【正文】 8) 精餾塔接管尺寸計算； 9）設計結果匯總 10) 對設計過程的評述和有關問題的討論。 附： 汽液平衡數(shù)據(jù) ..一、概述 1． 精餾操作對塔設備的要求和類型 ㈠ 對塔設備的要求 精餾所進行的是氣 (汽 )、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣 (汽 )、液兩相傳質(zhì)所用的塔設備，首先必須要能使氣 (汽 )、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。 ⑵ 操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣 (汽 )、液負荷有較大范圍的變動時 ，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 ⑸ 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作 、 調(diào)節(jié)和檢修。 實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。 ㈡ 板式塔類型 氣－液傳質(zhì)設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔 (1813年 )、篩板塔 (1832年 )，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如 S 型板、浮閥塔板 、 多降 液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有： ⑴ 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的 60％，為浮閥塔的 80％左右。 ⑶ 塔板效率高，比泡罩塔高 15％左右。 篩板塔的缺點是： ⑴ 塔板安裝的水 平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 ⑶ 小孔篩板容易堵塞。根據(jù)給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設備型式及其材質(zhì)的選取等進行論述。 ⑶ 塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。 ⑷ 管路及附屬設備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 ⑹ 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的 倍。 二、精餾塔的物料衡算 ⑴ 原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量為： 水的摩爾質(zhì)量為： xff= ?? ???xd ???xw ⑵ 原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 Mf= + ()=Md= + ()=則可知： 原料的處理量： F= 321 .8572 00 10 0054 00 0 ??? kmol/h 由總物料衡算： F= D+W 以及 : xf F= xd D+W xw 容易得出： W=D= 三、塔板數(shù)的確定 ⑴ 理論板層數(shù) NT的求取 因為甲醇與水屬于理想物系，可采用圖解法求解（見相平衡圖 11） 最小回流比及其操作回流比的求解： yδ =， xδ = Rmin=(xDyδ )/(yδ xδ )= ?? = 取操作回流比為： R== = a．精餾塔的氣、液相負荷 L=R D= =V=(R+1) D= =L’ =L+F=+=V’=V= b．精餾段、提餾段操作線方程 精餾段操作線： y=L/V x+D/V xd=+ 提餾段操作線： y’=L’/V’ x’－ W/V’ xw=’ c．圖解法求理論塔板層數(shù) 根據(jù)圖一所示，可求得結果為 總理論塔板數(shù) NT為 7 塊 (包括再沸器 ) 進料板位置 NF 為自塔頂數(shù)起第 4 塊 ⑵ 理論板層數(shù) NT 的求取 表二 甲醇 水在不同溫度下的粘度（ ） 物質(zhì) 甲醇 水 Td=℃ Tf=℃ Tw=℃ 可知，進料處 tf=℃時， 0 .3 5 60 .2 8 4 ?? 水甲醇 ， ?? ， 故 0 .3 3 60 .3 5 60 .2 7 310 .2 8 40 .2 7 3 ????? ）（L? 則由公式可得 ? ? 0 .5 1 9 7lg0 .0 8 1 5lg0 .2 7 60 .5 6 3 2T ????? ）（）（ ????? 精餾段實際塔板數(shù) 精N = 層層，取 ? 提餾段實際塔板數(shù) 層層，取提 ??N 四、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算 ⑴ 操作壓力的計算 設每層塔壓降： △ P=（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在 ~） 進料板壓力： PF=+6 =(KPa) 精餾段平均壓力： Pm= ?? (KPa) 塔釜板壓力： PW=+14 =(KPa) 提餾段平均壓力： Pm’= ?? (KPa) ⑵ 操作溫度的計算 塔頂進料 塔底進料 進料口 質(zhì)量分數(shù) % 95 40 摩爾流量 Kmol/h 摩爾分數(shù) % 查表一，三數(shù)據(jù)可用內(nèi)插法， 塔 頂：液相 ??????? LDLD tt℃ 氣相 ??????? VDVD tt℃ 進料： ??????? FF tt℃ 塔釜： ??????? FW tt℃ 精餾段平均溫度 tm= 2 ??(℃ ) 提餾段平均溫度 t’m= ?? (℃ ) ⑶ 平均摩爾質(zhì)量的計算 a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 xD=y1= 查平衡曲線 (圖一 )得 x1= MVDm= +() = MLDm= +() =b. 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 由 yF= 查平衡曲線 (圖一 )得 x1= MVFm= +() = MLFm= +() = c. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算 由 y1’= 查平衡曲線 (圖一 )得 x1’= M’VWm= +() = M’LWm= +() = d. 精餾段平均摩爾質(zhì)量 MVm= ?? kg/mol MLm= ?? kg/mol e. 提餾段平均摩爾質(zhì)量 M’Vm= ?? kg/mol M’Lm= ?? kg/mol ⑷ 平均密度的計算 表四 甲醇 水在不同溫度下的密度（ Kg/m3 ） 溫度 甲醇 水 50 760 60 751 70 743 80 734 90 725 100 716 a. 精餾段平均密度的計算 Ⅰ 氣相 由理想氣體狀態(tài)方程得 ρ Vm= kg / m )( ??? ??M VMMRTMP Ⅱ 液相 根據(jù)表四數(shù)據(jù)用內(nèi)插法可得 塔頂 tD=℃時 g / m 3, g / m 7516070 B ????? ???? ABA 0 .0 50 .9 5 ?? BA ?? ， , 7 5 5 . 0 k g / m 39 7 9 . 90 . 0 57 4 6 . 00 . 9 5 1m ???LD? ℃ ?Ft進料 g / m g / m 7437080 ?????BABA ???? ， 進料板液相的質(zhì)量分率 8 6 1 .7 k g / m 39 7 2 .80 . 6 0 07 3 5 .60 . 4 0 0 1 , 0 . 4 0 01 8 .0 20 . 7 2 73 2 .0 40 . 2 7 3 3 2 .0 40 . 2 7 3 L F m ??????? ?? ?? A 精餾段液相平均密度為 kg / m 32 ???LM? b. 提餾段平均密度的計算 Ⅰ 氣相 由理想氣體狀態(tài)方程得 3kg / m 3)27 588 .93( 4 22 .6110 39。 m ???LW? 提餾段平均密度 / m2 ???‘ LM? ⑸ 平均粘度的計算 液相平均粘度依下式計算 即 lgμ Lm=∑ xilgμ i a．塔頂液相平均粘度的計算 由 tD=℃查⑵得 μ A= μ B= lgμ LDm=()+() = μ LDm= b．進料板平均粘度的計算 由 tF=℃查⑵得 μ A= μ B= lgμ LFm=()+（ ） lg() = μ LFm= c．塔底液相平均粘度的計算 由 tW=℃查⑵得 μ A= μ B= lgμ LWm=()+() = μ LWm= 精餾段平均粘度 m P a .s2 ???LM? 提餾段平均粘度 m P a .s2 39。 ???LM? 五、精餾塔的塔體工藝尺寸計算 ⑴ 由上面可知精餾段 L=V= a． 塔徑的計算 精餾段的氣、液相體積流率為 m 3/ m ????? VVMS VMV ? m 3/ ????? LmLmS LML ? m ax LVVuC?????式中，負荷因子 20 )( ?CC