分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计(3)

塔顶

由tp=81.73℃,查手册得

μA=0.310mPa·s ； μB=0.315mPa·s lgμLDm0.983lg(0.310)+(1－0.983)lg(0.315) 得 μLDm0.310 mPa·s 进料板

T进料板=94.6℃,查手册得

μA=0.264mPa·s ； μB=0.289mPa·s 得 μLFm0.278 mPa·s 精馏段液体平均粘度

μLDM =0.5×(0.310＋0.278)＝0.294 mPa·s ∵已知平均温度和黏度,

对于理想物系在tm=88.16℃时，α=2.47,且μLDM＝0.294 mPa·s ∴全塔效率可用O′connell法算出:

ET?0.49(??L)?0.245

ET=0.49×(2.47×0.294)-0.245=52.9% 实际板NP=

NT12.E=50.529=25块 T精馏段NP=12块 提馏段NP=13块 2.3精馏塔的塔体工艺尺寸计算 VVMS=

vm38.45?80.81?==0.293m33600/s

LM3600?2.95LS=

LMLM25.76?3600?=82.63=0.000733 m3/s

LM3600?806.85可得：

Lh=Ls×3600=2.6388m3/h Vh=Vs×3600=1054.8 m3/h （1）塔径的计算

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LhV(?L)1/2=0.000733 (806.9.95)1/2

=0.0414 h?V0.2932取 HT=0.35m,取板上清液hL=0.06m,则 HT-hL=0.29m

查史密斯关联图得：C20=0.063 ∴C=C.9120(

?0.2

20)0.2=0.063×(

2020)=0.0636 umax=C?L??V806.9?2.95?=0.06362.95=1.05m/s V取安全系数为0.7 u=0.7umax=0.735m/s D=

4VS=4?0.293?u3.14?0.83=0.671m 取 D=0.7m

AT=?D2

=0.785×0.49㎡＝0.3847m24 实际空塔气速 u=

0.2930.385=0.761m/s 2）精馏塔高度的计算

H?(n?nF?nP?1)HT?nFHF?nPHP?HD?HB?H1?H2式中 H——塔高， m

n——实际塔板数25块 nF——进料板数，3块 HF——进料孔处板间距，0.8m nP——手孔数,5 HB——塔底空间高1.4m HP——开设手孔处板间距，0.4m HD——塔顶空间高，取1.3m HT——板间距0.35m

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（

H1——封头高度和塔顶蒸汽出口管高度，0.45m H2——裙座高度，4.4m

求得： H=17.55m

2.4塔板的主要工艺尺寸计算 （1）溢流装置的计算

因塔径D＝0.7m,可选用单溢流弓形降液管，釆用凹形受液盘。各项计算如下： ① 堰长lW 取 lW＝0.66D

lW＝0.66D＝0.66×0.7＝0.462m ② 溢流堰高度hW 由 hW＝hL-hOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即

Lh2/32.84how=×E()

L1000w取 E=1 how=

2.840.0007333600?×(

0.4621000)2/3=0.00907m

取板上清液高度 hL=0.06m hW=hL-how=0.06-0.00907=0.051m ③弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af

由lW/D=0.66,查弓形降液管的宽度与面积图得： Wd/D=0.124 Af/AT=0.0722 Wd=0.124×D=0.124×0.7=0.0868m

?Af=0.0722××D2=0.0722×AT=0.0278㎡

4④液体在降液管中的停留时间

t=

Af?HTLS=

3600?0.0278?0.35=13.27s>5s

0.000733?3600经检验，降液管设计符合要求。 ⑤降液管底隙高度h0

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? =0.08m/s,根据h0=LS/(lw×?0?)计算得： 取降液管底的流速为?00.000733?3600h0=0.08?0.462?3600=0.0198m

hw-h0=0.051-0.0198=0.03121m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理，符合要求。 2.5热量衡算

2.5.1塔顶冷凝器的热量衡算

对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。 2.5.1.1热量衡算式

如图所示，根据热量衡算式，有：

QV’ QW’’ QL QD

图3塔顶冷凝器热量衡算示意图

''QV?QL?QD?QW

式中 QV’——塔顶蒸气带入系统的热量；

QL——回流液带出系统的热量； QD——馏出液带出系统的热量； QW’——冷凝水带出系统的热量。 2.5.1.2各股物流的温度与压力

由塔顶蒸气组成 xD=0.983，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸气温度为81.730C，改温度也为回流液和馏出液的温度。

由给定条件知：塔顶的操作压强为 P＝101.3＋4＝105.3kPa 2.5.1.3基准态的选择

以105.3kPa、81.730C的液态苯和甲苯为热量衡算的基准态，则： QL＝QD＝0

2.5.1.4 各股物流热量的计算

查的苯与甲苯在正常沸点下的汽化焓分别为：

ΔVHm苯（Tb）=30.75J/mol ΔVHm甲苯（Tb）=33.47J/mol 正常沸点分别为： Tb苯＝353.3K Tb甲苯＝383.8K

使用Watson公式计算苯和甲苯在81.730C的汽化焓：

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??Tr20.38VHm(T2)??VHm(T1)(11?T) r1式中 TTr?T——对比温度； C TC——临界温度。

查的苯和甲苯的临界温度分别为： TC苯＝562.1K TC甲苯＝593.9K

对于苯： T353.3354.15r1?562.1?0.629 Tr2?562.1?0.63

∴ ?C3?)3（0.?1－0.630.38VHm苯(81.0717－50.62）9＝3J0.m7o2 l(/对于甲苯： T383.3593.90.646 T354.15r1??r2?593.9?0.596

∴ ?81.07C3?)3（3.?1－0.5960.38VHm甲苯(14－70.64）6＝3J5.m1o9 l(/由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：

Q'V?Vx0D?VHm苯(81.73C)?V(1?xD)?VHm甲苯(81.730C)?35.23?(0.983?30.72＋0.017?35.19)

?1084.9(kJ/h)代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为： QW’＝1084.9kJ/h 2.5.1.5 冷却水的用量

设冷却水的流量为qm，则： QW’＝qmCp(t2－t1) 已知：t1＝300C t2＝450C

以进出口水温的平均值为定性温度：t1?t230?45m?t2?2?37.50C查得水在37.50C时的比热容为： Cpm＝4.175kJ/(kg. 0C)

∴ q?Q'W1084.9mC??17.32(kmol/h) pm(t2?t1)4.175?(45?30)2.5.2 全塔的热量衡算

确定再沸器的蒸汽用量。

如图3所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。

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