畢業(yè)設(shè)計(jì)---3.0萬噸年二甲醚裝置分離工段精餾塔設(shè)計(jì)

1、<p>　　3.0萬噸/年二甲醚裝置分離工段精餾塔設(shè)計(jì)</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　二甲醚（DME）具有一系列優(yōu)良的物理化學(xué)性質(zhì)，可用于于制藥、染料、農(nóng)藥、氣溶膠噴霧劑和制冷劑，另外，二甲醚作為一種新型清潔能源，市場(chǎng)前景非?？捎^。所以對(duì)二甲醚生產(chǎn)工藝的研究具有重要意義。</p><p>　　本設(shè)計(jì)

2、主要針對(duì)二甲醚生產(chǎn)工藝的分離工段進(jìn)行計(jì)算。通過計(jì)算理論塔板數(shù)、塔效率、實(shí)際板數(shù)、進(jìn)料位置，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑、有效塔高、篩孔數(shù)。通過塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　二甲醚的分離是一個(gè)三組分的多組分分離，所以本設(shè)計(jì)采用兩個(gè)簡(jiǎn)單精餾塔，即一個(gè)二甲醚塔和一個(gè)甲醇回收塔來將三種物質(zhì)分離。為使工藝中盡可能的節(jié)約原料，所以

3、將物系中的甲醇進(jìn)行回收，繼而將分離得到的甲醇?xì)饣玫綒饣状?，重新?yīng)用到生產(chǎn)流程中，使工藝流程更加合理化。</p><p>　　關(guān)鍵詞：二甲醚 工藝設(shè)計(jì) 多組分分離 計(jì)算</p><p>　　Separation of Producing 30kt/a DME Process Design</p><p><b>　　ABSTRACT</b>&

4、lt;/p><p>　　Dimethyl ether (DME),which has many excellent physical and chemical properties for manufacturing pharmacy, dye, pesticide, spraying solvent and refrigerant, is widely used as raw materials. As a nov

5、el clean fuel, DME has a very promising future for developments. SO, it is magnificent to study on the process of producing DME.</p><p>　　The design of the main production process for the separation of DME s

6、ection in the calculation. Through the sieve plate distillation column design, I initial grasp the basic principles and methods of chemical design. Total condenser is used to accurately control the reflux ratio at the to

7、p of the tower, It use direct steam heating at Bottom of the column, in order to provide sufficient heat. By calculating the number of theoretical plates, efficiency, the actual plate number, feed location, it C</p>

8、;<p>　　Separation of DME is a separation of three components of the multi-component. Therefore, this design uses two simple distillation column, one of DME and one of methanol recovery. In order to process raw ma

9、terials savings as much as possible, so the material in the methanol recovery system, and then the isolated methanol gasification gasified methanol, re-applied to the production process, so that process to rationalize.&l

10、t;/p><p>　　Keywords: DME Process Design Multi-component separation Calculate</p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　摘要…………………………………………………………………….…..……Ⅰ</p><p>　　AB

11、STRACT………………………………………………………………..…..….…….Ⅱ</p><p>　　第一章 緒論……………………………………………………………….1</p><p><b>　　1.1 概述2</b></p><p>　　1.2 甲醚的工業(yè)現(xiàn)狀2</p><p>　　1.3工藝技術(shù)的比較與

12、選擇2</p><p>　　1.4 原料及產(chǎn)品規(guī)格3</p><p>　　1.5 三廢處理3</p><p>　　1.5.1 廢氣處理3</p><p>　　1.5.2 廢水處理3</p><p>　　1.5.3 固體廢物的處理4</p><p>　　1.6 確定方案4

13、</p><p>　　1.6.1 設(shè)計(jì)依據(jù)4</p><p>　　1.6.2 設(shè)計(jì)方法4</p><p>　　1.6.3 設(shè)計(jì)流程4</p><p>　　1.7 操作條件的確定5</p><p>　　1.7.1塔板類型的選取5</p><p>　　1.7.2進(jìn)料狀態(tài)5<

14、/p><p>　　1.7.3加熱方式的選擇5</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝計(jì)算7</p><p>　　2.1 物性數(shù)據(jù)7</p><p>　　2.1.1 甲醚和甲醇（水）的物理性質(zhì)7</p><p>　　2.1.2. 飽和蒸汽壓7</p><p>　　2.1.3 甲醚

15、和甲醇（水）的液相密度L7</p><p>　　2.1.4 液體表面張力8</p><p>　　2.1.5 液體粘度μL8</p><p>　　2.1.6 液體汽化熱γ9</p><p>　　2.2 塔的物料衡算9</p><p>　　2.2.1 原料液及塔頂、塔底組分分配的摩爾分率9</p

16、><p>　　2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量11</p><p>　　2.2.3 物料衡算11</p><p>　　2.3 塔頂、進(jìn)料和塔釜溫度的計(jì)算11</p><p>　　2.4 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算12</p><p>　　2.5 最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定13</

17、p><p>　　2.6 最小理論塔板數(shù)13</p><p>　　2.7 實(shí)際塔板數(shù)和進(jìn)料位置14</p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算15</p><p>　　3.1 塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算15</p><p>　　3.1.1 操作壓強(qiáng)15</p><p>　　

18、3.1.2 操作溫度15</p><p>　　3.1.3 平均分子量15</p><p>　　3.1.4 平均密度16</p><p>　　3.1.5 液體表面張力16</p><p>　　3.1.6 液體粘度17</p><p>　　3.1.7 體積流率的計(jì)算……………………………………….……

19、20</p><p>　　3.2 精餾塔的主要工藝尺寸的計(jì)算18</p><p>　　3.2.1 塔徑的計(jì)算18</p><p>　　3.2.2 塔的有效高度的計(jì)算18</p><p>　　3.2.3 溢流裝置計(jì)算19</p><p>　　3.2.4 塔板結(jié)構(gòu)的確定20</p><

