【正文】 質(zhì)量分數(shù) 105 摩爾分數(shù) 105 (二) 清晰分割以 DME 為輕關鍵組分，CH 3OH 為重關鍵組分，H 2O 為非重關鍵組分。(2) 安托因公式㏑P is=AB/(T+C) (Pis:：mmHg，T：K)查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》表 26 安托因公式數(shù)據(jù)表A B CDME CH3OH H2O DME： ㏑P is，DME =（）CH3OH：㏑P is，CH3OH =（）H2O： ㏑P is，H2O =（） (3) 采用試差法計算壓力不太高，按完全理想系計算，K i=㏑P is/P 給定 P Y T設 T Ki=㏑P is/P ∑K ixi 1≤ε yi 結(jié)束 調(diào)整 T N圖 22 試差法結(jié)構(gòu)圖11 / 53試差過程見表 27表 27 試差過程 xiPis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=KixiDME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 103 103 103 ∑Kixi 結(jié)果:在 ,即 ℃時, ∑K ixi≈1,故進料溫度為 （二）塔頂露點溫度計算操作壓力：P 總 =1520mmHg 給定 P Y T設 T Ki=㏑P is/P ∑(y i/Ki)1≤ε xi 結(jié)束 調(diào)整 T N圖 23 試差法結(jié)構(gòu)圖試差過程見表 28表 28 試差過程 xiPis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi=KixiDME 104 104 CH3OH 102 ∑y i/Ki 結(jié)果: 在 ,即 ℃時, ∑y i/Ki≈1,故塔頂溫度為 （三）塔釜泡點溫度計算操作壓力：P 總 =1520mmHg 給定 P Y T設 T Ki=㏑P is/P ∑K ixi ≤ε yi 結(jié)束 12 / 53調(diào)整 T N圖 24 試差法結(jié)構(gòu)圖試差過程見表 29表 29 試差過程 xiPis /mmHg yi=Kixi Pis /mmHg yi= Kixi Pis /mmHg yi= KixiDME 104 104 104 CH3OH 103 103 103 H2O 103 103 103 ∑K ixi 結(jié)果: 在 ,即 ℃時, ∑K ixi≈1,故塔頂溫度為 精餾塔設備計算 基礎數(shù)據(jù)(一) 塔壓：1520mmHg 進料溫度：T F=塔溫 塔頂溫度：T D= 塔釜溫度：T W=(二) 密度（參考《化工單元設備的設計》 ）查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》表 210 密度數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ kg/m3 CH3OH/ kg/m3 H2O/ kg/m350 60 110 120 407..8 122 經(jīng)插值計算得表 211 插值計算后密度數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ kg/m3 CH3OH/ kg/m3 H2O/ kg/m3 13 / 53 已知各組分在液相、氣相所占的比例，如表 212 所示表 212 各組分所占比例DME CH3OH H2O液相 氣相 液相 氣相 液相 氣相質(zhì)量分數(shù) 料 摩爾分數(shù) 質(zhì)量分數(shù) — —塔頂 摩爾分數(shù) — —質(zhì)量分數(shù) 105 105 釜 摩爾分數(shù) 105 104 (1) 塔頂密度的計算 ①液相平均密度： 113, ?????OHCDMEiDLxx?? =( kg/m3)②氣相平均密度： OHCHDMEyyiy33??????) g/mk( .7= 35DV, ?TP?(2) 進料板密度的計算①液相平均密度： 1123FL, OHCDMEi xx?????? =(kg/m3).14 / 53②氣相平均密度： OHOHCHDME yMyyiyM2233 ??????? =++= )g/mk (= 35FV, ????TP? (3) 塔釜密度的計算①液相平均密度： 123WL, OHCDMEi xx?????? = (kg/m3) ???②氣相平均密度： OHOHCHDME yMyyiy 2233 ??????=104++=) g/mk (=. 35WV, ????TP?④精餾段和提餾段密度的計算精餾段：氣相平均密度： =1／2( + )= 1／2(+)=(kg/m 3)V?FV,D,?液相平均密度： =1／2( + ) =1／2(+)=(kg/m 3)LL,提餾段：氣相平均密度： ′=1／2( + )= 1／2 (+)=(kg/m3)V?FV,?W,液相平均密度： ′=1／2( + ) =1／2 (+)=(kg/m3)LL,(三) 表面張力的計算查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》表 213 表面張力數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ dyn/cm CH3OH/ dyn/cm H2O/ dyn/cm15 / 5350 60 110 120 130 經(jīng)插值計算得表 214 插值計算后表面張力數(shù)據(jù)表溫度/℃ DME/ dyn/cm CH3OH/ dyn/cm H2O/ dyn/cm xxX33??????=++0=(dyn/cm)OHOCHDMEiF xxx233=++=(dyn/cm)OHOCHDMEiW xxxX233??????=105++=(dyn/cm)精餾段：㎝)(dyn/=)(1)(21?FD??精提餾段：)(/ ..)(.0)(????FW提 表 215 工藝條件列表精餾段 提餾段平均密度 氣相 (kg/m3) 液相 液體表面張力(dyn/cm) 液相 16 / 53 塔板數(shù)的確定(一) 最小回流比 Rmin 的確定①相對揮發(fā)度本設計以 DME 為輕關鍵組分 A；CH 3OH 為重關鍵組分 B；H 2O 為非重關鍵組分 C；以重關鍵組分為基準物，即 =1。