内容发布更新时间 : 2024/11/6 9:41:18星期一 下面是文章的全部内容请认真阅读。
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