20、;p>　　3.2.5 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算20</p><p>　　3.2.6 塔板負(fù)荷性能圖23</p><p>　　第四章 熱量衡算28</p><p>　　4.1 塔進(jìn)料液帶入熱QF28</p><p>　　4.2 回流熱帶入熱QR28</p><p>　　4.3 塔頂上升蒸汽帶出熱QV

21、28</p><p>　　4.4 塔頂產(chǎn)品帶出熱QD28</p><p>　　4.5 冷凝器熱負(fù)荷QC29</p><p>　　第五章 附屬設(shè)備的計(jì)算30</p><p>　　5.1 試算和初選冷凝器的型號(hào)30</p><p>　　5.1.1 確定流體物性30</p><p&g

22、t;　　5.1.2 計(jì)算冷卻水用量30</p><p>　　5.1.3 計(jì)算兩流體平均溫差30</p><p>　　5.1.4 初選換熱器型號(hào)31</p><p>　　5.2 核算壓力損失31</p><p>　　5.2.1 管程壓力損失31</p><p>　　5.2.2 殼程壓力損失32&l

23、t;/p><p>　　5.3 總傳熱系數(shù)核算33</p><p>　　5.3.1 管程對(duì)流傳熱系數(shù)33</p><p>　　5.3.3 污垢熱阻34</p><p>　　第六章 塔附件設(shè)計(jì)35</p><p>　　6.1 接管尺寸35</p><p>　　6.1.1 塔頂蒸汽管

24、35</p><p>　　6.1.2 回流管35</p><p>　　6.1.3 進(jìn)料管35</p><p>　　6.1.4 出料管35</p><p>　　6.2 進(jìn)料泵的選取36</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)37</b></p><p>&l

25、t;b>　　結(jié)束語38</b></p><p><b>　　附錄39</b></p><p>　　謝辭……………………………………………………………...40</p><p><b>　　第一章 緒論</b></p><p><b>　　1.1 概述</b&

26、gt;</p><p>　　二甲醚(Dimethyl Ether)又稱甲醚、木醚、氧二甲，簡(jiǎn)稱DME，是一種無色氣體或壓縮液體，具有輕微的醚香氣味，易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯苯和乙酸甲酯等多種有機(jī)溶劑。[1]</p><p>　　二甲醚在常溫、常壓下為氣態(tài)，在低壓下變?yōu)橐后w，與液化石油氣(LPG)有相似之處。二甲醚自身含氧，組分單一，碳鏈短，燃燒性能好，熱效率高，燃燒過程中無殘液，無黑

27、煙，是一種優(yōu)質(zhì)、清潔的燃料。由于二甲醚在儲(chǔ)存、運(yùn)輸、使用等方面比液化氣更安全，因此二甲醚替代液化氣作為民用燃料有著廣闊的前景。二甲醚與液化石油氣按一定比例的混合物是一種理想的液體燃料，同時(shí)二甲醚也是良好的柴油替代燃料，被稱為2 l世紀(jì)的清潔燃料，其排放污染大大低于現(xiàn)有燃料。二甲醚又是一種重要的化工原料，可以用作氣霧劑的拋射劑、制冷劑、發(fā)泡劑：高濃度的二甲醚可用作麻醉劑，二甲醚也是制取低碳烯烴的主要原料之一。所以對(duì)二甲醚生產(chǎn)工藝的研究具有

28、重要意義。[3]</p><p>　　目前國(guó)內(nèi)外二甲醚的生產(chǎn)工藝都比較成熟，本設(shè)計(jì)主要針對(duì)二甲醚生產(chǎn)的分離工段進(jìn)行研究。精餾塔設(shè)備作為汽一液和液一液之間進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱的重要設(shè)備，廣泛應(yīng)用于煉油、石油化工、精細(xì)化工、化肥、農(nóng)藥、醫(yī)藥、環(huán)保等行業(yè)的物系分離，涉及蒸(精)餾、吸收、解吸、汽提、萃取等化工單元操作。是化工、煉油生產(chǎn)裝置中最重要的設(shè)備之一，塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置和企業(yè)的生產(chǎn)能力、產(chǎn)品質(zhì)量、消耗額定以及三廢

29、和環(huán)保等各方面都有重大影響。</p><p>　　板式塔和填料塔在過去幾十年中的發(fā)展速度有快有慢，競(jìng)爭(zhēng)能力時(shí)有強(qiáng)弱。但當(dāng)前工業(yè)上的大型蒸餾設(shè)備仍以板式塔為主，因?yàn)榘迨剿Y(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、成本低廉、易于放大而且在設(shè)計(jì)與操作方面已具備了比較成熟的經(jīng)驗(yàn)。但板式塔與高效規(guī)整填料相比也有自身的缺點(diǎn):其通量較小、壓降較大、效率也較低，所以進(jìn)入90年代以來，人們又開始尋求板式塔的新突破。歐美各國(guó)，尤其是美國(guó)的各大塔器生產(chǎn)商，研制、開發(fā)

30、出大批新型塔板。這些新型塔板既克服了以前的一些缺點(diǎn)，同時(shí)又保留了以往普通塔板的優(yōu)點(diǎn)，以更好適應(yīng)現(xiàn)在對(duì)于大直徑蒸餾設(shè)備大通量、高效率的要求達(dá)到相際間傳質(zhì)與傳熱的目的。當(dāng)用這些新型高效塔板改造現(xiàn)有的篩板塔或浮閥塔時(shí)，無論是從操作性能，還是從改造費(fèi)用上都顯示出廣泛的應(yīng)用前景。</p><p>　　因此我們可以從塔板的性能：塔板效率、處理能力、操作彈性、壓降及抗堵性等幾方面來研究來提高精餾塔的性能，從而優(yōu)化塔設(shè)備，達(dá)到經(jīng)

