设计计算书万吨脱水精馏聚合干燥

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1、1概述 （略)本设计是配套年产10万吨聚氯乙烯的氯乙烯脱水、氯乙烯精馏及氯乙烯聚合干燥三个工序.在进行各个工序工艺设计的计算前，经分析可大致确定各阶段的物料消耗量,其具体情况见下表：1万吨/年聚乙烯项目的部分过程的物料消耗表V气柜V期相脱水Vc精馏V聚合含水粗Vc进：含水粗Vc出：脱水粗Vc出:脱水粗Vc出：精Vc进：精Vc出：PVC年需求量Kg/105010。5110.31103010。21010。2101010平均流量Kgh1.11.101。12.88101.7501。75012。51过程消耗进料:出料为：1.0:1进料：出料为：.0:进料：出料为：102：1氯乙烯脱水工序设计计算2. 氯

2、乙烯脱水工序物料衡算2。.1氯乙烯脱水工序物料衡算的已知条件2。111物化数据氯乙烯分子量：62.5VC气柜中粗氯乙烯含量97粗氯乙烯含乙炔（包括少量的和40饱和水蒸气）氯乙烯 临界温度 5。5(14。0) 临界压力5。0（525）大气压氯乙烯气体在5之间的平均黏度u=1u p=112210kgs/7V 气体的黏度 113 up1VC 气体的黏度5 up2。1。1.2气相脱水降温减湿,固碱吸湿过程工艺流程图VC气相冷却器2固碱干燥器风机自气柜（1）（2）3）（3）（5）（4）冷凝水回收（6）液碱回收气相脱水降减湿、固碱吸湿过程工艺流程图2.11。2已知过程物料量流程中各物料量流程号12356主

3、要物质VC（g)VC(g）VC(g）水（g）VC（)NOH+水流量Kgh13。103110?？?？压力pa.04?？0。1200。5。117温度4？55101表中?表示需要通过工艺计算解决的量。1.氯乙气相冷却器物料衡算物料衡算总式：=F+F+X 其中:为进入冷却器前的氯乙烯流量、F1为从冷却器出来后的氯乙烯流量、F2为冷凝水中含有的氯乙烯的量、为通过冷却器除去的水分。2.12。 冷却器示意图及已知条件（见下图） 冷却器（2）（3）（4）t=47p=0.12Mpaw=13100kg/ht=47p=0.12Mpw=13002 kg/ht=5p=0.12Mpaw水=?（219.2Kg/h）冷却器已

4、知条件示意图。1。2冷却器除水量的估算根据理想混合气体中某组分的摩尔分数等于其分压数，做如下估算当t=40时,水的饱和蒸汽压为5532mHg7。10a,设水的物质的量为n40 则有:= 所以n40=.71l当t=时,水的饱和蒸汽压为6。54mmHg87.9p，设水的物质的量为5则有=所以5=15348Kolh于是，冷却器的除水量X=XX=（13。7-。5348） 2192gh2.1。2.3 冷却器的冷凝水带走的氯乙烯量由氯乙烯在水中溶解度表查得：5水溶解的氯乙烯为161l/ml则219.K/h 水带走的氯乙烯的量为:61219。210/h575。5mol/h=98kg/h21。2.4 冷却器C

5、气相出口最低含量预测X=2104ppm可将冷却器VC气相出口含水量设计指标值定为2500ppm,根据上述的预期值，只要出口温度能稳定控制在5左右,设计着表就可以达到.1。3 固碱干燥器物料衡算2.13。1 固碱干燥器示意条件图（见下图）固碱干燥器t=5P=0.117MpaW=13002 kg/ht=20P=0.117MpaW=51.88Kg/h(5)(3)(6)t=10P=0.115MpaW=12990kg/h2.1。3 固碱干燥器固碱吸湿除水量X的估算根据资料知0固碱溶解的水蒸气分压:10时。5Hg 15时1。1mmHg 20时2m，再本工艺中，VC出固碱干燥器温度控制在10，则水的饱和蒸汽

6、压为.mmHg=66。7pa。660Mpa设干燥器出口V气相水的物质的量为n则有：=nH=0216mol/h 固碱吸湿除水量X=（1。548-0.12) =2544kg/h.。3.3 固碱干燥器排放烧碱溶液的量W烧碱溶液是以50的水溶液排放，W=2.13.4 固碱干燥器VC气相出口最低含水量X预测=6ppm由已知要求可知：固碱干燥器V气相出口含水量设计指标定为00ppm，根据上述计算，只要固碱干燥器出口温度能够稳定在10左右，设计指标是能达到的。2。 氯乙烯脱水工序热量衡算2.1热量衡算已知数据饱和指数K=1.183V气体平均比热Cp=0.22cal/g.2.2氯乙烯风机压缩温度计算按理想气体

