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第四章  塔的物料衡算

一、料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

 

 

 

二、平均分子量

M_F=0.728×78.11+（1-0.728）×112.56=87.48 kg/kmol

M_D=0.990× 78.11+(1-0.728) × 112.56=78.45 kg/kmol

M_W=0.0143 ×78.11+(1-0.0143) × 112.56=112.07 kg/kmol

三、物料衡算

总物料衡算    D+W=4600   （1）

易挥发组分物料衡算    0.985D+0.01W=0.65×4600   （2）

联立（1）、（2）解得：

F=4600 kg/h             F=4600/87.48=52.58 kmol/h

W=1580.51 kg/h          W=1580.51/112.07=14.10 kmol/h

D=3019.49 kg/h          D=3019.49/78.45=38.49 kmol/h

四、物料衡算表

 

	进料量F，kg/h	塔顶出料量D，kg/h	塔底出料量W，kg/h
	4600	3019.49	1580.51
合计	4600	4600

 

 

 

第五章   塔板数的确定

一、理论塔板数N_T的求取

苯-氯苯属理想物系，可采用M-T图解法求N_T。

1、根据苯、氯苯的饱和蒸汽压，利用泡点方程 计算出苯-氯苯的气液平衡数据如下表：

 

温度℃	xA	yA
80.1	1	1
85	0.818	0.957
90	0.678	0.911
95	0.543	0.847
100	0.440	0.782
105	0.276	0.665
110	0.185	0.563
115	0.131	0.455
120	0.0879	0.343
125	0.0454	0.200
130	0.0115	0.0567
131.75	0	0

 

根据计算结果作t-x-y图及x-y图，见坐标纸。

2、求最小回流比R_min 操作回流比R

因饱和蒸汽进料，在x-y图对角线上自点e(0.728,0.728)作平行线即为q线，该线与平衡线的交点坐标为y_q=0.728,x_q=0.36.

此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标，故

               

取操作回流比R=2R_min=2×0.71=1.42

3、求理论板数N_T

精馏段操作线方程为

                     

按M-T图解法在x-y图上作梯级得：

N_T=（7-1）层（不包括塔底再沸器）。其中精馏段理论板数为3层，提馏段为3层，第4层为加料板。

3、全塔效率E_T

     根据        [9]

     根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为105.2℃，该温度下进料液相平均粘度为：

       

          =0.728×0.245+(1-0.728)×0.350

          =0.274mPas

    

4、实际板层数N_p

   精馏段  N_精=3/0.516=5.8取6层

   提馏段  N_提=3/0.516=5.8 取6层

 

 

第六章   塔的工艺条件及物性数据计算

一、操作压强P_m

    塔顶压强P_D=4+580/760×101.33=81.3kPa，取每层塔板压降∆P=0.7 kPa，则进料板压强

P_F=81.3+0.7×6=85.5 kPa，塔底压强为P_W=85.5+0.7×6=89.7kPa，则

精馏段平均操作压强为

提馏段平均操作压强为

二、温度t_m

根据操作压强，依下式两式试差计算操作温度：

   和

试差结果，塔顶t_D=74.8℃，进料板t_F=95.3℃，塔底t_W=124.9℃。则

精馏段平均温度t_m，精= ℃

提馏段平均温度t_m，提= ℃

三、平均分子量M_m

塔顶             x_D=y₁=0.99    x₁=0.935

M_VDm=0.990×78.11+（1-0.990）×112.56=78.45kg/kmol

M_LDm=0.935×78.11+（1-0.935）×112.56=80.35kg/kmol

进料板          y_F=0.770     x_F=0.416

M_VFm=0.770×78.11+（1-0.770）×112.56=86.03kg/kmol

M_LFm=0.416×78.11+（1-0.416）×112.56=98.23kg/kmol

塔底            y₁=0.063    x₁=x_w=0.0143

M_VWm=0.063×78.11+（1-0.063）×112.56=110.39kg/kmol

M_VWm=0.0143×78.11+（1-0.0143）×112.56=112.07kg/kmol

则精馏段平均分子量：

M_Vm（精）

M_Lm（精）

提馏段平均分子量：

M_Vm（提）

M_Vm（提）

四、平均密度ρ_m

1、液相密度ρ_Lm

依式        1/ρ_Lm=a_A/ρ_LA+a_B/ρ_LB（a为质量分率）

塔顶            ρ_LmD=823.3kg/m³

进料板，由加料板液相组成x_A=0.416

           

       ρ_LmF=932.3kg/m³

塔底

      ρ_LmW=987.7kg/m³

故精馏段平均液相组成：ρ_Lm（精）=（823.3+932.3）/2=877.8kg/m³

提馏段平均液相组成：ρ_Lm（提）=（932.3+987.7）/2=960.0kg/m³

2、气相密度ρ_Vm

 

 

五、液体表面张力σ_m

      