31、濟(jì)實(shí)用的目的。</p><p>　　1.2 二甲醚的工業(yè)現(xiàn)狀</p><p>　　國(guó)內(nèi)二甲醚生產(chǎn)基本上以甲醇脫水方法為主，也有少量試驗(yàn)規(guī)模的合成氣一步法生產(chǎn)裝置，表l列出了國(guó)內(nèi)已建的一些較有代表性的生產(chǎn)裝置。由于國(guó)際市場(chǎng)原油價(jià)格長(zhǎng)期處于高位，LPG價(jià)格一直居高不下，目前國(guó)內(nèi)以代替LPG為目的在建的二甲醚裝置已超過20個(gè)，規(guī)模從數(shù)千噸到20萬t不等。還規(guī)劃了若干幾十萬噸至百萬噸級(jí)的大裝置。

32、[2]</p><p>　　表1-1 國(guó)內(nèi)主要二甲醚生產(chǎn)裝置產(chǎn)能和技術(shù)情況</p><p>　　1.3工藝技術(shù)的比較與選擇</p><p>　　二甲醚的生產(chǎn)主要有硫酸法、甲醇?xì)庀啻呋撍ā⒑铣蓺庵苯臃ê铣啥酌逊?。[5]</p><p>　　硫酸法雖然反應(yīng)條件溫和，甲醇單程轉(zhuǎn)化率高（>85%），可間歇或連續(xù)生產(chǎn)，但設(shè)備腐蝕嚴(yán)重，殘液及

33、廢水對(duì)環(huán)境污染嚴(yán)重，操作條件苛刻，產(chǎn)品難以脫除微量雜質(zhì)，有異味，產(chǎn)品質(zhì)量差，發(fā)屬淘汰工藝；而以合成氣（3H2+CO）直接法合成二甲醚的生產(chǎn)技術(shù)目前尚不成熟，CO2加氫直接合成二甲醚以及催化精餾法合成二甲醚由于一些條件的限制，短時(shí)間內(nèi)工業(yè)化的可能性也不大。目前，二甲醚國(guó)內(nèi)外現(xiàn)有大型工業(yè)生產(chǎn)裝置主要采用技術(shù)成熟的甲醇?xì)庀啻呋撍ā7]</p><p>　　因此，本設(shè)計(jì)采用汽相氣相甲醇脫水法制DME氣相法具有操作簡(jiǎn)

34、單, 自動(dòng)化程度較高, 少量廢水廢氣排放, 排放物低于國(guó)家規(guī)定的排放標(biāo)準(zhǔn)，DME 選擇性和產(chǎn)品質(zhì)量高等優(yōu)點(diǎn)。同時(shí)該法也是目前國(guó)內(nèi)外生產(chǎn)DME的主要方法。 </p><p>　　1.4 原料及產(chǎn)品規(guī)格</p><p><b>　　原料:精甲醇</b></p><p>　　甲醇含量≥99.5 wt% 水含量≤0.5 wt%&l

35、t;/p><p><b>　　二甲醚分離塔進(jìn)料：</b></p><p>　　二甲醚含量=49 wt%</p><p>　　產(chǎn)品：DME含量≥99 wt% </p><p><b>　　1.5 三廢處理</b></p><p>　　1.5.1 廢氣處理&

36、lt;/p><p>　　氣相甲醇脫水法制二甲醚的反應(yīng)裝置，在得到二甲醚的同時(shí)，還要排放出二甲醚、未反應(yīng)的甲醇、水等氣態(tài)不純物，其中主要的廢氣成份是二氧化碳。以二甲醚精餾塔塔釜排出的甲醇水溶液作反應(yīng)尾氣洗滌塔的吸收劑減少了外排尾氣中的甲醇含量：同時(shí)由于降低了二甲醚精餾塔進(jìn)料的甲醇濃度，使得二甲醚分離難度降低，減少回流比，從而節(jié)省了蒸汽消耗。[9]</p><p>　　1.5.2 廢水處理<

37、;/p><p>　　甲醇精餾塔塔釜產(chǎn)生含甲醇工業(yè)廢水，含有甲醇、油類等污染物，不能直接排放。幾種殘液的處理方法如下：</p><p><b>　　1.生化處理法</b></p><p>　　以生物膜法及活性污泥法凈化有機(jī)廢水為基礎(chǔ)，采取處理后水部分回流(內(nèi)循環(huán))，充分發(fā)揮兼氧微生物在回流水與甲醇?xì)堃夯炫_(tái)時(shí)的大幅度降解的作用和稀釋作用，使精餾殘液濃度

38、降低。</p><p>　　2. 殘液回收做萃取劑法 </p><p>　　從殘液的產(chǎn)生可以看出，殘液主要來源是萃取劑 (冷凝水)的加入．主要成分是水，特別是我國(guó)各廠甲醇合成均采用銅基催化劑，大大改善了粗甲醇的質(zhì)量，因而殘液的成分也得到改善，但距排放標(biāo)準(zhǔn)還相差很遠(yuǎn)。為了減少殘液的深處理量，可以考慮將殘液代替萃取劑 (冷凝水)加入預(yù)餾塔中。</p><p><

39、b>　　3.焚燒法</b></p><p>　　焚燒法即將殘液 回收到造氣爐夾套鍋爐內(nèi)產(chǎn)生蒸氣，使有機(jī)雜質(zhì)隨蒸氣進(jìn)入高溫炭層燒掉。</p><p>　　1.5.3 固體廢物的處理</p><p>　　裝置定期排出的含有銅、鋅等貴重金屬的廢催化劑，可送催化劑制造廠進(jìn)行回收處理。污水處理場(chǎng)排放的生化污泥送渣場(chǎng)填埋或供場(chǎng)區(qū)綠化。</p>

40、<p><b>　　1.6 確定方案</b></p><p>　　1.6.1 設(shè)計(jì)依據(jù)</p><p>　　本設(shè)計(jì)依據(jù)教科書實(shí)例，結(jié)合現(xiàn)在甲醚工業(yè)實(shí)際，提出設(shè)計(jì)要求，對(duì)通過分析做出理論計(jì)算，為工業(yè)設(shè)計(jì)人員提供理論上的設(shè)計(jì)依據(jù)。</p><p>　　1.6.2 設(shè)計(jì)方法</p><p>　　本設(shè)計(jì)在給定的已

