1、1 精餾塔的物料衡算1.1 原料液及塔頂和塔底的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 =32.04kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 =18.02kg/kmolxD=(0.98/32.04)/(0.98/32.04+0.02/18.02)=0.8981.2 原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.31532.04+(1-0.315) 18.02=22.44kg/kmol=0.89832.04+(1-0.898) 18.02=30.61kg/kmol1.3 物料衡算原料處理量 F=/(.4)=98.467kmol/h總物料衡算 98.467=D+W甲醇物料衡算 聯(lián)立解得 D=48.462kmol/h W=93.13

2、6kmol/h Xw=0.001=0.00132.04+(1-0.001) 18.02=18.03kg/kmol2 塔板數(shù)的確定2.1 理論板層數(shù)NT的求取2.1.1 相對揮發(fā)度的求取表1：甲醇的x-y-t平衡表，溫度/xy溫度/ x y1000071.359.3781.8392.95.3128.3470.068.4984.9290.37.6740.0168.085.6289.6288.99.2643.5366.987.4191.9485.013.1554.5564.710010081.620.8362.7378.028.18 67.1573.846.2077.5672.752.9279.71

3、將表1中x-y分別代入得表2表2：甲醇的-t表溫度/揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度92.97.0572.73.5090.38.03 71.33.0888.97.55 70.02.5985.07.9368.01.4581.66.40 66.91.6378.05.2773.84.02 所以4.22.1.2進料熱狀態(tài)參數(shù)q值的確定根據(jù)t-x-y圖查得xF=0.315的溫度t泡=77.6 冷液進料：60tm=68.8查得該溫度下甲醇和水的比熱容和汽化熱如下：比熱（68.8）kJ/kg K汽化熱（77.6）kJ/kg水4.1862334.39甲醇2.841091.25則Cp=2.840.315+4.1860.685

4、=3.7579 kJ/kg Kr汽=1091.250.315+2334.390.685=1942.8 kJ/kgq=1.01712.1.3求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比，在x-y圖中、自點（0.315,0.315）作進料線方程：y=59.8x18.53 (1)操作線方程：y= (2)聯(lián)立（1）（2）得到的交點(0.321,0.668)即為（Xq,Yq）所以最小回流比Rmin =0.6734取操作回流比為R=2Rmin=1.34682.1.4求精餾塔的氣、液相負荷 2.1.5求操作線方程精餾段操作線方程為=+=+=0.574+0.383 （a） 提餾段操作線方程 （b）2.1.5

5、采用逐板法求理論板層數(shù)由 得將 =4.2 代入得相平衡方程 （c）聯(lián)立（a）、（b）、（c）式，可自上而下逐板計算所需理論板數(shù)。因塔頂為全凝則由（c）式求得第一塊板下降液體組成利用（a）式計算第二塊板上升蒸汽組成為交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用提餾段操作線方程，直到為止，計算結(jié)果見表3。表3板號12345678910y0.8980.7720.6390.5310.380.2270.1330.0630.0280.012x0.6770.4450.297xF0.2120.1270.0750.0350.0160.00670.0028 11120.00460.00160.00110.00037x

6、W精餾塔的理論塔板數(shù)為 NT=12（包括再沸器）精餾段 3塊，提溜段 9塊進料板位置 2.2 實際板層數(shù)的求取2.2.1 液相的平均粘度進料黏度：根據(jù)表1，用內(nèi)插法求得tF=77.23查手冊得 求得塔頂物料黏度：用內(nèi)插法求得，查手冊得 求得塔釜物料黏度：用內(nèi)插法求得，查手冊得 求得精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：2.2.2精餾段和提餾段的相對揮發(fā)度根據(jù)表2，用內(nèi)插法求得 則精餾段的平均揮發(fā)度 提餾段的平均揮發(fā)度 2.2.3全塔效率ET 和實際塔板數(shù)全塔效率可用奧爾康公式：計算所以精餾段 提餾段精餾段實際板層數(shù) 塊提餾段實際板層數(shù) 塊3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.1 操作壓

7、力的計算 設(shè)每層塔壓降： P=0.8KPa（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.41.1kPa）塔頂操作壓力 進料板壓力： PF=101.3+50.8=105.3 kPa 精餾段平均壓力 塔釜板壓力： PW=101.3+270.8=122.9 kPa 提餾段平均壓力：Pm=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)3.2 操作溫度計算依據(jù)操作壓力，通過試差法計算出泡點溫度，計算結(jié)果如下：塔頂溫度 進料板溫度 塔釜溫度 tW=99.93精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 tm=(99.93+77.23) /2= 88.58平均摩爾質(zhì)量全塔平均溫度 3.3 平均摩爾質(zhì)量計算a. 塔

