【正文】 5 0 .1 5? ?? ˉ ˉ179。 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp 及 hp′計(jì)算 hp= + + = 0. 03 69 + 0. 03 54 + 0. 00 39 9= 0. 07 62 9mclh h h 液 柱σ hp′ = + + = 0. 02 42 + 0. 03 72 + 0. 00 55 1= 0. 06 69 mclh h h 液 柱ˊ ˊ σ ˊ 氣體通過每層塔板的壓降 ?Pp 及 ?Pp′計(jì)算 ?Pp = = 0. 07629 814. 8 9. 81 = 609 0. 7pch g Pa K Pa??ρ （設(shè)計(jì)允許值） ?Pp′ = = 0. 06 69 91 9. 48 9. 81 = 60 3. 44 0. 7pch g P a KPa? ? ? ?ρ （設(shè)計(jì)允許值） 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本方案的塔徑和液流量均不大，故可忽略頁面落差影響。 175。175。39。 179。 179。 查資料附表圖 315充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，由 F0? = ?′ = hc′ =?? hL? =?? （ hw′ +how′） = ( 69+0 .0113 1) = 72m? 液 柱 ⑶ 液體表面張力的阻力 h?及 h?? 計(jì)算 h?= 4 4 3 5 .9 4 1 0= = 3 .9 9 1 0 = 0 . 0 0 3 9 98 1 4 .8 9 .8 1 0 . 0 0 4 5LL mmgd? ? ? ?? ? ? 液 柱。 ? = ua? v?ρ =1. 371 0. 842 7 = 1. 258? Kg189。 查資料附表圖 315充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，由 F。 = ua vρ = =189。 178。ρ 液柱 ② hc′ = 1 8 .8 4 0 .8 4 2 70 . 0 5 1 ( ) = 0 . 0 5 1 ( ) = 0 . 0 2 4 20 .8 2 9 1 9 . 4 8VLu mc ?? ???。 ρ178。 查資料附表圖 314干篩孔的流量系數(shù)有 C。 = 0 .6 6 5 7= = 1 9 .0 4 /0 .0 9 4 4 0 .3 7 0 3sV ms??? ? 提餾段 u。 開孔率 ?=（ dt。 179。 =3,1 = 篩孔數(shù)目 n為 n= 1 .1 5 5 1 .1 5 5 0 .3 7 0 3= = 2 1 9 8(1 3 .9 5 1 0 )At ? ?? 個(gè)178。） =㎡ ⑷ 篩孔計(jì)算及其排列 選用 ?=3mm 碳鋼板，取篩孔直徑 d。 175。178。 sin ˉ185?！?= 3 6 0 0 0 .0 0 1 0 2 9 = 0 .0 2 6 7 9 0 . 0 0 6 m3 6 0 0 0 .4 8 0 .0 8 m??? 故降液管設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤 hw= hw′ = 塔板布置 ⑴塔板的分塊 因 D≥ 800mm,故塔板采用分塊式，塔板查表可知分為 3塊 ⑵邊緣區(qū)寬度確定 取 Ws=Ws′ = wc= ⑶ 開孔區(qū)面積計(jì)算 A?=2（ ? 180Rxx R x R?? 178。 =精餾： h。 .= 3600hwLlu?。mm 取板上清液高度為 hL=60mm hw=607,35= hw′ == ⑶ 弓形降液管寬度 wd 和截面積 Af 由 =D 查圖 （ P127 頁 弓形降液管的寬度與面積圖）得 =TAA = 所以 Af== =㎡ Wd== = 所以依式計(jì)算液體在降液管中的停留時(shí)間 精餾段： ?= 3 6 0 0 3 6 0 0 0 .0 2 6 1 2 0 .3 5= = 1 7 . 2 1 70 .0 0 0 5 3 1 3 6 0 0fThAH sL ??? 3~5s（故設(shè)計(jì)合理） 提餾段： ?′ = 3 6 0 0 3 6 0 0 0 .0 2 6 1 2 0 .3 5= = 8 . 8 8 40 .0 0 1 0 2 9 3 6 0 0fThAH sL ? ? ??? 