年产1万吨甲苯的精馏装置设计 21
精馏段进料板液相平均黏度的计算
当TF?117.8082℃ ，计算得
?F甲苯?1.2?10?5?117.80822?0.00467?117.8082+0.6010=0.2256mPa?s
?F乙苯?1.4?10?5?117.80822?0.0053?117.8082+0.6896=0.2596mPa?s
lg?LFM?0.8400?lg(0.2256)??1?0.8400??lg?0.2596?
解出?LFm?0.2307mPa?s
塔底液相黏度的计算
当TW?135.7174℃ 计算得
?W甲苯?1.2?10?5?135.71742?0.00467?135.7174+0.6010=0.1977mPa?s??5W乙苯?1.4?10?135.71742?0.0053?135.7174+0.6896=0.2282mPa?slg?LWM?0.0230?lg?0.1977??(1?0.0230)?lg?0.2282?
解出?LFm?0.2275mPa?s
提馏段进料板液相平均黏度与精馏段液相平均黏度相同 故 精馏段液相平均黏度为
?LM??0.2348?0.2307?2?0.2328mPa?s
提馏段液相平均黏度为
?LM??0.2307?0.2275?2?0.2291mPa?s
2.6塔体工艺尺寸计算
2.6.1精馏段的气、液相体积流率为
精馏段的气、液相体积流率为
V?MVMS?V3600??27.7961?92.98883600?2.9831?0.2407m3/s VMVh?3600?Vs?3600?0.2407?866.52m3/h
LL?MLMS?3600??14.1652?93.7408?0.0005m3/s LM3600?773.9466Lh?3600?Vs?3600?0.0005?1.8m3/h
提馏段的气、液相体积流率为
VV??MVMS?3600??27.7961?99.4398?0.2221m3/s
vm3600?3.45642-28）
2-29）
（（陕西科技大学毕业论文（设计说明书） Vh?3600?Vs?3600?0.2221?799.5600m3/h LL??MLM3S?3600??29.8832?100.1161766.4565?0.0011m/s
LM3600?Lh?3600?Vs?3600?0.0011?3.96m3/h
u??Vmax?C??L由
?V 0.2C?C???式中C由式20??20?? 计算，其中C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为，L1/21h????2V?Vh????0.00050.2407??L??773.9466??2.9831???0.0335 取板间距HT?0.45m板上液层高度hL?0.05m 则HT?hL?0.45?0.05?0.40m
0.2查图的，C?18.0481?20?0.0850 C?0.0850???20???0.0833
umax?0.0833?773.9466?2.98312.9831?1.3665m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u?0.7umax?0.7?1.3665?0.9566m/s D?4VS??u?4?0.24073.14?0.9566?0.5660m 按标准塔径圆整后为D?0.80m
?2塔截面积为 AT??4?D2?4?0.80?0.5027m2 uVS实?实际空塔气速为
A?0.2407?0.4788m/sT0.5027 u实u?0.47881.3665?0.3504?0.7
mas22
2-30）
2-31） 2-32） 2-33）
2-34）
2-35）
（（
（
（（（
年产1万吨甲苯的精馏装置设计 则在安全范围内，符合设计要求 0.2提馏段 由u?C??L??V??max?式中C由式C?C?20???20??计算， V其中C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为
11
LS??22??L?V????0.0011SV?0.2221???766.4565??3.4565???0.0738
取板间距HT?0.45m板上液层高度hL?0.05m 则 HT?hL?0.45?0.05?0.40m 查图的，C20?0.0799，
0.20.2 C?C???20??L?20???0.0799???17.5677??20???0.0799
u766.4565?3.4565max?0.0707?3.4565?1.1871m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
u?0.7?umax?0.7?1.1871?0.8310m/s D?4VS4?0.2221??u?3.14?0.8310?0.5833m 按标准塔径圆整后为D?0.80m 塔截面积为 A?2T?4?D2??4?0.80?0.5027m2
实际空塔气速为 uVS0.2221实?A??0.4418m/s T0.5027u实u?0.44181.1817?0.3722?0.7
max则在安全范围内，符合设计要求
2.6.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为
Z精??N精?1??HT??7?1??0.45?2.7m 提馏段有效高度为
23
2-36）
（陕西科技大学毕业论文（设计说明书） 24
Z提??N提?1??HT??19?1??0.45?8.1m
在进料板上方开设一个人孔，在提馏段取两个人孔。其高度为0.6m。 故精馏塔的有效高度为 2.6.3塔高的计算
（1）?N精?1?HT精??N提?1?HT提??7?1??0.45??19?1??0.45?10.8m （2）HT进料?1.5HT精?1.5?0.45?0.675m （3）1.3m(第一块板上空间高度) （4）h封头上?10.80D精?0.025??0.025?0.225m 44Z?Z精?Z提?0.8?3?2.7?8.1?2.4?13.2m （2-37）
（5）1.5m（最后一块板下至液面之间高度） （6）h封头下?10.80D提?0.025??0.025?0.225m 44（7）h裙座?1.5m
h?（1）?（2）?（3）?（4）?（5）?（6）?（7）?16.225m （2-38）则
2.7 塔板主要工艺尺寸的计算
2.7.1溢流装置的计算
因塔径精馏段D?0.80m,提馏段D?0.80m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘,各项计算如下： （1）堰长lW
精馏段 取 lW?0.70D?0.80?0.70?0.56m （2-39） 提馏段 取lW?0.70D?0.80?0.70?0.56m （2）溢流堰高度hW
由hW?hL?hOW （2-40） 选用平直堰，堰上液层高度hw由式
年产1万吨甲苯的精馏装置设计 25
hOW
2.84?LS??E???1000?lW?计算 （2-41）
2/3近似取E=1，则
2/3精馏段 h0?2.841000?1???1.8?W?0.56???0.0062m
取板上清液层高度hL?50mm?0.05m 故hW?0.05?0.0062?0.0438m 2/3提馏段 h?2.84?0.0011?3600?0W1000?1???0.56???0.0105m
取板上清液层高度hL?50mm?0.05m 故hW?0.05?0.0105?0.0395m （3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由，
lW?0.70查相关资料得AfA?0.090 , WdD?0.150TD故 精馏段 Af?0.090AT?0.090?0.5027?0.0452m2
Wd?0.15D?0.15?0.80?0.12m
??3600AfHT依式LS验算液体降液管中停留的时间，即 ??3600?0.1017?0.450.0005?3600?40.68s?5s
故降液管设计合理。
提馏段 Af?0.090AT?0.090?0.5027?0.0452m2
Wd?0.15D?0.15?0.80?0.12m 依式??3600AfHTL验算液体降液管中停留的时间，即S??3600?0.0452?0.450.0011?3600?18.4909s?5s
故降液管设计合理。
（4）降液管底隙高度h0
hLS0? 由式
3600l'Wu0计算 （2-42）
（2-43）