年產(chǎn)3萬噸苯-甲苯板式精餾塔工藝設(shè)計(jì)

苯的摩爾質(zhì)量MA=FDFAFADADAx)M=85.266FBx)M=78.7182DBx)M=91.6714t/a==48.8665)XD1.0y=x+xD=xn+4.圖解法求理論板層數(shù)采用直角階梯法求理論板層數(shù)，如圖所示，在塔底或恒沸點(diǎn)附近F精T精餾段實(shí)際板層數(shù)D=82.4℃時(shí)求得p=105.178kpaDD=82.5℃時(shí)DF=96.2℃3Lp/kg/mA3ρB/kg/m803.9800.2792.5780.3810進(jìn)料：由tF=97.63℃,查表中數(shù)據(jù)運(yùn)用內(nèi)插法求液相平均密度ρLFm==795.39kg/m3精餾段平均密度ρLm=(812.04+795.39)/2=803.715kg/m3ABLDm==0.9487x20.97+0.0513x21.42=20.99(X10-利用“液體表面張力共線圖”分別讀苯和甲苯在tF=96.2℃下ABLFm==0.481x19.3098+0.519x20.252=20.187(X10-3Lm=(20.99+20.187)/2=20.5885(X10-3N/m)L-pVVpp-pLVpV計(jì)算,其中C由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，LVp取板間距H=0.45m，板上液層高度h=0.05m，LTL查得史密斯關(guān)聯(lián)圖到C20=0.085VV實(shí)際空塔氣速為u==在進(jìn)料板處及提餾段各開一個(gè)人孔，其高度均為0.8m，故精餾Z=(N-1)H+0.8x3=(23-1)X0.45+0.8x3=12.3m（2）溢流堰高度h溢流堰高度計(jì)算公式h=h-hww選用平直堰，堰上層高度h依下式計(jì)算，即h0w0w,L2/3w,L2/3=x1xw0.05-0.01094=0.03906mLwL0w（3）弓形降液管寬度W及截面積AdfDATa=0.124D=0.124X1.0=0.124m—D0++π-d2uS依下式計(jì)算塔板上鼓泡區(qū)面積，即-x2R=1-=0.5–0.06=0.44m「2-2πo(0.306)]2-1|浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排孔心距t考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用84.17mm，應(yīng)-d2N0篩孔排列方式采用正三角形叉排，取同一橫排孔心距0cpVucpLl本設(shè)計(jì)分離苯和甲苯的混合液，即液相為甲苯，可取充氣系數(shù)0（3）克服表面張力所造成的阻力h0hp=he+為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管中清液高度pLd（1）與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮=0.0587md)2)2LHTw則通常用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)，此比值稱為泛點(diǎn)率。保證泛點(diǎn)率F1在規(guī)定的范圍內(nèi)，即可保證物沫夾帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)。泛點(diǎn)率可按下面的經(jīng)驗(yàn)公式進(jìn)行計(jì)算，即：ppVpppVpZLFLF1FbpKF18Vx100%KFTLLdbFV苯和甲苯可按正常系統(tǒng)查物性系數(shù)K=1.0，查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖VLLF1F1Fb==pF1Vx100%FT==V七、塔板負(fù)荷性能圖LLppVAp_pF1ZLFb對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式，p，A，K，F(xiàn)LV物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)q值，算出相應(yīng)的V.L3忽略式中hσlV)2ε0)[hWw)V.L2/w)及φ等均為定值，而u與q又有如下關(guān)系，即uq0V.LV.V液體的最大流量應(yīng)保證降液管液體停留時(shí)間不低q,,,,53/spV05pVd2N540pv值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。0=4πd2d2N044v25V,Lmin]2/3w計(jì)算出q的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量,,w()2/34（5）