41、知條件下采用簡(jiǎn)捷計(jì)算法，設(shè)計(jì)出符合要求的篩板式連續(xù)精餾塔。</p><p>　　1.6.3 設(shè)計(jì)流程</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾，經(jīng)原料庫(kù)來的新鮮甲醇經(jīng)往復(fù)泵升壓和未完全反應(yīng)的甲醇循環(huán)物流相混合進(jìn)入甲醇預(yù)熱器，用低壓蒸汽加熱到154℃,經(jīng)過反應(yīng)器冷卻器換熱到250℃進(jìn)入反應(yīng)器進(jìn)行絕熱反應(yīng)，反應(yīng)器溫度為250-370℃之間，反應(yīng)器出口混合物經(jīng)過反應(yīng)器冷卻器、DME冷卻器,最后進(jìn)

42、入DME分離塔進(jìn)行分離，塔頂?shù)玫郊兌葹?9wt％的產(chǎn)品二甲醚，塔底甲醇和反應(yīng)生成的水的混合物進(jìn)入甲醇回收塔進(jìn)行分離。在塔中將水和甲醇分離，塔底得到廢水進(jìn)入廢水處理工序，塔頂?shù)玫降募状佳h(huán)使用。在整個(gè)流程中設(shè)有控制點(diǎn)。</p><p>　　圖1-1 本設(shè)計(jì)流程示意圖</p><p>　　1.7 操作條件的確定</p><p>　　塔頂壓力 約0.7MPa<

43、/p><p>　　進(jìn)料熱狀態(tài) 下邊確定</p><p>　　回流比 自選（計(jì)算中求得）</p><p>　　單板壓降 △P≤0.7 kPa</p><p>　　1.7.1塔板類型的選取</p><p>　　二甲醚不是易結(jié)焦、粘度大的物料，且篩板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體

44、分散均勻，傳質(zhì)效率較高，在確保精確設(shè)計(jì)和先進(jìn)控制手段前提下宜用篩孔塔板。</p><p><b>　　1.7.2進(jìn)料狀態(tài)</b></p><p>　　從設(shè)計(jì)的角度來看，飽和液體進(jìn)料時(shí)，進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，精餾段和提餾段的氣液流率基本相近，兩段塔徑可以相同以便于設(shè)計(jì)和制造，操作上也比較容易控制，所以，本設(shè)計(jì)選擇飽和液體進(jìn)料。</p>

45、;<p>　　1.7.3加熱方式的選擇</p><p>　　蒸餾通常采用間接蒸汽加熱，需再沸器，但蒸餾釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，且在低濃度下輕組分的相對(duì)揮發(fā)度較大，宜用直接蒸汽加熱，從而可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用及省掉間接加熱設(shè)備費(fèi)用。</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝計(jì)算</p><p>　　2.1 物性數(shù)據(jù)[16]</

46、p><p>　　2.1.1 甲醚和甲醇（水）的物理性質(zhì)</p><p>　　表2-1 甲醚和甲醇（水）的物理性質(zhì)</p><p>　　2.1.2. 飽和蒸汽壓</p><p>　　甲醚和甲醇（水）的飽和蒸氣壓可由Antoine方程求算,即</p><p><b>　　lg=A - </b><

47、/p><p>　　式中t--物體溫度，℃</p><p>　　P。 --飽和蒸氣壓，mmHg</p><p>　　A、B．C—Antoine常數(shù)</p><p>　　表2-2 Antoine常數(shù)</p><p>　　2.1.3 甲醚和甲醇（水）的液相密度L </p><p>　　表2-3 甲醚

48、和甲醇（水）的液相密度L</p><p>　　2.1.4 液體表面張力</p><p>　　表2-4 甲醚和甲醇（水）的表面張力</p><p>　　2.1.5 液體粘度μL</p><p>　　表2-5 甲醚和甲醇（水）粘度</p><p>　　2.1.6 液體汽化熱γ</p><p&g

49、t;　　表2-6 甲醚和甲醇（水）的汽化熱</p><p>　　2.2 塔的物料衡算[11]</p><p>　　2.2.1 原料液及塔頂、塔底組分分配的摩爾分率</p><p>　　原料精甲醇的摩爾分率：</p><p>　　X甲醇==0.971</p><p>　　X水=1-0.971=0.029</p

50、><p>　　甲醇?xì)庀嗝撍贫酌训姆磻?yīng)過程為：</p><p>　　2CH3OH (CH3)2O + H2O</p><p>　　以1mol甲醇為基準(zhǔn)，設(shè)反應(yīng)轉(zhuǎn)化率為x:</p><p>　　H2O(輸入)=1×=0.03mol</p><p>　　反應(yīng)的CH3OH=x×1=x

51、mol</p><p>　　則：(CH3)2O（輸出）=x×=0.5x mol</p><p>　　CH3OH（輸出）=1-x mol</p><p>　　H2O（輸出）=0.5x+0.03 mol</p><p><b>　　=0.49</b></p><p><b>　　x

52、=0.693</b></p><p><b>　　反應(yīng)后組成</b></p><p>　　1.03 100</p><p>　　根據(jù)任務(wù)書的分離要求，組分A二甲醚是輕關(guān)鍵組分，組分B甲醇是重關(guān)鍵組分，而組分C水是重組分。利用清晰分割法求出塔頂、塔釜的組分分配。</p><p>　　

53、餾出液組分的摩爾分率：</p><p>　　X甲醚==0.993</p><p>　　X甲醇=1-0.993=0.007</p><p>　　取100mol進(jìn)料為基準(zhǔn)。即XC,D≈0,則根據(jù)物料衡算關(guān)系列出下表：</p><p>　　100 D W</p><p>　　解D

54、和W完成物料衡算如下：</p><p>　　100 33.54 66.46</p><p>　　求得塔釜組分的摩爾分率：</p><p>　　XA，W=0.33/66.46=0.005</p><p>　　XB,W=29.57/66.46=0.445</p><p>　　XC,W=36

55、.56/66.46=0.55</p><p>　　2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　=0.3364×46.07+0.298×32.04+0.3656×18.016=31.63 kg/kmol</p><p>　　=0.993×46.07+0.007×32.04=45.97kg/k

