年产15万吨乙苯的精馏装置工艺设计
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第2.4节 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
2.4.1 以提馏段为例进行计算
（1） 操作压力计算 单板压降 ≤0.7KPa 全塔效率 ET=0.5
塔底操作压力 PD?101.325KPa 每层塔板压降 ?P?0.6KPa
进料板压力 PF?101.325?0.6?32?120.525KPa 提馏段平均压力 Pm?（2）操作温度的计算
前面已用泡点方程通过试差法计算出泡点温度。 塔底温度 tW?135℃ 进料板温度 tF?126℃ 提馏段平均温度 tm?（3）平均摩尔质量计算
塔底平均摩尔质量计算
由逐板计算理论塔板得 由xw?0.0318 根据相平衡方程的y=0.0626
MVWM=0.0626?92.14+ ?1?0.0626??106.17=105.2917Kg/Kmol
135?126?130.5℃ 2101.325?120.525?110.925KPa
2MVWM=0.0318?92.14+ ?1?0.0318??106.17=105.7238Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算
由逐板计算法计算理论塔板得 yF?0.7248，xF?0.5647
MVFm?0.7248?92.14??1?0.7248??106.17?96.0010Kg/Kmol MLFm?0.5647?92.14??1?0.5647??106.17?98.2473Kg/Kmol
提馏段平均摩尔质量
MVm?(92.7531?96.0010)?2=94.3771Kg/Kmol
MLm= ?93.3313?98.2473??2=95.7892 Kg/Kmol
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（4）平均密度计算 ①气相平均密度计算 由理想气体状态方程：
?Vm?PmMVm106.125?94.3771= =3.0642Kg/m3 8.314??120?273.15?RTm②液相平均密度
液相平均密度用式 1/?Lm??ai/?i计算
当tW=135℃，塔底液相平均密度的计算，查液相平均密度表得：
?甲=753.48Kg/m3，?乙=761.01Kg/m3
?LWm=
1=760.7819Kg/m3
?0.03/753.48?0.97/761.01?进料板液相平均密度的计算 当tF?126时，查液体平均密度得：
?甲=761.6Kg/m3，?乙=769.04Kg/m3
?LFm?1?765.0818Kg/m3
?0.5296/761.6?0.4704/769.04?760.7819?765.0818?762.9319Kg/m3
2提馏段液相平均密度为?Lm?（5）液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力用式 ?甲??xi?i计算， 塔底液相平均表面张力的计算。
当tW=135℃，查液相平均表面张力图得：
?甲=14.98mN/m,?乙=16.11mN/m
则 ?LWm=0.0318?14.98+0.9682?16.11=16.0741mN/m 进料板液相平均表面张力的计算
当tF?126℃时，查液相平均表面张力图得
?甲?16.26mN/m，?乙?17.51mN/m
则 ?LFm?0.5647?16.26?（1?0.5647）?17.51?16.8041mN/m 提馏段液相表面张力为
16.8041?16.0741?16.4391mN/m
2?Lm?
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（6）液体平均粘度计算
液相平均粘度用式lg?Lm??xilg?i计算
塔底液相平均粘度的计算，tW=135℃，查液相平均粘度图得：
?甲?0.223mPa?s，?乙?0.241mPa?s
lg?LDm?0.0318lg?0.2230??0.9682lg?0.2410?
解出 ?LDm?0.2404mPa?s 进料板液相平均粘度的计算
当tF?126℃ ，查液相平均粘度图得：
?甲?0.23mPa?s， ?乙?0.24mPa?s
lg?LFm?0.5647lg?0.23??0.4353lg?0.24?
解出 ?LFm?0.2343mPa?s 提馏段液相平均表面张力为
?Lm??0.2404?0.2343??2?0.2374mPa?s
2.4.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 （1）塔径的计算
提馏段的气、液相体积流率为
VS?LS?VMVm682.3769?94.3771??5.8381m3/s3600?Vm3600?3.0642LMLm432.7846?95.7892??0.0151m3/s
3600??Lm3600?762.93190.2由umax?L??V????C式中C由式C?C20??计算，其中C20由史密斯关联图
?V?20?查取，图的横坐标为，
LSVS??L?0.0151?3600?762.9319???????0.0408 5.8381?3600?3.0642???V?1212取板间距HT?0.5m,板上液层高度hL?0.08 则 HT?hL?0.5?0.08?0.42m 查图得，C20?0.093
0.20.2C?C20???20?
??L??16.4391??0.093????20??0.0894
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umax?0.0894762.9319?3.0642?1.4078m/s
3.0642取安全系数为0.76，则空塔气速为 u?0.76umax?0.76?1.4078=1.0699m/s
D?4VS4?5.8381??2.6358m ?u??1.0699按标准塔径圆整后为D=2.800m 塔截面积为 AT?实际空塔气速为 u'??4D2??4?2.8002?6.1575m2
5.8381?0.9481m/s
6.1575（2）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为：
Z精??N精?1?HT??16?1??0.5?7.5m
提馏段有效高度为：
Z提??N提?1?HT??16?1??0.5?7.5m
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为：
Z?Z精?Z提?0.8?7.5?7.5?0.8?15.8m
2.4.3 塔板主要工艺尺寸的计算 （1）溢流装置的计算
因塔径D=2.800m,可选用双溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下： ①堰长lW
取 lW?0.7D?0.7?2.800?1.96m ②溢流堰高度hW 由 hW?hL?hOW
选用平直堰，堰上液层高度hW由式hOW近似取E=1，则 hOW2.84?LS?E?1000??lW????2/3计算，
2.84?0.151?3600???1???10001.96??2/3?0.03m
取板上清液层高度hL?80mm
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故 hW?0.08?0.03?0.05m ③弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由
AlWW?0.7，查相关资料得f?0.094,d?0.152 DATD故 Af?0.094AT?0.094?6.1575?0.5788m2
Wd?0.152D?0.152?2.800?0.4256m
依式??3600AfHTLS验算液体降液管中停留的时间，即
??故降液管设计合理。 ④降液管底隙高度h0
3600?0.5788?0.5?19.1656s?5s
0.0151?3600h0?'取u0?0.10m/s
LS '3600lWu0则 h0?（2）塔板布置 ①塔板的分块
0.0151?3600?0.077m
3600?1.96?0.1因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为七块。 ②边缘区宽度的确定
取WS?WS'?0.090m,WC?0.050m ③开孔区面积计算
??r2?1x???r2?1x1?2222孔区面积Aa?2?xr?x?sinsin??2?x1r?x1??计算，
180r??180r??其中 x?r? x1?D2.800??Wd?WS???（0.4256?0.09）?0.8844m 22D2.800?WC??0.05?1.35m 22Wd0.4256?WS?????????????m 22