7、绝热过程考虑，有 T=【4】其中，压缩后温度-压缩前温度 已知： T=313P压缩后压力 已知： P0。12pP压缩前压力 已知: =0。104MT= T(） =31(1。58)=311。0240K即t47为氯乙烯经风机压缩后的温度22.3 氯乙烯经冷却器的热量衡算22.31 冷却器已知条件及示意图（2）T=47W=13100Kg/hW=246.8Kg/ht=0W=?(2)(3)(4)T2= 5W=13002 Kg/hW=27.6Kg/hT2=5W=219.2Kg/hWvc=98Kg/h（1）T1=-5W冷=?冷却器热量衡算示意图图中?表示要通过热量衡算解决的量2。2。32冷却器热负荷（）.冷

8、却器的冷凝负荷（Q冷凝）QWH其中, W-冷凝水的流量 W=21。K H水的平均汽化热 H=2240KJ/Kg 219。2K/h224/h4。911KJ/h(2）.冷却器中热负荷（Q） Q= Q =v（-)+ W2O (T-T）其中, -氯乙烯气体流量（kh) Wvc=13kg/h 水蒸气流量(k/h) WH2O=46。8g/h C水蒸气的平均比热 =0。24/Kg C水蒸气的平均比热 =1.848J/Kg T2VC进冷却器的温度 T42VC出冷却器的温度 T=5=13。11Kg/0.924KJ/Kg（47-） +246。8gh1。8(45) =5。25410J/h (3）冷却器的热负荷(Q)

9、=Q冷凝+Q冷却=52540h+4.910KJh=0.18540 KJ/2.33 冷媒水的流量（冷) 有能量守恒知，在忽略热损失的情况下，热流体放出的热量冷流体吸收的热量=WCp（t1- 2）其中， -冷媒水流量p-冷媒水平均比热 C.4kJ/kt-冷媒水进口温度 t1-5t-冷媒水出口温度 t20W=47976Kgh.2。.对数平均温度差（m)有分析知，冷却器内外呈逆流状态,则存在下列关系: T=47 T =5 t=0 t=-5 t=47 =10 2.2.3.传热面积F（m)的计算 F=其中，Q-传热量 10。1854KJhK总传热系数 根据校验K62KJmhtm-对数平均差 =24 代入数

10、据可得：=68 m。4固碱干燥器热量衡算。4。1 固碱干燥器示意图几已知条件（5）t=10P=0.115MpaW=12990 Kg/ht=2W=?(3)t=5p=0.117MpaW=13002 Kg/h(2)P=0.117Mpat=20W=12Kg/ht=5固碱干燥器条件示意图22.4。2冷却水的流量W冷由分析可知,冷却水主要是用来使氯乙烯气体保持在一定的温度，则冷却水的用量与气体的温度方面密切相关当VC气体进入固碱干燥器中,固碱会吸收C气体中的水分,转化为0的烧碱溶液,这一过程中，有两个问题需要考虑：一是水蒸汽的冷凝热（)；二是水溶解于烧碱所放出的熔解热(）。(1).水蒸气的冷凝热Q Q=2

11、5.Kg/2490KJ/g633。6 KJ/h（2）. 水溶解于Na所放出的溶解热Q 查化工工艺设计手册下册 得NaOH溶解热Hs=26KJ/Kmol每小时溶解所放出的热量=476KJoml=792.82 J/h(3) VC气体温升 固碱干燥器放出的热量：总=Q凝+Q溶=6335。6 +219.8 KJ/h =958。4J/hQ总W如果无冷却措施，则VC气体温度将升到.54。但是工艺要求V气体出口温度为10,这样就要求固碱干燥器中的冷却水把 VC气体出口温度控制在10,这就需要冷却水从固碱干燥器中得到如下热量： =100g/h0.4kJ/k(12。54-0）3515.7k Q=W冷C（-t1)

12、其中，冷冷却水的流量 冷却水的平均比热 =2KJ/kgt-冷却水出口温度 t2-t1冷却水入口温度 1=冷22。43固碱干燥器平均换热面积由分析知固碱干燥器近似以并流传热计算,则存在下列关系： 11254 =10 t1=5 t2=2 t2=17。 1=2 再由公式 F=其中， Q传热量 Q=3051517J/h K总穿热系数 K62KJmh 平均温度差 =14。6 代入数据可得 F=30.4m22.3设备的工艺计算和选型2。31氯乙烯冷却器工艺计算和选型2。3.1.1 冷却器基本参数的选定根据化工工艺设计手册查的：列管式固定管板换热器基本参数和前面的物料，热量衡算数据基本相当，前面计算的换热面