56、mol</p><p>　　=0.005×46.07+0.445×32.04+0.55×18.016=24.40 kg/kmol</p><p>　　2.2.3 物料衡算</p><p>　　年產(chǎn)量：30000×1000kg/h</p><p>　　塔頂流量 ：D´==4208.75kg/h

57、</p><p>　　總物料衡算：F´=D´+W´</p><p>　　輕組分物料衡算：F´=D´+W´</p><p>　　聯(lián)立解得：F´=8547.67 kg/h W´=4338.92kg/h</p><p>　　得 F=8547.67/31

58、.63=270.24kmol/h</p><p>　　D=4208.75/45.97=91.55kmol/h</p><p>　　W=4338.92/23.40=185.42kmol/h</p><p>　　2.3 塔頂、進(jìn)料和塔釜溫度的計(jì)算</p><p>　　設(shè)系統(tǒng)的平均壓力為0.7MPa, 由Antoine方程得各組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)

59、為：（Ps:mmHg;t:℃）</p><p>　　二甲醚 lgPs=6.73669-</p><p>　　甲 醇 lgPs=7.87863-</p><p>　　水 lgPs=7.96681-</p><p>　　Ki=Psi/P，Kixi=1,試差過程見下表：</p>&l

60、t;p>　　結(jié)果：在21.16℃時(shí)∑Kixi=1，因此，塔頂溫度tD=21.16℃;</p><p>　　同理:進(jìn)料位置在73.3℃時(shí)∑Kixi=1，因此，tF=76.3℃;</p><p>　　塔頂在143.36℃時(shí)∑Kixi=1，因此，tW=140.35℃.</p><p>　　2.4 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算 </p><p>　　

61、由Antoine方程計(jì)算出甲醚、甲醇和水的飽和蒸氣壓，再設(shè)甲醇的相對(duì)揮發(fā)度=1計(jì)算甲醚的相對(duì)揮發(fā)度。從21.16℃-140.35℃取20組數(shù)據(jù)計(jì)算，計(jì)算結(jié)果見下表：</p><p>　　表2-8 各溫度下的相對(duì)揮發(fā)度</p><p>　　二甲醚平均相對(duì)揮發(fā)度==12.9095</p><p>　　水的相對(duì)揮發(fā)度==0.255</p><p>

62、;　　2.5 最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定</p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)為飽和液相q=1.0,用恩特伍德公式計(jì)算最小回流比。</p><p>　　∑=Rm+1 a</p><p>　　∑=1-q b</p><p>　　本計(jì)算所用到的數(shù)據(jù)列表如下:</p&g

63、t;<p><b>　　由式b得：</b></p><p><b>　　∑=0=++</b></p><p>　　用試差法求出θ=1.885,代入式a得</p><p><b>　　∑=Rm+1=++</b></p><p><b>　　故Rm=0.15

64、5</b></p><p>　　取操作回流比R=1.5Rmin，故R=1.5×0.155=0.2325</p><p>　　2.6 最小理論塔板數(shù)</p><p>　　根據(jù)2.2.1的物料衡算表，用芬斯克公式求出最小理論塔板數(shù)Nm。</p><p>　　全塔的Nm===3.7</p><p>　

65、　精餾段的NR,m===1.9</p><p><b>　　==0.063</b></p><p>　　查吉利蘭圖得=0.59</p><p>　　代入計(jì)得N=10.5,即全塔需要9.5塊理論板；精餾段N=6塊。</p><p>　　2.7 實(shí)際塔板數(shù)和進(jìn)料位置</p><p>　　設(shè)全塔平均板

66、效率為0.75,則實(shí)際板數(shù)為9.5/0.75=13塊，精餾段實(shí)際板數(shù)為6/0.75=8塊，即進(jìn)料板在從下往上數(shù)第5塊板（不包括再沸器）。</p><p>　　第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算</p><p>　　3.1 塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算</p><p>　　3.1.1 操作壓強(qiáng)</p><p>　　取每層塔板壓降△P=0.7 k

67、Pa，故</p><p>　　塔頂壓強(qiáng)PD=700-0.7×6=695.8 kPa</p><p>　　進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=695.8+9×0.7=702.1 kPa</p><p>　　塔釜壓強(qiáng)PW=695.8+13×0.7=704.9 kPa</p><p>　　故精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm=(695.8+702.1

68、)/2=698.95 kPa</p><p>　　提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm′=(702.1+704.9)/2=703.5 kPa</p><p>　　3.1.2 操作溫度</p><p>　　塔頂溫度tD=21.16℃</p><p>　　進(jìn)料溫度tF=76.3℃</p><p>　　塔釜溫度tW=140.35℃<

69、;/p><p>　　故精餾段平均操作溫度tm=(21.16+76.3)/2=48.73℃</p><p>　　提餾段段平均操作溫度tm=(76.3+140.35)/2=108.325℃</p><p>　　3.1.3 平均分子量</p><p><b>　　塔頂平均分子量：</b></p><p>

70、　　y1=xD=0.993,x1=0.917</p><p>　　氣相平均分子量MVDm=0.993×46.07+0.007×32.04=45.902 kg/kmol</p><p>　　液相平均分子量MLDm=0.917×46.07+(1-0.917)×32.04=44.906 kg/kmol</p><p><b&g

71、t;　　進(jìn)料板平均分子量：</b></p><p>　　xF=0.3364,yF=0.867</p><p>　　氣相平均分子量MVFm=0.867×46.07+(1-0.867)×32.04=44.204 kg/kmol</p><p>　　液相平均分子量MLFm=0.3364×46.07+0.298×32.04

72、+0.3656×18.016=31.633 kg/kmol</p><p>　　故精餾段平均分子量：</p><p>　　氣相平均分子量MVm=(45.902+44.204)/2 =45.053 kg/kmol</p><p>　　液相平均分子量MLm=(45.204+31.633)/2=31.4185 kg/kmol</p><p&g