3~5s(故設(shè)計(jì)合理 ) ⑷ 降液管低隙高度 h。 取 E= how= 2 .8 4 0 .0 0 0 5 3 1 3 6 0 01 . 0 3 ( ) /3 = 7 . 3 51 0 0 0 0 .4 8??? 178。m178。 二 精餾塔的物料衡算 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 甲醇的摩爾質(zhì)量 M 甲醇 =XF=32. 04 = 30. 4 +32. 04 18. 02 XD=32 .04 = 0. 99 470. 99 97 0. 00 03+32 .04 18 .02 XW=0. 00 532 .04 = 0. 00 28 180. 00 5 0. 99 5+32 .04 18 .02 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 MF=+（ 1— ） =MD=+(1— ） =MW=+(1— )=物料衡算 原料處理量： F= 2 1 0 0 0 0 0 0 0 = 1 1 5 .5 73 3 0 2 4 2 1 .8 5??? kmol/h 總物料衡算： F=D+W =D+W 甲醇物料衡算： FXF=DXD+WXW =D+W 聯(lián)立解得 D=三 塔板數(shù)的確定 理論板數(shù)的求取 ① 由 y=1+( 1)xx??及甲醇 — 水在不同溫度下的汽 — 液平衡組成 溫度 液相 氣相 a 溫度 液相 氣相 a 78 85 68 70 am= 19 19...... aaaa = 得到相平衡方程 y= =1+( 1)x 1+?? 因?yàn)?泡點(diǎn)進(jìn)料 ，所以 q=1 且 Xq=XF= 且 q 點(diǎn)過相平衡線 則 yq= =1+ qxx = Rmin= Dqqqxyyx?? = 取操作回流比 m 1. 88RR?? 求精餾塔的氣液相負(fù)荷 ??RDL =(R+1)D ==L =L+F=+= 求操作線方程 精餾段操作線方程 1ny? = 1RR? + 1DxR? =+ 提餾段操作線方程 1 WnnWxLyxVV? ??= 103 逐板計(jì)算法求理論板數(shù) 因?yàn)?塔頂為全凝器 1 ?? 通過相平衡方程求 X1= 11 = 0 .9 7 4 94 .8 33 .8 3y y 再通過精餾段操作線方程 y2=+= ， 如此反復(fù)得 y1= x1= y2= x2= y3= x3= y4= x4= y5= x5= y6= x6= 當(dāng) X6Xq 后，改用相平衡方程與提餾段操作方程 yn+1= 103計(jì)算 .如此反復(fù)得 y7= x7= y8= x8= y9= x9= y10= x10= y11= x11= 103 y12= 103 x12= 103 可得到進(jìn)料板位置 NF=6 總理論板數(shù) NT=12 包括再沸器 實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù)： N 精 = 5=≈ 9 提餾段實(shí)際板層數(shù)： N 提 = 6≈ 10（不包括再沸器） 四 精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 PD=+4= 每層塔板壓力降 ?P= 進(jìn)料板壓力 PF=+ 9= 塔底壓力 Pw=PF+ 10= 精餾段平均壓力 Pm= 1 0 5 .3 + 1 1 1 .6 =1 0 8 .4 52 KPa 提餾段平均壓力 Pm′ =+120 = KPa 操作溫度計(jì)算（內(nèi)插法得） 根據(jù)甲醇 水的氣 液平衡組成表，再通過內(nèi)插法得： 塔頂溫度 tD=℃ 進(jìn)料板溫度 tF=℃ 塔釜溫度 tw=℃ 精餾段平均溫度 tm= + 6 4 .7 9 + 7 8 .3= = 7 1 .5 422DFtt ℃ 提餾段平均溫度 tm′ = + 7 8 .3 + 9 9 .6= = 8 8 .9 522FWtt ℃ 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= 通過相平衡方程求得 X1= MVDM=y1M 甲 +（ 1y1） M 水 = +() =MLOM=X1M 甲 +（ 1X1） M 水 = +() = Kg/Kmol 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 通過逐板計(jì)算得進(jìn)料板 yF=，再通過相平衡方程得 XF= MVFM= yFM 甲 +（ 1yF） M 水 = +（ ） =MLFM=XFM 甲 +（ 1XF） M 水 = +（ ） =塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由 Xw= 查平衡曲線得 yw= MVWM=ywM 甲 +（ 1yw） M 水 = +（ ） =MLWM=XWX 甲 +（ 1XW） M 水 = +（ ） =精餾段平均摩爾質(zhì)量 MVM= V D M V F M( M + M ) 3 1 . 