年产24万吨的苯-甲苯混合液筛板(4)

由tF?89.55℃，查得

ζA?20.05mN/m ζB?20.64mN/m

ζL,Fm?0.594?20.05?0.406?20.64?20.29mN/m

塔底液相平均表面张力的计算 由tW?109.51℃，查得

ζA?17.56mN/m ζB?18.45mN/m

ζL,Wm?0.024?17.56?0.976?18.45?18.43mN/m

精馏段液相平均表面张力为

ζLm?21.29?21.14?20.72mN/m

2提馏段液相平均表面张力为

ζLm?20.29?18.43?19.36mN/m

24.6液体平均粘度计算

液相平均粘度依下式计算，即

μLm??xμii

塔顶液相平均粘度的计算 由tD?80.49℃，查得

μA?0.307mpa?s μB?0.310mpa?s

μL,Dm?0.992?0.307?0.008?0.310?0.307mpa?s

进料板液相平均粘度的计算 由tF?89.55℃，查得

μA?0.280mpa?s μB?0.287mpa?s

μL,Fm?0.594?0.280?0.406?0.287?0.283mpa?s

塔底液相平均粘度计算

由tW?109.51℃，查得

μA?0.233mpa?s μB?0.254mpa?s

μL,Fm?0.024?0.233?0.976?0.254?0.253mpa?s

精馏段液相平均粘度为

μLm?0.307?0.283?0.295mpa?s

2提馏段液相平均粘度为

μLm?0.253?0.283?0.268mpa?s

24.7气液负荷计算

精馏段：

V??R?1?D??2.14?1??213.61?670.74kmol/h Vs?V?MVm3600ρVm?670.74?79.90?5.15m3/s

3600?2.89L?RD?2.14?213.61?457.13kmol/h

Ls?V?MLm3600ρLm?457.13?81.42?0.0128m3/s

3600?808.6提馏段：

V??R?1?D??q?1?F??2.14?1??213.61?670.74kmol/h Vs?V?MVm3600ρVm?670.74?86.15?5.216m3/s

3600?3.09L?RD?qF?2.14?213.61?1?362.77?819.90kmol/h

Ls?

V?MLm3600ρLm?819.90?88.15?0.0253m3/s

3600?792.15 精馏塔塔体工艺尺寸的计算

5.1塔径的计算

塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。

表8 板间距与塔径关系

塔径DT，m 板间距HT，mm

0.3～0.5 200～300

0.5～0.8 250～350

0.8～1.6 300～450

1.6～2.4 350～600

2.4～4.0 400～600

对精馏段：

初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m 故HT?hL?0.40?0.06?0.34m

?Ls??ρL??V?????s??ρV????0.5?0.0128??808.6????5.15????2.89??????0.5?0.0416

查史密斯关联图得C20?0.072；依式C?C20??20??

??校正物系表面张力为20.72mN/m时，C?C20??20???0.072???????ζ??ζ??20.72???0.0725 ?20?umax?CρL?ρV808.6?2.89?0.0725?1.211

ρV2.89可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6-0.8） 故 u?0.7umax?0.7?1.206?0.847m/s

D?4Vs4?5.15??2.783m πuπ?0.847按标准塔径圆整为2800mm，则空塔气速0.84m/s 对提馏段：

初选板间距HT?0.40m，取板上液层高度hL?0.06m 故HT?hL?0.40?0.06?0.34m

ρLm?Ls?????V??ρ?s???Vm????0.5?0.0026??793.2????5.216????3.09??????0.5?0.0777

查图得C20?0.068 依式C?C20??20???0.066

??校正物系表面张力为19.36mN/m时

?ζ?umax?CρL?ρV792.1?3.09?0.066?1.055m/s

ρV3.09u?0.7umax?0.7?1.055?0.739m/s D?4Vs4?5.216??2.98m πuπ?0.739按标准塔径圆整为3000mm，则空塔气速0.74m/s

将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取3.0m

6 塔板主要工艺尺寸的计算

6.1溢流装置计算

6.1.1精馏段

因塔径D=3.0m，可选用双溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： 1) 溢流堰长lw：双溢流lw?0.5~0.7D，取堰长lw?0.70D?0.7?3.0?2.10 2) 出口堰高hw：双溢流hw?hL?hOW

??LhLw0.0128?3600??7.21 ?0.7 2.52.5D2.1lw查图得E?1

how故

2.84??1?1000?0.0128?3600?????2.1??2/3?0.022

hw?0.06?0.022?0.038

3)降液管的宽度WD与降液管的面积Af：

由

Lw?0.7,查图得 WD/D?0.144 Af/AT?0.088 D故 Wd?0.149?3.0?0.447

Af?0.088?π?32?0.622m2 4计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积， 即 η?AfHT0.622?0.4??19.44s?5s（符合要求） Ls0.01284)降液管底隙高度ho：取液体通过降液管底隙的流速uo?0.25m/s

ho?Ls0.0128??0.024m

lw?u02.1?0.25hw?ho?0.038?0.024?0.014?0.006（符合）

5)受液盘

采用平行受液盘，不设进口堰，深度为50mm 6.1.2提馏段：

1) 溢流堰长lw：双溢流lw?0.5~0.7D，取堰长lw为0.70D=0.70?3.0=2.10m 2) 出口堰高hw：双溢流hw?hL?hOW

??Lh0.0253?3600Lw??14.25 ?0.7 2.52.5D2.1lwhow故

2.84??1?1000?0.0253?3600?????2.1??2/3?0.025

hw?0.06?0.025?0.035

3)降液管的宽度WD与降液管的面积Af： 由

Lw?0.7,查图得 WD/D?0.214 Af/AT?0.145 D故 Wd?0.214?3.0?0.642