73、t;　　3.1.4 平均密度</p><p><b>　　1.液相密度</b></p><p>　　(1)塔頂：tD=21.16℃</p><p>　　根據(jù)表2-3，用插值法計(jì)算塔頂液相平均密度，</p><p>　　ρL甲醚=661.6-[(661.6-628.7)/(40-20)]×(21.16-20)=

74、659.69 kg/m3</p><p>　　ρL甲醇=804.8-[(804.8-783.5)/(40-20)]×(21.16-20)=803.56 kg/m3</p><p>　　依式1/ρLm=(αA/ρLA)+(αB/ρLB)(α為質(zhì)量分率)</p><p>　　1/ρLDm=(0.99/659.69)+(0.01/803.56)</p>

75、;<p>　　ρLDm=660.87 kg/m3</p><p>　　(2)進(jìn)料板：tF=76.3℃</p><p>　　ρL甲醚=591.8-[(591.8-549.0)/(80-60)]×(76.3-60)=556.918 kg/m3</p><p>　　ρL甲醇=761.1-[(761.1-737.4)/ (80-60)]×(

76、76.3-60)=741.7845 kg/m3</p><p>　　ρL水=983.24-[(983.24-971.83)/(80-60)]×(76.3-60)=973.9409 kg/m3</p><p><b>　　進(jìn)料板液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)</b></p><p><b>　　α甲醇==0.3</b></p&

77、gt;<p>　　α水=1-0.49-0.3=0.21</p><p>　　1/ρLFm=(0.49/556.918)+(0.3/741.7845)+(0.21/973.9409)</p><p>　　ρLFm=666.72 kg/m3</p><p>　　故精餾段平均液相密度ρLm=(660.87+666.72)/2=663.795 kg/m3<

78、;/p><p><b>　　2.氣相密度</b></p><p>　　精餾段平均氣相密度ρVm</p><p>　　ρVm=PmMVm/(RTm)= 698.95×45.902/[8.314×(273.15+48.73)]=11.989 kg/m3</p><p>　　3.1.5 液體表面張力</

79、p><p>　　根據(jù)表2-4，用插值法計(jì)算塔頂、進(jìn)料及塔釜的液體表面張力</p><p>　　(1)塔頂： tD=21.16℃</p><p>　　σL甲醚=12.24-[(12.24-9.546)/(40-20)]×(21.16-20)=12.08375 mN/m</p><p>　　σL甲醇=22.07-[(22.07-19.67)

80、/(40-20)]×(21.16-20)=21.9308 mN/m</p><p>　　σLDm=∑xiσi=0.993×12.08375+0.007×21.9308=12.1527 mN/m</p><p>　　(2)進(jìn)料板: tF=76.3℃</p><p>　　σL甲醚=6.972-[(6.972-4.549)/(80-60)]&

81、#215;(76.3-60)=4.9973 mN/m</p><p>　　σL甲醇=17.33-[(17.33-15.04)/(80-60)]×(76.3-60)=15.4637 mN/m</p><p>　　σL水=66.07-[(66.07-62.690)/(80-60)]×(76.3-60)=63.3153 mN/m</p><p>　　σ

82、LFm=∑xiσi=0.3364×4.9973+0.298×15.4637+0.3656×63.3153=29.4374 mN/m</p><p>　　故精餾段平均液體表面張力σLm=(12.1527+29.4374)/2=20.795 mN/m</p><p>　　3.1.6 液體粘度</p><p>　　根據(jù)表2-5，用插值法計(jì)

83、算塔頂、進(jìn)料及塔釜的液體粘度，</p><p>　　再依式㏒μLm=xi㏒μi計(jì)算平均粘度。</p><p>　　(1) 塔頂: tD =21.16℃</p><p>　　μL甲醚=0.155-[(0.155-0.131)/(40-20)]×(21.16-20)=0.154 mPa·s</p><p>　　μL甲醇=0.5

84、80-[(0.580-0.439)/(40-20)]×(21.16-20)=0.572 mPa·s</p><p>　　㏒μLDm=0.993×㏒0.154+0.007×㏒0.572</p><p>　　μLDm=0.155 mPa·s</p><p>　　(2) 進(jìn)料板：tF=76.3℃</p>&l

85、t;p>　　μL甲醚=0.107-[(0.107-0.086)/(80-60)]×(76.3-60)=0.09 mPa·s</p><p>　　μL甲醇=0.344-[(0.344-0.277)/(80-60)]×(76.3-60)=0.289 mPa·s</p><p>　　μL水=0.4688-[(0.4688-0.3565)/(80-60

86、)]×(76.3-60)=0.377 mPa·s</p><p>　　㏒μLFm=0.3364×㏒0.09+0.298×㏒0.289+0.3656×㏒0.377</p><p>　　μLDm=0.215 mPa·s</p><p>　　故精餾段平均液體粘度μLm=(0.155+0.215)/2=0.185

87、mPa·s</p><p>　　3.1.7 體積流率的計(jì)算</p><p>　　(1)精餾段體積流率的計(jì)算</p><p>　　V=(R+1)D=(0.2325+1)×91.55=112.8354 kmol/h</p><p>　　Vs=VMVm/3600ρVm=112.8354×45.053/(3600

88、15;11.989)=0.1178 m3/s</p><p>　　L=RD=0.2325×91.55=21.285 kmol/h</p><p>　　Ls=LMLm/3600ρLm=21.285×31.4185/(3600×663.795)=0.00028ｍ3/s</p><p>　　表3-1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果表格<

89、/p><p>　　3.2 精餾塔的主要工藝尺寸的計(jì)算[12]</p><p>　　3.2.1 塔徑的計(jì)算</p><p>　　初選板間距HT=0.3m，板上液層高度hL=0.07m，故HT-hL=0.3-0.07=0.23m</p><p>　　1.精餾段塔徑的計(jì)算</p><p><b>　　0.0177&

90、lt;/b></p><p>　　查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.048，依式校正到物系表面張力為20.795 mN/m時(shí)的C，即</p><p><b>　　==0.0484</b></p><p>　　最大容許氣速（以有效流通截面積為基準(zhǔn)）</p><p>　　==0.357 ｍ/s</p><

