【正文】 料，塔頂和塔釜溫度及氣相組成甲醇?xì)庖合鄿囟冉M成關(guān)系：液相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(x)氣相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(y) T/℃0 0 100 78 66 651 1 分別以 tx,ty 作圖得y = + y = + 0204060801001200 1 txty多 項 式 (tx)多 項 式 (ty)將 XF=,XD=,XW= 帶入 y=+ 求得 tF=℃,t D=℃, t W =℃將 tF,tD,tW分別帶入 y=+ 得yF=,yD=,yW= 回流比的確定 平均相對揮發(fā)度的計算查 [1]由相平衡方程 y= 得1()ax+(1)yx=進(jìn)料：a F= = =()yx?()?塔頂：a D= = =(1)(0)塔底：a W= = =()?.62.()?平均相對揮發(fā)度：a= = =? 最小回流比的計算和適宜回流比的確定xF＝ xD＝ xw＝ = 因為 q=1 所以 xq= ?xF＝ 由相平衡方程 = ()qya+最小回流比 =操作回流比取最小回流比的 倍= = 板數(shù)的確定 精餾段與提餾段操作線方程精餾段操作線方程： +=+提餾段操作線方程： 1 . n+= 圖解法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置分別作精餾段操作線，提餾段操作線，q 線，xy 圖，平衡線如下圖所示：010 1 根據(jù)以上求解結(jié)果得： 總理論板數(shù)為 7（包括再沸器） 進(jìn)料板位置為 4 精餾段理論板數(shù) 3 提餾段理論板數(shù) 4 全塔效率由進(jìn)料組成 =泡點溫度 ℃ ℃ ℃?精餾段平均溫度 T 精餾 = =℃=.?提餾段平均溫度 T 提餾 = =℃=..平均摩爾分?jǐn)?shù) x 精餾 = = x 提餾 =?=?查文獻(xiàn)得 甲醇粘度計算公式 lgμ= ,A= ATB?B= =精 餾 39。結(jié)合文獻(xiàn)由內(nèi)插法求得水在此溫度下粘度分別為：μ 精餾 ”= μ 提餾 ”= 則精餾段和提餾段平均粘度分別為：μ 精餾 = x 精餾 +μ 精餾 ”(1 x 精餾 )=m精 餾 39。()????=精餾段和提餾段平均揮發(fā)度為：a 精餾 = =DFa???a 提餾 = ????則板效率 E 由 計算().2439。提 餾 段: .=進(jìn)料板位置為第七塊板總塔板數(shù)：19（包括再沸器）總板效率 E= ? 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作溫度的計算塔頂溫度 TD=℃ 塔底溫度 TW=℃ 進(jìn)料溫度TF=℃則 精餾段的平均溫度: ℃+== 提餾段的平均溫度: ℃ 操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)：P D=100 kpa 取每層塔板壓降:ΔP= kpa 則 進(jìn)料板壓力: =+180。 對于氣相平均分子量: ()+180。 對于液相平均分子量: ()11LDABMx=+ )180。 2.)對于進(jìn)料板, ==對于氣相平均分子量。180。180。180。180。 氣 相: 12VFDM+= 液 相 : 12LFDM+= 提餾段的平均分子量。==+提餾段的氣相平均密度： 2mVVpMRTr= ()180。 （1.）對于塔頂 查文獻(xiàn) ， = 質(zhì)量分率 ().. 180。+180。ABLD1ar=+ 3175./==+ （2.）對于進(jìn)料板 = 查文獻(xiàn) ， 3716/Akgmr 質(zhì)量分率 ().180。+180。ABLFar+ F?31870./==+ （3.）對于塔釜 == 查文獻(xiàn) ， 3/Akgmr 質(zhì)量分率 ().180。+180。ABLwar+w? 則 精餾段的液相平均密度： +== 提餾段的液相平均密度： ./2FWLm kgmr+== 液體表面張力的計算 由 計算1iinxs=229。+180。+180。+180。231。231。===232。232。 取板間距 ，板上清液高度 ， 則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 =又 液體的表面張力 /Ns185。=232。 247。247。248。248。取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速： 180。180。231。231。===232。232。 取板間距 ，板上清液高度 ，. 則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 =又 液體的表面張力 /Ns185。=232。 246。247。248。取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速： 180。180。. 精餾塔有效高度的計算 板式塔的塔高按下式計算 初選板間距 H T= 則 ()()180。 7m= 溢流裝置計算因為 D=2 米,L h=，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。=2.）溢流堰高度 wh由 lo選用平直堰，堰上液層高度 247。248。180。247。=232。取板上清液高度 .cm故 3.）弓形降液管寬度 和截面積dWfA由 .7wlD= 查 弓形降液管的參數(shù) 得 , 故 =180。241。036hoWLlu=取 39。= . m故 降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度 39。=2.）溢流堰高度 wh由 lo選用平直堰，堰上液層高度 247。248。246。231。=180。248。= 014809dWD 依式 3636..180。 故 降液管設(shè)計合理4.）降液管底隙高度 0h 39。則 180。.5wh 塔板布置1.）邊緣寬度的確定 取 ， 39。246。247。248。246。231。180。 248。bc=選取 F1 型浮閥，重型，其閥孔直徑 d0= 初取孔動能因子 01vFur精餾段：=：vr ==180。塔板上浮閥開孔率：180。180。180。pclhs=+則氣體通過每層板的壓降 ：PD （設(shè)計允許值）180。提餾段：由 ；干板阻力 可計算如下：臨界孔速pclhs=+0hUOC= UO=??故 按浮閥未全開計算：ch液柱； mr=塔板上液層阻力： 液柱；.()().3lwoh m++=表面張力產(chǎn)生阻力： 液柱；180。故 =++= 液柱。=225。180。8 故在本設(shè)計中液沫夾帶量 提餾段：由 和 查泛點負(fù)荷系數(shù)圖得 =?THFCK 根據(jù)物性表取 1 則 SFTVLKCAr=泛 點 率 =180。 .225。180。 故 在設(shè)計中無明顯的漏液 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式： ()dTwHhj163。=而 dpLdHh=+精餾段：板上不設(shè)進(jìn)口堰， 由 計算d()239。= 液柱..4m180。 故 在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 提餾段：板上不設(shè)進(jìn)口堰， 由 計算dh()239。= 液柱..4m180。 故 在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 塔板負(fù)荷性能圖 過量液沫夾帶線關(guān)系式精餾段：在 式中，令 ，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代1 sLLFbVzKcAr+==入得： Lh Vh 提餾段：