【正文】 直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。 （四） 確定冷卻方式 設(shè)備一般采用常溫水作為冷卻劑。 水的入口溫度由氣溫決定，出 口溫度由設(shè)計者確定。 6 （五） 熱能的利用 采用合適的回流比； 使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。 蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置。因為設(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。 (2) 滿足經(jīng)濟上的要求 要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。 在設(shè)計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。 (3) 保證安全生產(chǎn) 例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。 以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。 四 塔的工藝計算 已知參數(shù)：苯、 甲 苯混合液處理量， F＝ 13200kg/h； ? ； ? ； ? ；進料熱狀況 :飽和液體進料即 q=1；單板壓降不大于 。L 溫度 (℃ ) 80 90 100 110 120 苯（ mPa .s） 甲 苯（ mPa .s） （一） 精餾 塔的物料衡算 F＝ 13200kg/h 8 1）料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率 4 6 / 7 8 . 1 1 0 . 5 04 6 / 7 8 . 1 1 5 4 / 9 2 . 1 3Fx ??? 9 6 / 7 8 . 1 1 0 . 9 6 69 6 / 7 8 . 1 1 4 / 9 2 . 1 3Dx ??? 1 / 7 8 .1 1 0 .0 1 1 81 / 7 8 .1 1 9 9 / 9 2 .1 4Wx ??? 2）平均分子量 0. 50 78 .1 1 ( 1 0. 50 ) 92 .1 4 85 .1 1 /FM K g K m ol? ? ? ? ? ? 0 . 9 6 6 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 6 6 ) 9 2 . 1 4 7 8 . 5 9 /DM Kg Km o l? ? ? ? ? ? 0 .0 1 1 8 7 8 .1 1 ( 1 0 .0 1 1 8 ) 9 2 .1 4 9 1 .9 7 /WM Kg Km o l? ? ? ? ? ? 3）物料衡算原料處理量 總物料衡算 W’ +D’ =13200 （ 1） 易揮發(fā)組分物料衡算 0 .9 6 0 .0 1 1 3 2 0 0DW??’ ’ = （ 2） 聯(lián)立上式（ 1）、（ 2）解得： 39。 gD K h? D=39。其計算方法如下： （ 1）根據(jù)苯－ 甲苯 的氣液平衡數(shù)據(jù)作 xy 圖及 t xy 圖（如 下圖 所示）。 因飽和液體進料即 q=1，所以其 q 線方程為： x= Fx =，在 xy 圖中對角線上自點 e作出進料線（ q 線），該線與平衡線xaaxy )1(1 ???的交點坐標為（ , ??），此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。 所以則有 2 0 . 7 0 3 2 1 10 3 0 5 ??????? BAp o苯 即 ?po苯Kpa 1 9 . 4 8 ??????? BAp o甲苯 即 kpapo ?甲苯 所以 p ??? oopa甲苯苯 根據(jù)操作回流比 R=～ 2Rmin， 分別取 ， ， … ， 以逐板計算法計算出相應(yīng)的理論塔板數(shù)。 塔頂，1 2 1 1 . 0 3 3l g 6 . 0 3 0 5 5 2 . 0 1 ,t C 8 0 . 7 5 8 2 2 0 . 7 91 3 4 4 . 8l g 6 . 0 7 9 5 4 1 . 6 0t C 8 0 . 7 5 8 2 1 9 . 4 8 2ooBABApp? ? ? ? ???? ? ? ? ?苯甲 苯 ， 所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為 D ?? ppaoo甲苯苯 塔 底 ，1 2 1 1 . 0 3 3l g 6 . 0 3 0 5 5 2 . 3 6 , 2 2 9 . 2 5 Kt C 1 0 9 . 8 6 2 2 0 . 7 91 3 4 4 . 8l g 6 . 0 7 9 5 4 1 . 9 9 9 7 . 2 0t C 1 0 9 . 8 6 2 1 9 . 4 8 2ooBA p aBA K p app? ? ? ? ? ???? ? ? ? ? ?苯 苯甲 苯 甲 苯所 以， 所 以 12 所以塔 底 的揮發(fā)度為 w ??? ppaoo甲苯苯 所以 ??? * aaDa 全塔 1 og[ ( ) ( ) ]1 1 l og ??? ? ? 下面以 R=2Rmin 進行計算為例， R=2*=， (RRmin)/(R+1)=(） /(+1)= (NNmin)/(N+2)= 0. 5668m ( ) R R???? 因為 Nmin=,所以 N=≈ 13 同上，分別取回流比為 — ，得 比值 Rmin R Nmin (RRmin)/(R+1) (NNmin)/(N+2) N 2 13 RN 圖 由圖可得，取 R= 比較合適，此時對應(yīng)的理論塔板數(shù) N=≈ 13 由上求得 R=,a=，則 q 線方程為( 1 ) 7 7yyx a a y y??? ? ? 精餾段方程為12 . 3 8 0 . 9 6 6 0 . 7 0 4 0 . 2 8 61 1 2 . 3 8 1 2 . 