91、p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速：u=0.7umax=0.25 ｍ/s</p><p>　　則塔徑為：==0.77 m</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后得：D=0.8m</p><p>　　塔的截面積為：AT=D2=0.82 =0.5024</p><p>　　實(shí)際空塔氣速為：u===0.2345ｍ/s</p>

92、<p>　　3.2.2 塔的有效高度的計(jì)算</p><p>　　由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔7塊設(shè)一個(gè)人孔，則人孔數(shù)目為n=-1= 1個(gè)（取整數(shù)）</p><p>　　進(jìn)料板處兩板間距：兩相進(jìn)料，為了利于進(jìn)料兩相的分離，取HF=1.0m</p><p>　　塔頂空間高度：為了便于安裝人孔及破沫網(wǎng)，減少塔頂出口氣體的攜帶量，我取HD=1.3m&l

93、t;/p><p>　　塔釜空間高度：取Hw=1.8m</p><p>　　人孔處塔板間距:取HB=0.6m</p><p>　　故精餾塔的有效高度為:</p><p>　　Z=HF + HD + HW + nHB +(13-1-2)HT=1.0+1.3+1.8+1×0.6+10×0.3=7.7m </p><

94、;p>　　3.2.3 溢流裝置計(jì)算</p><p>　　選用單溢流弓形降液管，采用凹行受液盤。</p><p><b>　　1.堰長(zhǎng)</b></p><p>　　單流式塔板的堰長(zhǎng)一般為塔徑的60%～80%，取 lw=0.7D</p><p>　　lw=0.7D=0.7×0.8=0.56 m</p&

95、gt;<p><b>　　2.出口堰高</b></p><p>　　選用平直堰，取板上清液層高度hL=0.07m</p><p>　　(1)精餾段出口堰高：</p><p>　　堰上液層高度how=</p><p>　　近似取E=1,則how=×1×=0.0042 m</p>

96、<p>　　則hw=hL-how=0.07-0.0042=0.0658 m</p><p>　　3.弓形降液管寬度Wd和截面積Af</p><p>　　由=0.7查圖得 =0.09 ， =0.141</p><p>　　Af=0.09×0.5024=0.0452ｍ2</p><p>　　Wd=0.141×0.

97、8=0.1128 m</p><p>　　驗(yàn)算精餾段液體在降液管中停留時(shí)間，即</p><p>　　θ===48.4 s>5 s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理</b></p><p>　　4. 降液管底隙高度ho</p><p>　　取液體通過降液管底隙的流速uo=0.07

98、m，依式ho=計(jì)算降液管底隙高度ho，</p><p>　　(1)精餾段降液管底隙高度</p><p>　　Ho===0.007 m</p><p>　　則hw-ho=0.0658-0.007=0.0588 >0.020~0.025 m，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p>　　5.凹形受液盤深度hwl</p>&l

99、t;p>　　對(duì)于Ф600mm以上的塔，在不是易聚合及懸浮體固體的情況下，多采用凹形受液盤，不需要設(shè)置進(jìn)口堰，即可在低液量時(shí)能形成良好的液封，又有改變液體流向的緩沖作用。因?yàn)榘夹问芤罕P的深度一般在50mm以上，所以我取hwl=55mm</p><p>　　3.2.4 塔板結(jié)構(gòu)的確定</p><p><b>　　1. 塔板的分塊</b></p>&l

100、t;p>　　選取原則：D>1.5m時(shí)，Ws=80-110mm</p><p>　　D<1.5m時(shí)，Ws=60-75mm</p><p>　　本設(shè)計(jì)取Ws=60mm</p><p><b>　　2.邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p>　　選取原則：小塔一般為30-50mm，大塔一般為50-75mm。&

101、lt;/p><p>　　本設(shè)計(jì)取Wc=45mm</p><p>　　3. 開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　3. 開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　依式Aa =2（）計(jì)算開孔區(qū)面積</p><p><b>　　其中：，</b></p><p>　　==0.2272 m<

102、;/p><p>　　=0.4-0.045=0.355 m</p><p>　　故Aa =2（）=0.299 m2</p><p>　　4.篩孔計(jì)算及其排列</p><p>　　取δ=2.5mm，篩孔的孔徑d0=2δ=5mm，正三角形排列，取t∕d0=3.5，故</p><p>　　孔中心距t=3.5×5=17.5

103、mm</p><p>　　依式n=計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)n，即</p><p><b>　　n===1130個(gè)</b></p><p>　　依式Ф==0.907（）2計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率Ф，即</p><p>　　Ф==0.907（）2=0.907（）2=0.0740</p><p>　　每層塔板

104、上的開孔面積A0為</p><p>　　A0=ФAa=0.074×0.299=0.022 m2</p><p>　　精餾段氣體通過閥孔的氣速為：u0===5.3545m∕s</p><p>　　3.2.5 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　3.2.5.1 塔板壓降</p><p>　　依式hp=hc

105、+hl+hσ</p><p><b>　　1.干板阻力hc</b></p><p>　　依d0/δ=2，查干篩孔流量系數(shù)圖得，C0=0.775</p><p>　　(1)精餾段干板阻力</p><p>　　hc=0.051()2()=0.051()2()=0.044 m</p><p>　　2.氣

106、體通過液層的阻力hl</p><p>　　(1) 精餾段氣體通過液層的阻力</p><p>　　ua===0.258 m∕s</p><p>　　Fa= ua=0.258=0.893kg0.5∕（s? m0.5）</p><p>　　查充氣系數(shù)β和動(dòng)能因子Fa間的關(guān)系圖得β=0.69</p><p>　　h1=βhL=

107、β( hw+how)= 0.69×(0.0658+0.0042)=0.0483 m</p><p>　　3. 液體表面張力的阻力hσ</p><p>　　(1) 精餾段液體表面張力的阻力</p><p>　　由式hσ=估算，即hσ===0.00255 m</p><p>　　篩板壓降是由干板阻力，板上氣液層的阻力及液體表面張力造成的