9 7 + 2 5 . 8 7= = 2 8 . 9 2 /22 K g K m o l MLM= L D M L F M( M + M ) 3 1 . 6 9 + 2 0 . 9 5= = 2 6 . 3 2 /22 K g K m o l 提餾段平均摩爾質(zhì)量 MVM′ = V D M V F M( M + M ) 2 5 .8 7 + 1 8 . 2 1= = 2 2 .0 4 /22 K g K m o l MLM′ = L F M L W M( M + M ) 2 0 .9 5 + 1 8 . 0 6= = 1 9 . 5 0 /22 K g K m o l 平均密度計(jì)算 ⑴氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 即 精餾段 ?VM= m v mP M 1 0 8 .4 5 2 8 .9 2= = 1 . 0 9 48 .3 1 4 ( 7 1 . 5 4 + 2 7 3 . 1 5 )mRT ?? Kg/m? 提餾段 ?vm′ = m v mP M 1 1 5 .1 2 2 .0 4= = 0 .8 4 2 78 .3 1 4 ( 8 8 .9 5 + 2 7 3 .1 5 )mRT? ? ??? ⑵ 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度按下式計(jì)算 即 i1a=mi?ρL ρ 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由 tD=℃ 查手冊得 ?甲 =? ?水 =? ?LPM= 11= = 747 .70. 997 0. 003++746 .168 980 .613甲 水Dwω ωρ ρKg/m? 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算 由 tF=℃ 查手冊得 ?甲 = Kg/m? ?水 = Kg/m? 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 Fx 0 . 2 0 8 7 3 2 . 0 4= = = 0 .3 1 9 2x + ( 1 x ) M 0 . 2 0 8 7 3 2 . 0 4 + 0 . 7 9 1 3 1 8 . 0 2FFMaA M ???甲甲 水 ?LFM= 11= =8 8 1 .91 0 .3 1 9 2 0 .6 8 0 8++7 3 5 .5 3 9 7 2 .8 2甲 水AAα αρ ρKg/m? 提餾段液相平均密度計(jì)算 由 tw=℃ 查手冊得 ?甲 =? ?水 = Kg/m? ?LWM= 11= = 957 .061 0. 005 0. 995++716 .36 958 .676甲 水wwω ωρ ρKg/m? 精餾段液相平均密度為 ?LM= 7 4 7 .7 8 8 1 .9 1 8 1 4 .822L D M L F M? ? ? ??? Kg/m? 提餾段液相平均密度 ?LM′ = 8 8 1 . 9 1 + 9 5 7 . 0 6 9 1 9 . 4 822L F M L W M? ? ? ??Kg/m? 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 ?LM=?Xi?i 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD=℃查手冊得 ?甲 =?水 =?LOM=XD?甲 +（ 1XD） ?水 = + =進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由 tF=℃ 查手冊得 ?甲 =?水 =?LFM=XF?甲 +（ 1XF） ?水 = + =塔釜液相平均表面張力的計(jì)算 由 tw=℃ 查手冊得 ?甲 =?水 =?LWM=Xw?甲 +(