13、积为685,考虑生产中不稳定的因素很多，所以放大一些余量，现选定的冷却器的基本参数如下： 公称直径 N000 管程数 I程 管数（管长) 801根（000mm) 换热面积（公称值） 303（相同设备两台联） 换热管规格（材质) 25。5(碳钢） 管程通道截面积 0.2516 公称压力 16Mpa 安装形式 立式3.1。2冷却器工艺接管尺寸管口代号接管规格法兰密封面形式用途aN6 DN50平面C气相入口bPN6 100平面冷却水出口cPN6 DN250平面V气相出口dPN DN0平面冷凝水出口ePN6 DN10平面冷却水出口冷却器工艺接管表2。.1.3 冷却器气相入口流速U和管程入口出流速U（1

14、）冷却器气相入口体积流量V由上述“V气相冷却器物料衡算”知道，冷却器气相入口为VC气体和饱和的水蒸气的混合物，起摩尔流量为n=209.6Kml/h+12K/h=2216Kmol/h。温度T为274=2K，压力=0.Mp 按理想气体处理，则有： =91/h(2)冷却器入口流速U U=（3)管程入口流速U=（) 冷却器冷却水出口流速 （5） 冷却器管程压力降 计算公式式中，-每程直管压降 每程回管压降 F每程压力降结垢校正系数 Ft1.4 壳程数 Np管程数 =1在平均温度下:=则其雷诺数为:e=887又相对粗糙度查得(6）.冷却器壳程压力降(）计算公式式中流过管束的压力降流过折流板缺口的压力降壳

15、程压力降结垢校正系数 取Fs1。16又管束压降流过折流板缺口的压力降式中，N折流板数目 N=29N横过管束中心线的管数，本冷却器为三角形排列的管束。N=1。1（N）=1。(801)=31（式中801为壳程的管子总数）-折流板间距 B=。m-壳体内径 D=1u-按壳程流通截面积为sB(D-N）来计算所得到的壳程流速. =.(1002）=0045 u=F管子排列形式对压力降的校正因素，本冷却器为三角形排列F=0。5f-壳程流体摩擦因素当R= f=5。0(1265)=0.98154N/2N (7）换热总系数K) 管内传热膜系数 Re=。0100000 式中，CpVC气体的比热 查得Cp=8J/kC

16、0。 Pr1221管长和管径之比对于气体可用下式计算传热膜系数 N=03Rr即, 式中，d管子内径 V气体导热系数 n=03（流体被冷却） Re=1.10 P=1。22 =023（1。0）(1。2） =0.021673.615=485 =16Wb） 外传热膜系数蕾诺数R 8式中，de当量直径（m）de=-流速（s）,管外流速可根据流体的最大截面积计算，S=S=hD（） 其中,h=。2m（折流板间间距） D=1(冷却器壳径） d0。05m（管外径）I0.32（管间距)S=0.21（-.025。032）=0。4375 u=冷媒密度 =168kgm冷媒粘度 331P R=1069管外有25原缺形挡板

17、,根据管壳式换热壳程膜系数计算曲线,可知当Re=10时， 即 却器传热总系数K K=（)式中， C =kJ/m管内侧污垢热阻 R4.10 /JR管外侧污垢热阻 R1。4210 mkJb管壁厚度 b=。025-管壁导热系数 =162。54kJ/ mK=5。8J/和估算的总导热系数2 kJ/ 相差不多（8） 计算传热面积 F=式中，Q-传热量 Q= 10185410 Kh 总传热系数 K=8.88 kJ/ 对数平均温度差 =2 F=721这个换热面积和热量衡算中估算的68相差的不是很多,所选的换热面积为740,保险系数7.%,所以，所选的冷却器符合工艺设计的要求。2。.2固碱干燥器选型计算.321

18、 固碱干燥器基本规格根据前述的物料衡算和热量衡算有:传热面积F=30。4,经查阅有关资料，以及前人的实践经验，又适当参考生产上的某些不稳定性因素和放大一些余量，我们选定的固碱干燥器的基本规格为:1206002。32.2固碱干燥器结构尺寸图固碱干燥器结构示意图工艺接管规格表如下： 固碱干燥器工艺接管表符号接管规格法兰密封面形式用途aP6 DN20平面VC气相入口bPN6 DN250平面VC气相出口cPN D500平面入空dPN6 DN50平面排液碱口ePN6 D25平面60热水进口fPN6 DN2平面6热水进口平面液面计开口hN6 DN5平面2冷水溶液出口iN6 N25平面冷水溶液进口23。2.