8、頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.898 查平衡曲線得 x1=0.677MVDm=0.89832.04+(1-0.898)18.02=30.59kg/molMLDm=0.67732.04+(1-0.677)18.02=27.50kg/molb. 進料板平均摩爾質(zhì)量計算由yF=y3= 0.638 查平衡曲線得 xF=x3=0.296MVFm=0.63832.04+(1-0.638)18.02=26.96kg/molMLFm=0.29632.04+(1-0.296)18.02=22.17 kg/molc. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算 由y1=0.004 查平衡曲線得 x1=0.0009MVWm=0.0

9、0432.04+(1-0.004)18.02=18.08kg/molMLWm=0.000932.04+(1-0.0009)18.02=18.03kg/mold.精餾段平均摩爾質(zhì)量d.提餾段平均摩爾質(zhì)量3.4 平均密度計算查表得甲醇、水在不同溫度下的密度為：溫度/質(zhì)量分率質(zhì)量分率塔頂66.480.8330.167753.5979.6進料板77.230.2050.795740.7 972.3 塔底99.930.000280.99972713.8 958.3 a. 精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(103.328.78)/8.314(273.15+71.86)=

10、1.036kg/m3液相 塔頂液相密度：LDm=1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m3進料液相密度： LFm=1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m3精餾段液相平均密度為：Lm=(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m3b. 提餾段平均密度的計算 氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(113.122.52)/8.314(273.15+88.58)=0.847kg/m3 液相塔釜液相密度：Lwm=1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m3提餾段平均密度Lm

11、=(958.2+913.6)/2=935.9kg/m33.5 液體平均粘度（前面已計算）精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：3.6 液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算 即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=66.48查得A=16.59mN/m B=65.22mN/mLDm=0.89816.59+0.10265.22=21.55 mN/mb. 進料板液相平均表面張力的計算 由tF=77.23查得A=15.36mN/m B=64.74N/mLFM=0.31515.36+0.68564.74=49.19 mN/mc. 塔底液相平均表面張力的計算 由tW=99.93

12、查得A=12.8mN/m B=58.95N/mLWm=0.00112.8+0.99958.95=58.93 mN/m精餾段液相平均表面張力Lm=(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m提餾段液相平均表面張力Lm=(49.19+58.93)/2=54.06mN/m3.7氣液負荷計算3.7.1精餾段氣液負荷V=（R+1）D=(1.3468+1)34.506=80.98= mL=RD=1.506=46.47= m3.7.2提餾段氣液負荷計算V=V=80.98= mL=L+F=46.47+98.467=144.94= m4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 4.1 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流

13、率為 VS=VMVm/3600Vm=(80.9828.78)/(36001.036)=0.625m3/sLS=LMLm/3600Lm=(46.4724.84)/(3600848.7)=0.00038m3/s餾段的氣、液相體積流率為VS =VMVm/3600Vm=(80.9822.52)/(36000.847)=0.598m3/sLS=LMLm/3600Lm=(144.9420.1)/(3600935.9)=0.00086m3/s式中，負荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得C20再求圖的橫坐標為 Flv=Ls/Vs(l/v)0.5=0.00038/0.625(848.7/1.036)0.5=0.0174參考

14、有關(guān)資料，初選板間距=0.40m，取板上液層高度=0.06m故 -=0.40-0.05=0.34m 由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.071精餾段：校核至物系表面張力為35.37mN/m時的C，即C=0.071 =C=0.0796 m/s取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后為 D=0.8m塔截面積為實際空塔氣速為提餾段：=查圖可得 =0.077校核至物系表面張力為54.06mN/m時的C，即 C=0.077=C=0.0939 m/s可取安全系數(shù)0.60，則 u=0.60=0.603.120=1.872m/s故 D=0.638m按標準，塔徑圓整為D=0.8m，塔截面積為實際空塔氣速

15、為4.2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為5 塔板主要工藝尺寸的計算5.1 溢流裝置計算采用單溢流、弓形降液管，平形受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。5.1.1堰長取5.1.2溢流堰高度由選用平直堰，堰上液層高度由式精餾段：近似取E=1，則取板上清液層高度hl=0.6m故 提餾段：近似取E=1，則取板上清液層高度hl=0.6m故 5.1.3弓形降液管寬度和截面積由查弓形降液管的參數(shù)圖，得 故 依下式驗算液體在降液管中停留時間，即精餾段： 5s提餾段： 5s ，故降液管設(shè)計合理5.1.4降液管底隙高度精餾段： =-0.006=0.055-0.006=0.049m提餾段： =-0

16、.006=0.0514-0.006=0.0454m降液管底細隙高度壁溢流堰高度低0.006mm，以保證降液管底部的液封。5.2塔板布置5.2.1開孔區(qū)面積計算破沫區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域，=0.035m無效邊緣區(qū)：靠近塔壁的部分需要留出一圈邊緣區(qū)域，以供支撐塔板的邊梁之用。 =0.06m開孔區(qū)面積 R=0.8/2-0.06=0.34mx=0.269m故 5.2.2篩孔計算及排列(1)浮閥的排列采用F1型浮，由于塔徑為0.8m，故塔板采用整塊式。浮閥排列方式采用正三角形叉排，孔心距 t=75mm=0.075m。（2）閥數(shù)確定氣相體積流量VS=0.625已知，由于閥孔直徑d0=0.039m，因