108、</p><p>　　故精餾段塔板壓降hp= hc +h1+ hσ=0.044 +0.0483+0.00255=0.09458 m</p><p>　　Pp=hpg=0.09458×663.795×9.81=615.889 Pa<0.7 KPa</p><p>　　3.2.5.2 液面落差</p><p>　　目的

109、：克服板上摩擦阻力和板上構(gòu)件的局部阻力。</p><p>　　而篩板上由于沒有突出的氣液接觸構(gòu)件，在正常的液體流量范圍內(nèi)，對(duì)D≤1600mm，液面落差忽略不計(jì)。</p><p>　　3.2.5.3 霧沫夾帶量的驗(yàn)算</p><p><b>　　依式ev=</b></p><p>　　(1)精餾段霧沫夾帶量</p&

110、gt;<p>　　ev===0.00279 kg液體∕kg液體 (< 0.1kg液體∕kg液體)</p><p>　　3.2.5.4 漏液的驗(yàn)算</p><p>　　(1)精餾段漏液的驗(yàn)算</p><p>　　由式uow=4.4C0</p><p>　　=4.4×0.775</p><p&g

111、t;　　=2.797 m∕s</p><p>　　篩板的穩(wěn)定系數(shù)K===1.914,</p><p>　　在1.5~2范圍內(nèi)，故無明顯漏液現(xiàn)象。</p><p>　　3.2.5.5 液泛驗(yàn)算</p><p>　　為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清夜層高度Hd≤Ф(HT+hW)。甲醚—甲醇（水）物系屬于一般物系 ，可取Ф=0.6</

112、p><p>　　依式Hd= hp +hL+ hd算Hd ，其中hd =0.153</p><p>　　(1)精餾段液泛驗(yàn)算</p><p>　　Ф(HT+hW)=0.6(0.3+0.0658)=0.2195 m</p><p>　　hd =0.153=0.153=0.00078 m</p><p>　　Hd= hp +hL

113、+ hd=0.09458+0.07+0.00078=0.16536 m </p><p>　　故Hd﹤Ф(HT+hW)，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。</p><p>　　3.2.6 塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　3.2.6.1 霧沫夾帶線</p><p>　　1.精餾段霧沫夾帶線</p><p>　　以ev=0

114、.1kg液/kg氣為限，求VS–LS關(guān)系如下：</p><p><b>　　ev=</b></p><p>　　ua===2.187</p><p>　　hf =2.5hL=2.5（hw+how）</p><p>　　hw=0.0658 m</p><p>　　how ===0.9819</

115、p><p>　　故hf =0.1645+2.45475</p><p>　　=0.1355–2.45475</p><p><b>　　ev==0.1</b></p><p>　　整理得VS=0.3915–7.093</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)LS值，依上式計(jì)算出VS值，計(jì)算結(jié)果列于表

116、</p><p>　　3.2.6.2 液泛線</p><p><b>　　1.精餾段液泛線</b></p><p>　　聯(lián)立式Hd=hp +hL +hd與Hd≤Ф(HT+hW)得Ф(HT+hW)=hp+hL+hd=hp +hw +how+ hd</p><p>　　how ===0.9819 (c)

117、 </p><p>　　hc=0.051()2()=0.051()2()</p><p>　　=0.051()2()=3.1686</p><p>　　h1=β( hw+how)= 0.69（0.0658+0.9819）=0.0454+0.6775</p><p>　　hσ=0.00255 m<

118、;/p><p>　　故hp= hc +h1+ hσ=3.1686+0.0454+0.6775+0.00255</p><p>　　=0.04795+3.1686+0.6775 (d)</p><p>　　hd =0.153=0.153=9956.79 (e)</p><p>　　將HT=0.3m，

119、hw=0.0658m，Ф=0.6及式(c)、(d)、(e)代入式Hd=hp +hL +hd與Hd≤Ф(HT+hW)的聯(lián)立式得</p><p>　　0.6(0.3+0.0658)=0.04795+3.1686+0.6775+0.0658+0.9819</p><p><b>　　+9956.79</b></p><p>　　整理得下式：=0.03

120、337-0.5237-3142.33</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)LS值，依上式計(jì)算出VS值，計(jì)算結(jié)果列于下表</p><p>　　3.2.6.3 液相負(fù)荷上限線</p><p>　　取液體在降液管中停留時(shí)間為5秒，即θ==5</p><p>　　故液相負(fù)荷上限線==0.002712 m3/s</p><p

121、>　　3.2.6.4 漏液線</p><p><b>　　1.精餾段漏液線</b></p><p>　　hL=hw+how=0.0658+0.9819 (i)</p><p>　　hσ=0.00255 m

122、 (j)</p><p>　　=0.022 m2 (k)</p><p>　　將式(i)、(j)、(k)代入式uow==4.4C0整理得=</p><p>　　3.2.6.5 液相負(fù)荷下限線</p><p

123、>　　取平堰、堰上液層高度how=0.004m作為液相負(fù)荷下限條件，</p><p>　　依式how =，取E≈1，則</p><p><b>　　how =</b></p><p>　　故液相負(fù)荷下限線為：</p><p><b>　　0.004=</b></p><p&

124、gt;　　整理上式得 =0.00026 m3/s</p><p>　　圖3-1精餾段負(fù)荷性能圖</p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連結(jié)OP，即可作出操作線。由圖可查得Vs,max=0.18 m3/s;Vs,min=0.1 m3/s</p><p>　　故操作彈性為：==1.8</p><p>　　有關(guān)該篩板塔的工藝計(jì)算計(jì)算結(jié)果

125、匯總于下表：</p><p>　　表3-2 工藝計(jì)算結(jié)果匯總</p><p>　　第四章 熱量衡算[13]</p><p>　　4.1 塔進(jìn)料液帶入熱QF</p><p>　　塔進(jìn)料為76.3℃的飽和液體，76.3℃的甲醚和甲醇（水）的平均比熱容分別為136.6 KJ/(Kg·K)和93.18KJ/(Kg·K)和4.1