4.2.实际塔板数的求取全塔效率假设0.54
塔内实际板数N=(16-1>/0.54=28
实际进料板位置Nm=NR+仁16
精馏段实际板层数N精=8/0.54=15
提馏段实际板层数N提=7/0.54=13
5.精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
5.1.操作压力计算
塔顶操作压力Pd=101.30+4=105.30kPa
每层塔板压降△P=0.70kPa
进料板压力Pf=101.30+0.70X15=115.80kPa
精馏段平均压力Pm=(105.30+115.80>/2=110.60kPa
5.2.操作温度计算
1)由图二得出
塔顶温度tD=82.2oC
进料板温度tF=99.6oC
精馏段平均温度tm=<82.2+99.6)/2=90.9oC
2)示差法计算
依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和
蒸气压由安托尼方程计算,
计算过程略。
计算结果如下:
塔顶温度
tD
=82.2C
进料板温度
tF
=99.6C
精馏段平均温度tm=<82.2+99.6)/2=
=909C
5.3.平均摩尔质量计算
1)塔顶平均摩尔质量计算
由XD=y1=0.957,逐板计算得
x1=0.901
MvDm=0.957X78.11+<1-0.957)x92.13=78.71kg/kmol
MLDm=0.901X78.11+<1-0.901)x92.13=79.51kg/kmol
2)进料板平均摩尔质量计算
由逐板计算解理论板,得
yF=0.628xf=0.406
MvFm=0.628X78.11+<1-0.628)X92.13=83.32kg/kmol
MLFm=0.406X78.11+<1-0.406)X92.13=86.44kg/kmol
3)精馏段平均摩尔质量
Mvm=<78.71+83.32)/2=81.02kg/kmol
MLm=<79.51+86.44)/2=82.98kg/kmol
54平均密度计算
5.4.1.气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
5.4.2.液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算,即
1/片Lm=x\
塔顶液相平均密度的计算
有tD=82.2oC,查手册[2]得
33
厅a=812.7kg/mfb=807.9kg/m
进料板液相平均密度计算
有tF=99.6oC,查手册[2]得
33
fa=793.1kg/m'fB=790.8kg/m
进料板液相的质量分率
OCA=
精馏段液相平均密度为
3
Lm=<812.49+791.64)/2=802.07kg/m3
5.5.液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算,即
塔顶液相平均表面张力的计算
有tD=82.2oC,查手册[2]得
可a=21.24mN/m可b=21.42mN/m
LDm=0.957X21.24+0.043X21.42=21.25mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
有tF=99.6oC,查手册[2]得
a=18.90mN/mb=20.04mN/m
LFm=0.406X18.90+0.594X20.04=19.58mN/m
精馏段液相平均表面张力为
可Lm=<21.25+19.58)/2=20.42mN/m
56液体平均黏度计算
液相平均粘度依下式计算,即
0
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=82.2oC,查手册[2]得
卩a=0.302mPa•s卩b=0.306mPa•s
解出LD=0.302mPa・s
进料板液相平均粘度的计算
由tF=99.6oC,查手册[2]得
耳A=0.256mPa•s可B=0.265mPa•s
解出上LFn=0.261mPa-s
精馏段液相平均粘度为
flh=<0.302+0.261)/2=0.282
5.7.全塔效率计算
5.7.1.全塔液相平均粘度计算
塔顶液相平均粘度为LDm=0.302mPa-s
塔釜液相平均粘度的计算
由tw=117.2oC,查手册[2]得
:
A=0.22mPa-s匸B=0.24mPa・s
解出厅Lw=0.24mPa-s
全塔液相平均粘度为
l=<0.302+0.24)/2=0.27mPa•s
5.7.2.全塔平均相对挥发度计算
相对挥发度依下式计算,即
匚7<理想溶液)
塔顶相对挥发度的计算
由tD=82.2oC,查手册[2]得
Pa°=104.80KPaFB°=40KPa
由tW=117.2oC,查手册[2]得
Pa°=250KPaFB°=100.60KPa
全塔相对挥发度为
5.7.3.全塔效率的计算
查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率丘'=0.50筛板塔校正值为1.1
故Ed=1.1Eo'=1.1X0.50=0.55
与假定值相当接近,计算正确。
6.精馏塔的塔体工艺尺寸计算
6.1.塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
由Umax=J
式中C=.I0.2,查手册史密斯关联图[4]
其中横坐标为
=[k■=0.039
取板间距Ht=0.45m,板上液层高度hL=0.06m,则
HT-hL=0.45-0.06=0.39m
查史密斯关联图可得
Umax=0.0823X=1.387m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为
u=0.7umax=0.70X1.387=0.971m/s
D=凶=Esl=0.774m
按标准塔径圆整后为D=0.80m
塔截面积为
At=Im2
实际空塔气速为
u=刈=0.910m/s
62精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精=(N精-1>xHt=(15-1>X0.45=6.30m
提馏段有效高度为
Z提=(N提-1>XHt=(13-1>X0.45=5.40m
在进料板上方开一个人孔,其高度为0.80m
则精馏塔的有效高度为
Z=Z精+Z提+0.80=6.30+5.40+0.80=12.50m
7.塔板主要工艺尺寸的计算
7.1.溢流装置计算
因塔径D=0.80m,选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
各项计算如下:
7.1.1■堰长lw
取Iw=0.726D=0.726X0.80=0.581m
7.1.2.溢流堰高度hw
由hW=hL-hoW
选用平直堰,堰上液层高度hoW=_乂|2/3
取板上请液层高度hL=0.06m
则hW=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m符合加压情况下40~80mm的范围
7.1.3.弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由Iw/D=0.726
