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60 110 120 130 6.972 1.330 0.4494 0.4494 17.33 11.71 10.63 9.574 66.20 59.90 54.80 52.80 经插值计算得
表2-14 插值计算后表面张力数据表
温度/℃ 59.10 119.55 120.35 DME/ dyn/cm 7.086 0.4512 0.4494 CH3OH/ dyn/cm 17.44 10.68 10.59 H2O/ dyn/cm 66.33 54.89 54.73
?D???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH33
=0.9968×7.086+0.003479×17.44+0=7.124(dyn/cm)
?F???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH??HOxHO3322
=0.01230×0.4512+0.002470×10.68+0.9852×54.89=54.11(dyn/cm)
?W???iXi??DMExDME??CHOHxCHOH??HOxHO3322
=3.195×10-5×0.4494+0.004413×10.59+0.9955×54.73=54.50(dyn/cm) 精馏段：
?精?(?D??F)?12121?(7.124?54.11)=30.62(dyn/㎝)2 1?(54.50?54.11)=54.30 (dyn/㎝)2
提馏段：
?提?(?W??F)?表2-15 工艺条件列表
平均密度 (kg/m) 液体表面张力(dyn/cm)
3 气相 液相 液相 精馏段 749.8 2.259 30.62 提馏段 922.8 1.148 54.30 2.3.2塔板数的确定
(一) 最小回流比Rmin的确定 ①相对挥发度
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本设计以DME为轻关键组分A；CH3OH为重关键组分B；H2O为非重关键组分C；以重关键组分为基准物，即?BB=1。
KAPAS1.154?104塔顶：(?AB)D?()D?(S)D??18.86 2KBPB6.117?10KAPAS3.854?104进料：(?AB)F?()F?(S)F??8.088
KBPB4.765?103KCPCS1.468?103(?CB)F?()F?(S)F??0.3081 3KBPB4.765?10KAPAS3.906?104塔釜：(?AB)W?()W?(S)W??8.016
KBPB4.873?103KCPCS1.505?103(?CB)W?()W?(S)W??0.3088 3KBPB4.873?10全塔平均相对挥发度：
?AB?3?D·?F·?W?318.86?8.088?8.016?10.69?CB?3?D·?F·?W?20.3081?0.3088?0.3085
②最小回流比Rmin
本设计为泡点进料,即饱和液体进料，q=1 恩特伍德公式：
?i(xi,D)m?????Rmin?1
i?i?xi?????1?q
i故??i?xi10.69?0.012301?0.0024700.3085?0.9852????1?1?0
?i??10.69??1??0.3085??解得?=7.575
Rmin=
?i(xi,D)m10.69?0.99861?0.001400?1???0?1?2.427 ????10.69?7.5751?7.575i(二) 实际回流比
取实际回流比为最小回流比的1.15倍 则R=1.15 Rmin=1.15×2.427=2.791 (三) 最小理论板数的确定
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?5xAx)D?(A)W]log(0.9986?3.195?10)xBxB0.0014000.004413?4.853 ?log?ABlog10.69log[(Nmin?1?故最小理论塔数Nmin=3.853(不包括再沸器)
（四） 全塔理论板数的确定
R?Rmin2.791?2.427??0.096 R?12.791?1同《化工原理》下册P37图1-30吉利兰图查得 N?Nmin?0.54
N?2Nmin =3.853代入，求得N=10.7(不包括再沸器) （五） 精馏段和提馏段理论板数的确定
平均相对挥发度：?精??(AB)D??(AB)F?18.86?8.088?12.35
log[((Nmin)精?1?xAx)D?(A)F]log(0.9986?0.0123)xBxB0.0014000.002470?1.975 ?log?精log12.35精馏段的最小理论塔板数为(Nmin)精=0.975
(Nmin)精 =0.975代入
N?(Nmin)精N?2?0.54，求得N=4.48
故精馏段理论板数为4.48块,提馏段为6.22块 (六) 实际板数的确定 ①板效率
ET?0.49(α μL)?0.245
查《石油化工基础数据手册》 以进料为计算基准
表2-16 黏度数据表
DME 0.01230 0.0508mPa·s CH3OH 0.002470 0.197 mPa·s H2O 0.9852 0.218 mPa·s xi ?Li
?L=∑xi?Li=0.01230×0.0508+0.00247×0.197+0.9852×0.218=0.216(mPa·s)
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ET?0.49(α μL)?0.245=0.49×(10.69×0.216)-0.245=0.399 ②塔内实际板数
NP?NT10.7??26.8 ET0.399取实际板层数为27块(不包括再沸器)
(七) 精馏段和提馏段实际板数的确定
NP精?N精ET?4.48?11.2 0.399取实际精馏段塔板数为12块，提馏段实际板数为15块，进料板的位置为由下往上数的第十六块板
2.3.3精馏塔主要尺寸计算
(一) 流量计算
表2-17 相对分子质量数据表
平均相对分子质量 精馏段 提馏段
气相 32.67 18.75 液相 32.22 18.24 (1) 进料：
DME：FxDME=1.193×105×0.03090=3.686×103(kg/h)=1.024(kg/s) CH3OH：Fx CH3OH =1.193×105×0.004300=513.0(kg/h)=0.1425(kg/s) H2O：FxH2O=1.193×105×0.9648=1.175×105(kg/h)=32.65(kg/s) (2) 精馏段： 气相流量：
V=L+D=229.8+82.34=312.1(kmol/h)=0.08671(kmol/s) =1.438×104(kg/h)=3.994(kg/s)
Vs?VMv?v?0.08671?32.67?1.254(m3/s)
2.259Vh?4.514?103(m3/h) 液相流量：
L=RD=2.791×82.34=229.8(kmol/h)=0.06383(kmol/s) =1.059×104(kg/h)=2.941(kg/s)
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Ls?LML?L?0.06383?32.22?0.002743(m3/s)
749.8Lh?9.875(m3/h) (3) 提馏段： 气相流量：
V＇=V=312.1(kmol/h)=0.08671(kmol/s)=1.438×104(kg/h)=3.994(kg/s) VS′=
V?Mv?v?0.08671?18.75?1.416(m3/s)
1.148Vh′=5.098×103(m3/h) 液相流量：
L＇=L+F=229.8+6468=6.714×103(kmol/h)=1.865(kmol/s) =1.299×105(kg/h)=36.08(kg/s) LS＇=
L?ML?L?1.863?18.24?0.03682(m3/s)
922.8Lh＇=132.6(m3/h) (二) 塔径的计算 （1）计算公式
D?4Vs??u
D：塔径（m）
Vs：塔内气体流量m3/s u：空塔内气速m/s u=安全系数×umax
umax：极限空塔气速m/s
C：负荷系数（可由史密.斯关联图查出）
?v、?L：分别为塔内气液两相密度kg/m3
umax=
C?L??V?V
（2）精馏段计算：
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