17、而塔板上浮閥數(shù)目n就取決于閥孔的氣速u0。，浮閥在剛?cè)_時操作， 取閥孔動能因子=10精餾段：孔速 =9.82m/s浮閥數(shù) N=54(個)按等邊三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)47個提餾段：孔速=10.87m/s閥數(shù)N=47(個)按等邊三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)47個按n=47，重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)精餾段 仍在912范圍內(nèi)。提餾段；仍在912范圍內(nèi)。（3）開孔率精餾段：提餾段：開孔率在5%15%范圍內(nèi)，故符合設(shè)計要求。每層塔板上的開孔面積精餾段： 提餾段：6 塔板的流體力學(xué)驗算6.1 以精餾段為例6.1.1氣相通過浮塔板的壓力降由 知 干板阻力 氣體通過浮閥塔板的干板阻力，在浮閥全部開啟前

18、后有著不同的規(guī)律。對F1型重閥來說可以用一下經(jīng)驗公式求取hc。閥全開前 （1）閥全開后 （2）令=，得因為，故=液柱 液層阻力 取充氣系數(shù)數(shù) =0.5,則 =0.50.06=0.03 液體表面張力所造成阻力據(jù)國內(nèi)普查結(jié)果得知，常壓和加壓塔中每層浮閥塔板壓降為260530Pa，而通過每塊減壓塔塔板的壓降約為200Pa，很小，計算時可以忽略不計。故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：=0.036+0.03=0.066m常板壓降 =0.79.81=549.5(0.7K,符合設(shè)計要求)。6.1.2液泛的驗算為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中 由前計算知 =0.066m

19、, 取=0.5,板間距今為0.40m,=0.055m, 故=0.5(0.40+0.055)=0.2275m又塔板上不設(shè)進口堰，則=0.153=0.00004m板上液層高度 =0.06m,得： =0.066+0.06+0.00004=0.0126m由此可見：，符合要求，在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。6.1.3霧沫夾帶的驗算 = kg液/kg氣由上式可知 0.1kg液/kg氣浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學(xué)工程手冊。 泛點率=100%=D-2=0.8-20.096 =0.608m=-2=0.785-20.0455=0.694 m式中板上液體流經(jīng)長度，m; 板上液流面積，； 泛點負荷系數(shù)，取0.09

20、3 K特性系數(shù)，取1.0. 泛點率= 泛點率80%,符合要求6.1.4漏液驗算取F05作為控制漏液量的操作下限， 由 可知，6.1.5塔板負荷性能圖1 漏液線由 =得 = 整理得在操作數(shù)據(jù)內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果見表4表4， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 0.450 0.511 0.552 0.576由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線（1）2 液沫夾帶線以 =0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下由 =0.0537=故 整理得 =在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果見表5表5， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.413 1.36

21、6 1.190 1.081由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線（2）3 液泛線令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 故 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表6表6， 0.0002 0.0006 0.003 0.005， 1.888 1.842 1.505 0.9294、液相負荷上限線求出上限液體流量值（常數(shù)） 以降液管內(nèi)停留時間，則 s5、液相負荷下限線若操作的液相負荷低于此線時，表明液體流量過小，板上的液流不能均勻分布，汽液接觸不良，易產(chǎn)生干吹、偏流等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率的下降。取堰上液層高度=0.005m，根據(jù)計算式求的下限值取E

22、=1，則 經(jīng)過以上流體力學(xué)性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。（見后面）在負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即作出操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制，由上圖查得 故操作彈性為7 篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1平均溫度，71.862平均壓力，103.033氣相流量，0.6254液相流量，0.00385實際塔板數(shù)296有效段高度11.67塔徑，0.88板間距，0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長，0.4812堰高，0.05513板上液層高度，0.0614堰上液層高度，0.00615降液管管底隙高度，0.04915安定區(qū)寬度，0.0617邊緣區(qū)寬度

23、，0.03518開孔區(qū)面積，20.32319篩孔直徑，0.03920篩孔數(shù)目275621孔中心距，0.07522開孔率，%9.0323空塔氣速，1.10124篩孔氣速，11.1425穩(wěn)定系數(shù)1.6926每層塔板壓降，550.18927負荷上限液泛控制28負荷下限液漏控制29液沫夾帶0.002330氣相負荷上限，1.34631氣相負荷下限，0.61132操作彈性2.2038 精餾塔接管尺寸計算8.1 塔頂蒸氣出口管的直徑操作壓力為常壓時，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為1220 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中-塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m -塔頂蒸氣量m3/s，取，則 查表取8.2 回流管的直徑塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速可取0.20.5 m/s。取，則查表取8.3 進料管的直徑采用高位槽送料入塔，料液速度可取，取料液速度，則 查表取8.4 塔底出料管的直徑一般可取塔底出料管的料液流速