苯乙烯生产工艺设计毕业设计 下载本文

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型 2.实际板层数的求取

tD=82.1 ℃ tW=110.5℃

平均温度tm=(tD+tW)/2=(82.1+110.5)/2=96.3℃ 查手册,知

tm下的粘度为μA=0.27 μB=0.31

操作压力为106.7kPa,其中溶液含苯摩尔分数0.274

查表可得纯组分蒸汽压为:

1211.033

t?220.791344.8olgpB?6.07954?

t?219.482olgpA?6.0355?oo、pB假设一个泡点t,用所得安托因方程算出pA,设t=100.8oC

o1211.033pAlgp?6.0355??2.26 =181.9

100.8?220.79o1344.8olgpB?6.07954??1.88 pB=76.2

100.8?219.482106.7?76.20.274=

181.97?76.2oA由t-x-y图得xa=0.365,xb=0.635,ya=0.581,yb=0.419

μL=0.365×0.27+0.635×0.31=0.296

?=(ya?xb)/(yb?xa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412 Et=ET=0.49(?精馏段实际板层数

N精=5/0.53=9.4=10

N提=9/0.53=16.9=17

4.1.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

⑴ 操作压力的计算

塔顶操作压力 Pd=101.3+4=105.3( Kpa) 每层板压力:Pm=0.7(KPa)

进料板压力:PW=105.3+10×0.7=108.3(KPa)

?L)?0.245=0.49×(2.412×0.296)?0.245=0.53

?=(105.3+108.3/2=106.8(KPa) 精馏段平均压力:Pm提馏段平均压力:P2m=(113.7+105.3+27×0.7)/2=118.95(KPa) ⑵ 操作温度的计算

22

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

塔顶温度tD=82.1℃ 进料板温度tF=100.8℃ 塔釜温度tW=103.2℃

精馏塔平均温度tm=(82.1+103.2)/2=89.65(℃) ⑶ 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知,y1=0.9,x1=0.784

MVDm?0.9?78.11?(1?0.9)?92.13?79.51Kg/mol MLDm?0.784?78.11?(1?0.784)?92.13?81.14Kg/mol

进料板平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知,yF?0.378,xF?0.197

MVFm?0.378?78.11?(1?0.378)?92.13?86.83Kg/mol MLFm?0.197?78.11?(1?0.197)?92.13?89.37Kg/mol

由理论板的计算过程可知,y15=0.013;x15=0.006

MVDm=0.013?78.11+(1-0.013)?92.13=91.01Kg/mol MLDm=0.006?78.11+(1-0.006)?92.13=92.05Kg/mol

精馏段的平均摩尔质量为MVm?(79.51?86.83)/2?83.17Kg/mol

MLm?(81.14?89.37)/2?85.26Kg/mol

提馏段的平均摩尔质量为

?m?MV(91.01?86.83)/2?88.92Kg/mol

?m?ML(92.05?89.37)/2?90.71

⑷ 平均密度的计算 精馏段平均密度的计算 Ⅰ气相由理想气体状态方程得

ρ

Vm=PmMvw/RTm=(147×83.17)/[8.314×(273.15+89.65)]=4.05kg/m3

Ⅱ液相查不同温度下的密度,可得

tD=82.1.℃时,ρA=812.7kg/m3,ρB=807.9kg/m3

ρ

LDm=1/(0.9/812.7+0.1/807.9)=812.2kg/m

3

tF=100.8℃时,ρA=793.0kg/m3,ρB=788.54kg/m3

23

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

tw=103℃时,ρA=790.0kg/m3,ρB=785.0kg/m3

ρLwm=1/(0.01/790.0+0.99/807.9)=807.7kg/m3

提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得

?Vm?PmMVW/RTm?(147×88.92)/[8.31×(273.15+89.65)]

