浮阀式连续精馏塔及其主要附属设备设计

4.5.1操作压强Pm

塔顶压强PD=4+101.3=105.3kpa,取每层塔板的压强降为△p=0.5kpa,则进料压强PF=105.3+14×0.5=112.3KPa 平均操作压强Pm=108.8kpa 4.5.2 操作温度tm

根据操作压强，依下式试差计算操作温度： P=P0AxA+P0BxB

试差计算结果tD=81.90C,进料板tF=99.00C,则精馏段平均温度 4.5.3平均摩尔质量Mm

塔顶 xD=y1=0.974 x1=0.939

MVDm=0.974*78.11+(1-0.974)*92.13=78.47kg/kmol MLDm=0.936P78.11+(1-0.939)*92.13=78. 97kg/kmol 进料板 yF=0.638 xF=0.419

MVFm=o.638*78.11+(1-0.638)*92.13=83.19kg/kmol MLFm=0.419*78.11+(1-0.419)*92.13=86.26kg/mol 则精馏段平均摩尔质量:

M78.47+83.17V精??80.832 86.26ML精?78.97??82.612 4.5.4平均密度ρm

4.5.4.1液相密度ρ

1塔顶 ?lmD ρ

lm

依下式 1/ρlm=aA/ρLA+aB/ρ

LB (

a为质量分数）

?0.970.03?812.87808.10 813.01kg/m3

LmD=

进料板，由加料板液相组成，xA=0.419

a0.419?78.11A??0.3790.419?78.11?(1?0.419）?92.13

1?LmF ρ

LmF

?0.3791?0.379?793.6791.3 =792.17

精馏段平均液相密度

?Lm精??（813.01?792.17）?802.59kg/m3

4.5.4.2 气相密度ρ

12 mV

?mV精?PmMVm精108.8?80.83==2.91kg/m3RT8.314(90.45+271.1) 4.6 液体表面张力σm

?m??xi?ii?1n?m顶?0.974?21.56?0.0256?21.04=21.55mN/m?m进=0.419?19.69+0.581?12.98=19.28mN/m 精馏段平均表面张力为：

?m精?21.55?19.28?20.41mN/m2 4.7精馏段气液负荷计算

V=（R+1)D= （2+1）*60.86=202.4kmol/h

Vs?VMVm精202.4?80.83??1.56m3/s3600?Vm精3600?2.91 LMLm精121.72?82.61??0.00348m3/s3600?Lm精3600?802.59 L=RD=2*60.86=121.72kmol/h

Ls?Lh=12.528m3/h

4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算

4.8.1 塔径D

塔径HT/m 0.3～0.5 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 板间距HT/mm 200～300 表 1 塔径与塔板距关系表

据上表可知：初选板间距HT=0.50m，取板上液层高度hL=0.08m

故 HT－hL=0.50－0.08=0.42m 查下图 2 得C20=0.072

图 2 史密斯关联图

Ls?L10.00348802.5912()()?()()2?0.037Vs?V1.562.91 C?C20( umax?C?20)0.2?0.091?(20.41220)0.2?0.0914 ?L??V802.59?2.91?0.0914?1.515m/s?V2.91 取安全系数为0.7，则

u?0.7umax?0.70?1.515?1.06m/sD?4Vs??u4?1.56?1.369m3.14?1.06 所以塔径取1.4m，空塔气速为1.014m/s4.8.2 溢流装置lW

取堰长lW为0.7D，即 lW =0.7*1.4=0.98m 4.8.3 出口堰高hW hw=hL-hOW

由lw/D=0.7/1.4=0.5,Lh/lW2.5=12.528/0.72.5=30.56m,查下图 3得，E=1.076