       σ_m，顶=0.990×21.91+(1-0.990)×24.32=21.93mN/m

       σ_m，进=0.416×19.42+(1-0.416)×22.08=20.97mN/m

    σ_m，底=0.0143×15.92+(1-0.0143)×18.91=18.87mN/m

则精馏段平均表面张力为：

σ_m，精

提馏段平均表面张力为：

   σ_m，提

六、液体粘度μ_LM

    

     μ_L顶=0.990×0.327+(1-0.990)×0.451=0.328mPas

μ_L进 =0.416×0.267+(1-0.416)×0.378=0.332mPas

     μ_L底=0.0143×0.207+(1-0.0143)×0.303=0.302mPas

则精馏段平均液相粘度为  μ_L(精)  

提馏段平均液相粘度为    μ_L(提)  

 

 

第七章   气液相负荷计算

一、精馏段气液负荷计算

 

m³/s

L=RD=1.42×38.46=54.61kmol/h

m³/s

L_h=5.40m³/h

二、提馏段气液负荷计算

 

m³/s

L´=L+qF=L=54.61kmol/h

m³/s

L_h=6.12 m³/h

 

第八章   塔和塔板主要工艺尺寸计算

一、塔径D

 

1、精馏段塔径

   初选板间距 ，取板上液层高度 ，故

；

 

查Smith关联图得C₂₀=0.071；依 校正物系表面张力为 时的C

 

 

可取安全系数为0.60，则

 

故

按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.81m/s。

2、提馏段塔径

   初选板间距 ，取板上液层高度 ，故 ；

 

查Smith关联图 得C₂₀=0.068；依 校正物系表面张力为 时的C ,即

 

 

可取安全系数为0.60，则

故

按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.52m/s。

为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=1.2m。

二、溢流装置

采用单溢流,弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：

1、精馏段溢流装置计算

（1）、溢流堰长

取堰长 为0.66D，即

﹦0.66×1.2﹦0.792m

（2）、出口堰高

 

由 ，

查流体收缩系数计算图知E=1.03

 

故

（3）、降液管的宽度 与降液管的面积

由 查弓形降液管的宽度与面积图得

， ，故

，

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

s（）5s，符合要求）

（4）、降液管底隙高度

取液体通过降液管底隙的流速

 

2、提馏段溢流装置计算

（1）、溢流堰长

取堰长 为0.66D，即

﹦0.66×1.2﹦0.792m

（2）、出口堰高

 

由 ，

查流体收缩系数计算图，知E﹦1.03,

 

 

故

（3）、降液管的宽度 与降液管的面积

由 查弓形降液管的宽度与面积图得

， ，故

，

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

s（）5s，符合要求）

（4）、降液管底隙高度

取液体通过降液管底隙的流速

 

三、塔板布置

1、精馏段塔板布置

（1）、取边缘区宽度W_c﹦0.055m,安定区宽度 ，

（2）、开孔区面积

 

      

其中，

，

2、提馏段塔板布置

（1）、取边缘区宽度W_c﹦0.075m,安定区宽度 ，

（2）、开空区面积

 

 

其中，

，

四、筛孔数 与开孔率

1、精馏段

取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳的板厚为 ,取 ，

故孔中心距

塔板上的筛孔数 ，

塔板上开孔区的开孔率 （在5—15%范围内）

每层板上的开孔面积 m²

气体通过筛孔的气速为

筛孔排列图见坐标纸，实排孔n=1015×4-35×2=3990,经校核，满足筛板的稳定性系数要求。

2、提馏段

取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳的板厚为 ,取 ，

故孔中心距

塔板上的筛孔数 ，

筛孔排列图见坐标纸，实排3110，但经校核，筛板的稳定性系数不满足要求，故在适当位置堵孔1280，实开1830。

m²

则 （在5—15%范围内）

气体通过筛孔的气速为

五、塔的有效高度Z

精馏段 

提馏段 

精馏段与进料板间的距离可以取0.4m，

故塔的有效高度Z=2+2+0.4=4.4m

 

 

第九章   筛板的流体力学验算

一、精馏段筛板的流体力学验算\

1.气体通过筛板压强相当的液柱高度h_p

 

(1)、干板压降相当的液柱高度

，查干筛孔的流量系数图得，C₀=0.84

 

（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度

 

由充气系数 与 关联图查得板上液层充气系数 ﹦0.62

 

（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度

，

故

单板压降       

二、提馏段筛板的流体力学验算

1、干板压降相当的液柱高度

，查干筛孔的流量系数图得，C₀=0.84

 

2、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度

，

 由充气系数 与 关联图查得板上液层充气系数 ﹦0.73

 

3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度

，

故

单板压降

二、雾沫夹带量 的验算

1、精馏段雾沫夹带量 的验算

 

 

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

2、提馏段雾沫夹带量 的验算

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

三、漏液的验算

1、精馏段漏液的验算

 

 

筛板的稳定性系数

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

2、提馏段漏液的验算

 

 

筛板的稳定性系数

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

四、液泛验算

1、精馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

， 

  m

取 ，则

 

故在设计负荷下不会发生液泛。

2、提馏段液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

， 

m

m

取 ，则

 

故在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。