=4.33kg/m3

进料板液相的质量分率

αA=(0.197×78.11)/(0.197×78.11+0.803×92.13)=0.172

ρρ

LFm=1/(0.172/793.0+0.827/788.54)=790.0kg/m3

精馏段液相平均密度为

Lm=(ρLDm+ρLFm)/2=(812.2+790.0)/2=801.08kg/m3

提馏段液相平均密度

ρLm=(ρLwm+ρ

⑸ 平均粘度的计算

LFm)/2=(807.7+790.0)/2=798.9kg/m3

液相平均粘度依下式计算

lgμ

Lm=∑(xi lgμ

i)

a.塔顶液相平均粘度的计算由tD=82.1℃查手册得

μA=0.302mPa.s,μB=0.306mPa.s lgμ

解得

μ

LDm=0.302mPa.s

LDm=0.900lg(0.302)+0.100lg(0.306)

b.进料板平均粘度的计算 由tF=100.8℃查手册得

μA=0.25mPa.s,μB=0.30mPa.s lgμ

解得

μ

精馏段平均粘度

μ

Lm=(0.302+0.289)/2=0.296mPa.s

LFm=0.289mPa.s

LFm=0.197lg(0.25)+0.803lg(0.30)

c.塔底平均粘度的计算由tF=103℃查手册计算得

μ

⑹ 液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算即

σ

Lm=∑xiσi Lwm=0.26mPa.s

24

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

a. 塔顶液相平均表面张力的计算,由tD=82.1℃查手册得

σA=21.24N/m,σB=21.42N/m

σ

LDm=0.90×21.24+0.1×21.42=21.258 N/m

b. 进料板液相平均表面张力的计算,由tF=100.8℃查手册得

σA=19.10N/m,σB=19.56N/m

σ

LFM=0.197×19.10+0.803×19.56=19.46 N/m

精馏段液相平均表面张力

σ

Lm=(21.258+19.46)/2=20.36 N/m

4.1.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1.塔径的计算

(1)精馏段的气、液相体积流率为

VS=VMVm/3600ρLS=LMLm/3600ρ

umax?CVm=(104.445×83.17)/(3600×4.05)=0.596m

3

/s /s

Lm=(78.283×85.26)/(3600×801.08)=0.0023m

3

?L??V?0.2式中,负荷因子C?C20()由史密斯关联图[15]查得C20再求?V0.02的横坐标为Flv=L/V×(ρv/ρl)0.5=0.0532

取板间距,HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.06m,则HT-hL=0.34 m 由史密斯关联图,得知C20=0.073 气体负荷因子C=C20×(σ/20)0.2=0.0732 Umax=1.027m/s

取安全系数为0.7,则空塔气速为U=0.7 Umax=0.7×1.027=0.719m/s

D/?4Vs=1.02m 3.14u按标准塔径圆整后为D=1.1m

塔截面积为At=3.14×1.1×1.1?4=0.95m2 实际空塔气速为U实际=Vs/At=0.596/0.95=0.627m/s

U实际/ Umax=0.627/1.033=0.611(安全系数在充许的范围0.5~0.8内,符全设计要求)

⑵由上面可知提馏段

L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h

2.精馏塔有效高度的计算

0.40=3.6 m 精馏段有效高度为Z精=(N精-1)HT=(10-1)×

25

攀枝花学院本科毕业设计 4 设备设计计算与选型

0.40=6.4 m 提馏段有效高度为 Z提=(N提-1)HT=(17-1)×在进料板上方开一个人孔,其高度为0.8 m

故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=3.6+6.4+0.8=10.8m

4.1.6塔板主要工艺尺寸的计算[11-16]

1.溢流堰装置计算

因塔径D=1.1m,所以可选取单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长,塔板效率较高,塔板结构简单,加工方便,在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下:

1) 堰长lw

可取lw=0.65D=0.715m 2) 溢流堰高度hw 由hw=hL-how

选用平直堰,(溢流堰板的形状有平直形与齿形两种,设计中一般采用平直形溢流堰板。)堰上层液高度how由下列公式计算, how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) lw-----堰长,m;

Lh-----液体体积流量,m3/h; E-------校正系数

并由图液流收缩系数计算,则可取用E= 1.0 ,则 how=0.014m

取板上清液层高度hL=0.06 m 故 hw=0.046m

3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由lw/D=0.65 m 查图可求得 Af/AT=0.071 1 Wd/D=0.122 Af=0.0711×0.95=0.0675m2 Wd=0.122×1.1=0.132m

并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即

HT/Lh= 3600×0.0452×0.40/(3600×0.0017)=10.64s>5s θ=3600Af×

其中HT即为板间距0.40m,Lh即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。 4)降液管底隙高度ho ho=Lh/(3600×lw×uo')

26