查手册弓形降液管的参数图[4]得
则Af=0.050m2
vl=0.125m
验算液体在降液管中停留时间,即
故降液管设计合理
7.1.4.降液管底隙高度ho
取uo=O.O6m/s
则||=0.0301m符合小塔径ho不小于25mm的要求。
hw-ho=O.O499-O.O3O1=O.O198m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。
选用凹形受液盘,深度」=50mm
72塔板布置
7.2.1.塔板分布
因D=0.80m,所以采用分块式。
查手册[4]得,塔板分为3块。
7.2.2.边缘区宽度确定
取安定区=0.06m,边缘区Wc=0.05m。
7.2.3.开孔区面积计算
开孔区面积Aa按下式计算,
r=3|-0.05=0.35m
则Aa=0.292m2
7.2.4.筛孔计算及其排列
苯一甲苯体系处理的物系无腐蚀性,选用S=3mm碳钢板,取筛孔直径
do=5mm。
筛孔按正三角排列,取孔中心距t为
t=2.5do=2.5X5=12.5mm
筛孔数目n为
n=[T=[刃=2165个
开孔率为
©=0.907v』)2=0.907=14.51%
气体通过阀孔的气速为
8.筛板的流体力学验算
&1■塔板压降
8.1.1.干板压降hd计算
干板压降可由下式计算,
由d0/S=5/3=1.67,查手册干筛孔的流量系数图[4],可得孔流系数C0=0.78
&1.2.气体通过液层的阻力hL计算
=0.59
则hL=(hw+how>=0.59<0.0499+0.0101)=0.035m液柱
&1.3.液体表面张力的阻力h°计算液体表面张力所产生的阻力h厅由下式计算
h(=|m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得
hp=hi+h<+hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hpg=0.0711X802.07X9.81=559.44Pa<700Pa设计允许值)
82液面落差
液面落差由下式计算
平均液流宽度
内外堰间距离
液相流量
三=0.00105m3/s
/0.05=0.014<0.5
所以液面落差符合要求
&3■液沫夹带
液沫夹带量由下式计算
hf=2.5hL=2.5X0.035=0.0875
所以本设计中液沫夹带3在允许范围内。
8.4.漏液
对筛板塔,漏液点气速U0,min由下式算得
实际孔速U0=10.79m/S>U0,min计算正确
稳定系数为
故在本设计中无明显漏液。
8.5.液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层Hd高应服从下式
苯一甲苯物系属一般物系,取=0.5,则
:
=0.5<0.45+0.0499)=0.25m
又Hd=hp+hL+hd
板上不设计进口堰,hd可由下式算得
」m液柱
Hd=0.0711+0.035+0.0096=0.116m液柱
则—I
所以本设计中不会发生液泛现象
9.塔板负荷性能图
9.1.漏液线
由JI―-
U0,min=
hL=how+hw
how=乂|2/3
=4.4X0.78X0.292X0.1451
整理得
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表二。
表二
Ls,
3,m/s
0.0070
0.010
0.030
0.060
Vs,
3.
m/s
1.33
1.37
1.56
1.75
由上表作出漏液线1。
9.2.液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:
hf=2.5hL=2.5hw=0.036
故hf=0.09+1.22Ls2/3
2/32/3
Ht—hf=0.6-<0.09+1.22Ls)=0.51-1.22Ls
整理得」
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表三。
表三
Ls,m3/s
0.0070
0.010
0.030
0.060
Vs,m3/s
9.03
8.80
7.61
6.27
由上表可作出液沫夹带线2。
9.3.液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。
由下式
how=2/3=0.006
取E=1,则
则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
9.4.液相负荷上限线
以9=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
9.5.液泛线
令.—II
由Hd=hp+hL+hd;hp=hi+h<+he;hi=BhL;hL=how+hw
联立得丨
忽略h<将how与Ls,hd与Ls,he与V的关系代入上式,并整理得
0
式中
将有关数据代入,得
则-I
即
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表四。
表四
Ls,
3.
m/s
0.0070
0.010
0.030
0.040
Vs,
3,m/s
9.32
9.13
7.06
5.07
由上表数据可以作出液泛线5.
根据以上各线方程,可以作出筛板塔的负荷性能图,如下:
在负荷性能图上,作出操作点A,连接0A,即作出操作线。
由图可知,改筛
板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。
由图得
—=1.18m3/s一=7.83m3/s
则操作弹性为
―/一=6.64
10.主要工艺接管尺寸的计算和选取
10.1.塔顶蒸气出口管的直径dv
操作压力为常压时,蒸气导管中常用流速为12~20m/s,蒸气管的直径为
x[,其中dv---塔顶蒸气导管内径mVs---塔顶蒸气量m3/s,取
Uv=15.00m/s,贝U
故选取接管外径>厚度630:
20mm
102回流管的直径dR
塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时,回流液靠重力自流入塔内,流速Ur可取
0.2~0.5m/s。
取ur=0.3m/s,贝U
故选取接管外径>厚度25*mm
10.3.进料管的直径dF
采用高位槽送料入塔,料液速度可取uf=0.4~0.8m/s,取料液速度uf=0.5
m/s,贝U
故选取接管外径>厚度219X14mm
10.4.塔底出料管的直径dw
一般可取塔底出料管的料液流速Uw为0.5~1.5m/s,循环式再沸器取
1.0~1.5m/s本设计取塔底出料管的料液流速Uw为0.8m/s>
接管外径>厚度133X5.5mm
11.塔板主要结构参数表
表五.筛板塔设计计算结果
序号
工程
数值
1
平均温度tmC
89.28
2
平均压力PmkPa
105.15
3
气相流量Vsm3/s
4.25
4
液相流量Lsm3/s
0.011
5
实际塔板数
38
6
有效段高度Zm
22.20
7
精馏塔塔径m
2
8
板间距m
0.60
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长m
1.60