【正文】 ?！?操作壓強:P=1atm==103KPa 物料的進料熱狀態(tài)：進料熱狀態(tài)有五種。但為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫的影響，常采用泡點進料。但將原料預熱到泡點，就需要增設一個預熱器，使設備費用增加。 回流比的確定： 對于一定的分離任務，采用較大的回流比時，操作線的位置遠離平衡線向下向對角線靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。本次設計任務中，綜合考慮各個因素。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是，可利用壓強較低的加熱蒸汽，并省掉間接加熱設備，以節(jié)省操作費用和設備費用。 回流的方式方法: 液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強制回流?？紤]各方面綜合因素，采用重力回流。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。3. 理論板數(shù)的確定 物料衡算：∵η= ∴D=ηFXf/XD=210∵F=D+W ∴W=F D=21042=168 kmol/h∵FXf= DXD+WXw ∴Xw=(FXfDXD)/W=(210)/168= 物系相平衡數(shù)據(jù)a. 基本物性數(shù)據(jù)組分分子式分子量沸點熔點水H2O甲醇CH3OHb. 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(t—x—y)tXytxy10000100100 確定回流比:根據(jù)甲醇—水氣液平衡組成表和相對揮發(fā)度公式 ， 求得：算得相對揮發(fā)度α=∴平衡線方程為：y==(1+) 因為泡點進料 所以 xe = Xf= 代入上式得 ye = ∴ Rmin = =()/()= ∴ R= Rmin =*=1）塔的汽、液相負荷 L=RD=42= kmol/hV=(R+1)D=(+1) 42= kmol/h V’=V= kmol/hL’=L+F= kmol/h+210 kmol/h=2）求操作線方程精餾段操作線方程： y=x + =+提餾段操作線方程為: =3)逐板計算法求理論板層數(shù) 精餾段理論板數(shù)： 平衡線方程為：y==(1+) 精餾段操作方程：y=x + =+ 由上而下逐板計算，自X0= = 操作線上的點 平衡線上的點 （X0=,Y1=） (X1=, Y1=) （X1=,Y2=） （X2=,Y2=） （X2=,Y3=） （X3=,Y1=） （X3=,Y4=） （X4=,Y4=） （X4=,Y5=） （X5=,Y5=） （X5=,Y6=） （X6=,Y6=）因為X6 時首次出現(xiàn) Xi Xq 故第6塊理論版為加料版，精餾段共有5塊理論板。操作線上的點 平衡線上的點（X6=,Y7=） （X7=,Y7=）（X7=,Y8=） （X8=,Y8=）（ X8=,Y9=） （X9=,Y9=）（X9=,Y10=） （X10=,Y10=）（X10=,Y11=） （X11=,Y11=）（X11=,Y12=） （X12=,Y12=）（X12=,Y13=） （X13=,Y13=00474）由于到X13首次出現(xiàn)Xi X w ，故總理論板數(shù)不足13塊∴總的理論板數(shù)NT=12+（X12Xw）/（X12X13）=( 包括再沸器) 實際板數(shù)的確定實際塔板數(shù)Np=NT/ ET1）總板效率ET的計算根據(jù)汽液平衡表,由內插法求得塔頂溫度tLD,tVD,塔釜溫度twtD=(tLD+tVD)/2=(+)/2=℃∵ ()/()=()/()∴tw=℃tf=℃平均溫度=(tD+tw)/2=(+)/2=℃又由奧克梅爾公式：ET=(αμL)其中α=,μL=s水Pas , μ甲醇=s℃時,μ水=s∴μL,F=0 +()=s2）提餾段塔底: Xw=℃時,μ水=s∴μL,W=+() =s3）塔的汽、液相負荷L=RD=42= kmol/hV=(R+1)D=(+1) 42= kmol/hL’=L+F= kmol/h+210 kmol/h=V’=V= kmol/hVS=VMVM/(3600ρVM)=()/(3600)=LS=LMLM/(3600ρLM)=()/(3600)=VS’=V’MVM’/(3600ρVM’)=()/(3600)=LS’=L’MLM’/(3600ρLM’)=()/(3600)= 精餾段塔徑塔板的實際計算1) 精餾段汽、液相體積流率為：LS = m3/sVS= m3/s2)塔徑塔板的計算欲求塔徑應先求出u，而u＝安全系數(shù)umax 式中： 橫坐標的數(shù)值為：(Ls/Vs)(ρL/ρv)=參考有關資料，根據(jù)塔板間距與塔徑的關系塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m～～～～～板間距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600初選板間距=, 取板上液層高度h1=，故分離空間HTh1==根據(jù)以上數(shù)值，由史密斯關聯(lián)圖查得，C20=由公式C=校正得 C=Umax=C=[()/]=，則u==故 D==[(4)/()]=所以圓整取D=1m∴塔截面積： AT= =空塔氣速u= VS / AT = m/s 單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結構簡單，加工方便。綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。降液管底隙高度應低于出口堰高度，(hwho)不應低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取2025mm。hwho= 22 = mm 6 mm 故降液管底隙高度設計合理。取閥孔動能因子 FO=①孔速 uo==()= m/s②浮閥數(shù)：n==（1/4）==89(個)③有效傳質區(qū)：根據(jù)公式：其中：R==x==∴=④塔板的布置因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊，采用等腰三角形叉排。 ⑤閥孔的排列：第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t’可取65mm,80mm,100mm. 經(jīng)過精確繪圖，得知，當t’=65mm時，閥孔數(shù)N實際=85個按N=85重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：孔速u0= VS/（π 1/4 d2 N）= m/sF0=uo(ρV,M) =閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：hp=+=∴常板壓降== 640Pa,符合設計要求。即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=(LS/(lwho))2 甲醇水屬于一般物系， 對于浮閥塔△≈0則Hd=hw+how+hd+hp+△=++(())2+=ψ（HT+hW）=(+)=， 故本設計中不會出現(xiàn)液泛為使液體夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內應有足夠的停留時間?！遧W / D= ,查得 =,=∴Wd=1=, Af==停留時間θ=AfHT/LS=5s ∴符合要求d．霧沫夾帶泛點率=100%lL=D2Wd==Ab=AT2Af==式中: lL——板上液體流經(jīng)長度，m。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev(干氣)的要求。4) 塔板負荷性能圖及操作彈性①液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。以作為液體在降液管中停留時間的下限