3 8 1DnR x x xRR xy? ? ? ? ? ? ?? ? ? ? R＇ =（ R+1）（ xFxW)/(xDxF)+( q1)（ xDxW)/(xDxF) = ( 8 1 ) ( 0 11 8 ) 66 11 8( 1 1 ) 4( 66 0) 66 0? ? ?? ? ??? 所以提餾段的操作線方程為 39。 39。 2. 全塔效率 TE 依式： mTE ? ?? ，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查 t xy 圖， 塔頂溫度為 ，塔底溫度為 ， 求得塔平均溫度為： 8 0 .7 5 8 1 0 9 .8 6 9 5 .3 12? ?℃， 該溫度下進料液相平均粘度為： ? ?( 1 ) 0 . 5 0 0 . 2 6 7 1 0 . 5 0 0 . 2 7 5 0 . 2 7 1 .m F Fx x m P a s? ? ?? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ?苯 甲 苯 則 0. 17 0. 61 6 l g 0. 17 0. 61 6 l g 0. 27 1 52 %TmE ?? ? ? ? ? 3. 實際塔板數(shù) N 精餾段： （層）精 5 ??N 提餾段： 7 ??提 （ 層 ） 故實際塔板數(shù)： 10 14 24N ? ? ? （層） 五、塔的工藝條件及 有關(guān) 物性數(shù)據(jù)計算 （一） . 操作壓強 mP 塔頂 操作壓力 kPa? ，取每層板的壓降為 ，則進料板的壓力 為：10 k Pa? ? ? ?，塔底壓力 為： 14 0. 7 11 8. 1WFP P k P a? ? ? ?，故 精餾段 平均操作壓 力 為： 1 0 1 . 3 1 0 8 . 31 0 4 . 82mP k P a???（ 精 ）， 提 餾 段 平 均 操 作 壓 力 為：1 0 8 . 3 1 1 8 . 11 1 3 . 22mP k P a???（ 提 ） （二） . 操作 溫度 mt 之前已經(jīng)求得， 得到塔頂： ? ，進料板溫度 ? ，塔底： 15 ? C0 ，則精餾段的平均溫度： 08 0 . 7 5 8 9 1 . 3 5 8 6 . 0 5 42mtC???， 精 ，提餾段的平均溫度：, 1 0 9 .8 6 9 1 .3 5 1 0 0 .6 12mt ???提 C0 。 故精餾段平均液相密度： 8 1 3 . 3 8 0 6 . 4 5 8 0 9 . 8 82Lm? ???（ 精 ） 3/mKg 提餾段平均液相密度： 3( 8 0 6 . 4 5 7 8 1 . 2 5 7 9 3 . 8 5 k g /m2Lm? ???提 ） （五） . 液體表面張力 m? ??? nim ixi1 ?? 17 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3 ， 由 內(nèi) 插 法 得 ： ?頂A? , ?頂B? ，?進A? , ?進B? ， ?底A? ， ?底B? 。 0 .9 6 6 0 .3 0 5 ( 1 0 .9 6 6 ) 0 .3 0 9 0 .3 0 5L m P a s? ? ? ? ? ? ? ?頂 0. 50 0. 28 5 ( 1 0. 50 ) 0. 29 1 0. 28 8L m P a s? ? ? ? ? ? ? ?進 0 . 0 1 1 8 0 . 2 3 5 ( 1 0 . 0 1 1 8 ) 0 . 2 5 5 0 . 2 5 5L m P a s? ? ? ? ? ? ? ?底 故精餾段平均液相粘度( 0 . 3 0 5 0 . 2 8 8 0 . 2 9 62Lm m P a s? ?? ? ?精 ） 提餾段平均液相粘度 0 . 2 8 8 0 . 2 5 5 0 . 2 7 12Lm m P a s? ?? ? ?（ 提 ） 求精餾塔的氣液相負荷 精餾段： ? ?1 (2 . 3 8 1 ) 7 9 . 5 6 2 6 8 . 9 1 /V R D K m o l h? ? ? ? ? ? ( 32 6 8 . 9 1 8 0 . 3 6 2 . 0 4 9 /3 6 0 0 3 6 0 0 2 . 9 3VmSvmVMV m s?? ?? ? ??精 ）（ 精 ） 2 . 3 8 7 9 . 5 6 1 8 9 . 3 5 3 /L R D K m o l h? ? ? ? 31 8 9 . 3 5 3 8 2 . 1 9 5 0 . 0 0 5 3 4 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 9 . 8 8LmLmLML s m s? ?? ? ??（ 精 ）（ 精 ） 18 30 .0 0 5 3 4 3 6 0 0 1 9 .2 2 /hL m h? ? ? 提餾段： 1 8 9 . 3 5 3 1 5 5 . 1 0 3 4 4 . 4 5 3 /L L q F K m o l h? ? ? ? ? ? ( 1 ) 2 6 8 . 9 1 /V V q F K m o l h? ? ? ? ? ( 32 6 8 . 9 1 8 7 . 0 0 1 . 9 8 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 2 7VmSvmVMV m s??? ?? ? ? ??提 ）（ 提 ） 33 4 4 . 4 5 3 8 7 . 0 9 0 . 0 1 0 5 /3 6 0 0 3 6 0 0 7 9 3 . 8 5LmSLmLML m s?? ?? ? ? ??（ 提 ）（ 提 ） 339。 表 6 板間距與塔徑關(guān)系 塔徑 DT，m ～ ～ ～ ～ ～ 板間距HT， mm 200～ 300 250～ 350 300～ 450 350～ 600 400～ 600 根 據(jù) 上 表 ， 初 選 板 間 距 mHT ? ， 取 板 上 液 層 高 度 mhL ? ，故mhH LT ???? ； 精餾段： 1 12 20. 00 53 4 80 9. 88 0. 04 332. 04 9 2. 93LmSS vmLV?????? ??? ? ????? ?????? ??（ 精 ）（ 精 ） 19 查 史 密斯關(guān)聯(lián)圖，可得 20 ? 依式 20 20??????? ?CC 精餾段液相平均 表面張力為 mmN / 時 ，