3 ??WFDA?385..??CB②最小回流比 Rmin本設計為泡點進料,即飽和液體進料，q=1恩特伍德公式：　　　　　1)(min, ????xiD??qi?故 ????????? ?????ix解得 =Rmin= .)(,??imDx(二) 實際回流比17 / 53取實際回流比為最小回流比的 倍則 R= Rmin==(三) 最小理論板數(shù)的確定 )(log])([1min ??????? ?ABWDxN?故最小理論塔數(shù) Nmin=(不包括再沸器)（四） 全塔理論板數(shù)的確定 ??????R同《化工原理》下冊 P37 圖 130 吉利蘭圖查得 Nmin = 代入，求得 N=(不包括再沸器)（五） 精餾段和提餾段理論板數(shù)的確定平均相對揮發(fā)度： )()( ?????FDAB?精 97..log)])[(1)(min ???精精 BAxN精餾段的最小理論塔板數(shù)為 =)(minN代入 ，求得 N== )(min精 ???精故精餾段理論板數(shù)為 塊,提餾段為 塊(六) 實際板數(shù)的確定①板效率 )μ .9(αE??查《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》以進料為計算基準表 216 黏度數(shù)據(jù)表DME CH3OH H2Oix 18 / 53Li?s mPas))μ .9(αE??=()=②塔內(nèi)實際板數(shù) ?TPN取實際板層數(shù)為 27 塊(不包括再沸器)(七) 精餾段和提餾段實際板數(shù)的確定 ??TPEN精精取實際精餾段塔板數(shù)為 12 塊，提餾段實際板數(shù)為 15 塊，進料板的位置為由下往上數(shù)的第十六塊板 精餾塔主要尺寸計算(一) 流量計算表 217 相對分子質(zhì)量數(shù)據(jù)表平均相對分子質(zhì)量 氣相 液相精餾段 提餾段 (1) 進料：DME：Fx DME=105=103(kg/h)=(kg/s)CH3OH：Fx CH3OH =105=(kg/h)=(kg/s)H2O：Fx H2O=105=105(kg/h)=(kg/s)(2) 精餾段：氣相流量：V=L+D=+=(kmol/h)=(kmol/s)=104(kg/h)=(kg/s) )/( ????19 / 53)/(??液相流量：L=RD==(kmol/h)=(kmol/s)=104(kg/h)=(kg/s) )/(. smMLs ????)/((3) 提餾段：氣相流量：V＇=V=(kmol/h)=(kmol/s)=10 4(kg/h)=(kg/s)VS′= )/( ?????Vh′= 103(m3/h)液相流量：L＇=L+F=+6468=10 3(kmol/h)=(kmol/s)=105(kg/h)=(kg/s)LS＇= )/(03682..92418633smML?????Lh＇=(m 3/h)(二) 塔徑的計算（1）計算公式 uVDs???4D：塔徑（m）s：塔內(nèi)氣體流量 s/3u：空塔內(nèi)氣速 m/su=安全系數(shù) maxumax：極限空塔氣速 m/sC：負荷系數(shù)（）20 / 53Lv?、 ：分別為塔內(nèi)氣液兩相密度 3/mkgmaxu= VC?（2）精餾段計算： 03985.)(. ???）（ Vs?取板間距 HT=，取板上液層高度 hL=則 HThL==(m)根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由《化工原理》下冊 p158 圖 3—7 史密斯關聯(lián)圖查得：C20=由于物系表面張力為 dyn/cm，不接近 C20 dyn/cm，故需校正： )/( smCuVL ???????取安全系數(shù)為 ，則 u= maxu安全系數(shù)= =（m/s）塔徑： )(?????Ds按標準塔徑圓整為 D=則塔截面積： )(.空塔氣速：u= /?（3）提餾段計算： )(??）（ Vs?取板間距 HT′=，取板上液層高度 hL′=則 HT′ h L′ ==(m)根據(jù)以上數(shù)據(jù)，由《化工原理》下冊 p158 圖 3—7 史密斯關聯(lián)圖查得：C20′=由于物系表面張力為 dyn/cm，不接近 C20 dyn/cm，故需校正：0.)(。(1) 溢流裝置①堰長 lW取堰長 lW=,即 lW==(m)②堰上液層高度 hOWhOW = ，取 E≈132)(hOW = (m))(04.)(. 3232???hlhOW，符合要求。③出口堰高 hWhL=hW+hOW，即 ().???OWLh④ 降液管底隙高度 hoho=== (m)37.).54(??。??STfLHA停留時間 θ5s，故降液管尺寸可用。按 t=， t′= m 以等腰三角形叉排方式作圖(見以下圖 25)，排得閥數(shù)為 160 個。(2) 溢流裝置①堰長 lW′24 / 53取堰長 lW′=′,即 lW′==(m)②堰上液層高度 hOW′hOW ′= ，取 E≈132)(1084.?wlLhOW′ = (m))(084.)(.32????hlhOW′，符合要求。③出口堰高 hWhL′ =hW′+h OW′，即 ().?????OWLh④ 降液管底隙高度 ho′ho′=hw′== (m)⑤ 弓形降液管寬度 Wd 和面積 .??DlW查《化工原理》下冊，圖 312 得 )(. 2mAfTf ???? ).6(???⑥ 液體在液管中停留時間 θθ′ = (s)(2) 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列取閥孔動能因數(shù) Fo=9閥孔氣速 uo′= = ?voF?(m/s)?每層塔板上的浮閥數(shù) N′= ????oSudV取破沫區(qū)寬度：W S′=75mm= (60~75mm 之間)25 / 53邊緣區(qū)寬度：W C′=50mm= (30~50mm 之間)對于單溢流塔板，鼓泡區(qū)面積 Aa′= ]sin180[2122RXXRxo????式中： .54(m)).318(22 ?????????）（ SdDXR= )Aa′= )(][ 21222 ???o?浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，精餾段取同一橫排的孔心距 t=，估算相鄰兩排孔中心線距離 t?(m)????NtAa該塔采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 208 m m，故采用 t?=110 m m。圖 26 提餾段的閥孔布置圖按