18 ) ＝ % xW ＝ (xW’ / MA ) / [ xW’ / MA ＋ (1－ xW’) / MB ] ＝ ( / 32) / ( / 32 ＋ / 18 ) 1 8 ＝ % 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF＝ % 32 ＋ % 18＝ MD＝ %32＋ %18＝ kg/kmol MW＝ %32 ＋ %18＝ kg/kmol 物料衡算 原料處理量： F＝ 16000 t/y＝ （ 16106 / 7200） /＝ 總物料衡算： ＝ D ＋ W 甲醇物料衡算： % ＝ D% ＋ W% 得 D＝ W＝ 相關(guān)數(shù)據(jù)如列表 1 所示： 表 1 塔頂、塔底、進(jìn)料液的物料數(shù)據(jù) 塔頂 xD’＝ % xD＝ % MF＝＝ 進(jìn)料液 xF’＝ % xF＝ % MD＝ kg/kmol/h D＝ 塔底 xW’＝ % xW＝ % MW＝ (二 )理論塔板數(shù)的確定 甲醇－水屬于理想物系，可采用以下方法求解理論塔板數(shù)：擬合相平衡曲線后逐板計(jì)算法 . 在 的總壓下，甲醇和水的混合物系的 x－ y 圖是建立在汽液平衡數(shù)據(jù)下，表示的是不同溫度下互成平衡的汽液兩相組成 y 與 x 的關(guān)系?；亓鞅仍O(shè)定為最小回流比的 2 倍。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)。 四 、 操作條件及精餾塔工藝計(jì)算： 本設(shè)計(jì)任務(wù)是分離甲醇水的混合物。這樣減少了理論板數(shù)，從而降低了成本，但是也存在著增加加熱裝置的缺點(diǎn)。間接蒸汽加熱是通過(guò)再沸器使釜液部分汽化，維持原來(lái)的濃度，重新再進(jìn)入塔底。本設(shè)計(jì)采用重力回流，全凝器放置略高于塔頂?shù)奈恢?，并且設(shè)置流量計(jì)檢測(cè)和保證冷凝器內(nèi)的液面高度。 塔頂?shù)幕亓鞣绞? 對(duì)于小型塔采用重力回流，回流冷凝器一般安裝在比精餾塔略高的地方，液體依靠自身的重力回流。 精餾塔塔頂?shù)睦淠绞? 塔頂冷凝采用全凝器，用水冷凝。在流量控制上采用自動(dòng)控制，有利于節(jié)約勞動(dòng)力，并使過(guò)程控制精確，并可實(shí)現(xiàn)計(jì)算機(jī)控制，有利于連續(xù)生產(chǎn)。 在流程設(shè)計(jì)上，釜出液為 100℃左右的高溫水，熱值高，將其送回?zé)崴h(huán)管路用于高爐產(chǎn)蒸汽，具有節(jié)能的特點(diǎn)。降溫后的液體水或者是部分水蒸汽隨管道排進(jìn)下水道。塔釜的另一部分釜液經(jīng)冷卻器后排入下水道。塔釜設(shè)有再沸器。 三、工藝流程圖及其簡(jiǎn)單說(shuō)明 工藝流程圖 (附圖一 ) 1 6 工藝流程簡(jiǎn)介 來(lái)自貯槽的原料液經(jīng)高壓泵進(jìn)入預(yù)熱器預(yù)熱到一定溫度之后進(jìn)入精餾塔，塔頂冷凝器將上升蒸汽冷凝成液體，其中一部分作為塔頂產(chǎn)品取出，另一部分重新引回塔