19、3传热面积的校核夹套换热面积F=1.23。13。6盘管所盘圆的直径D=40，盘管与圈之间距离I=250,管子规格32(不锈钢管共3圈，直管供热面积F=(041+.5）2。2=2。1）设计总供热面积F=+=13.6+2。=。7因为设计供热面积=1.73.4(计算供热面积)所以，单台干燥器是不能满足工艺要求的，因此,我们采用同样规格的干燥器两台并联,这样就满足了工艺要求.2.。集水器选型计算集水器是在流程中连续工作的,其下游的设备VC回收器是间断工作的，并且设计为每小时间断工作一次。23。3. 集水器有关物料的计算根据 “VC气相冷却器物料衡算”,集水器的进水量为219.k/h,这样4小时的进水量

20、为21924=76.8k。因此，集水器的容积=m就能满足工艺要求。2。3。32集水器选型集水器结构尺寸如下图：800Cab2000400 集水器结构示意图 容积V=0。42=1，满足工艺要求工艺接管表：符号接管规格法兰密封面形式用途P6 DN50平面进水口b6 DN50平面出水口PN6 N2平面气相平衡口234 VC回收器选型计算2.41 V回收器有关物料的计算进入VC回收器的水中所溶解的VC的量已知进入VC回收器的水量W76。8k进入VC回收器的水,在进入前水的状态为：压力P=0。12MP,温度t=C根据氯乙烯在水中的溶解度与温度的关系3,得溶解度=0gV100g水所以进入VC回收器的水中溶

21、解的量W=876。0=768=。77kgVC回收器操作条件以及回收器后废水中的量操作条件： 温度 70C 压力 0。15pa在操作条件下，C的溶解度几乎为零3，所以，废水中的VC含量可以忽略不计。C回收流量(回收)因为，废水中的VC是每四小时回收一次，每次能回收C为8。77.所以，回收流量W(回收)=.74=2。19kgh.2。34。2VC回收器的选型经参考集水器选型的结构尺寸，只要在设备外壳增加一个加热夹套，就能满足工艺要求，其结构尺寸如下图：管口代号接管规格法兰密封面形式用途aPN6 DN50平面进水口bPN6 DN平面排水口cPN6 DN2平面VC出口dN6 DN3平面蒸汽ePN DN0

22、平面冷凝水出口C回收器接管表a c d2000800eb235罗茨风机选型计算23.5.1罗茨风机克服的阻力阻力计算流程示意图：FT冷却器固碱干燥器(1)h1h冷h4h6H固h5 罗茨风机克服阻力示意图 =hh的计算 管径DN=300 流速u 直管段管厂估算为0m，管件当量长度的估算：名称数量(个）每只当量长度合计当量长度0弯头3090闸阀7合计9L=9.=29.1m相对粗糙度Re=查摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度的关系，。021 h= 液柱的计算 管径D=250 流速u=直管段长I=6m，管件当量长度估算名称数量（个)每只当量长度合计当量长度9弯头3309闸阀177合计97Le=70.524.

23、3m 相对粗糙度 Re= 又查得=0.21。021 m液柱h冷由4。可知:冷=3.6m 液柱4的计算管径DN=250流速直管长度l=管件当量长度的计算:名称数量（个）每只当量长度合计当量长度0弯头200闸阀177合计87=670.516。8m相对粗糙度 Re= 查得液柱h5 的计算管径DN=300流速直管长度l=1m管件当量长度的计算:名称数量(个）每只当量长度合计当量长度90弯头30120=12。3=6m相对粗糙度e/d=0.001查得.021 m液柱同理，可以计算出:6=1。罗茨风机所克服的阻力:= 2265m水液柱 = 597Pa2.352 罗茨风机进气流量2.3。3 拟选罗茨鼓风机主要

24、性能参数 规格型号L5003800。5流量100压力00-800Pa温度60转速pm功率0K 在氯乙烯脱水过程中所选用的设备如下：序号名称型号规格材料单位数量备注VC冷却器碳钢台12固碱干燥器D00360夹套换热面积13.6m2碳钢台2集水器碳钢台14回收器带加热套碳钢台1罗茨风机碳钢台13 氯乙烯精馏工序设计计算31 氯乙烯精馏工序物料衡算3.1.1氯乙烯精馏工序物料衡算的已知条件。1.11原料成分粗氯乙烯溶液,粗氯乙烯含量90%（质量比），乙炔含量2，二氯乙烷含量,水含量%。3.1。1.2 低沸塔操作条件 操作压力（表压）055P，塔顶温度，进料板温度5，塔釜温度50；回流比5-1,单板压

25、降0.kP，全塔效率0%。3。11. 高沸塔操作条件 操作压力(表压)。3Pa,塔顶温度20,进料板温度0,塔釜温度3；回流比。2-0。,单板压降0。7kP，全塔效率30.。1。1。4 精馏要求 精氯乙烯含量99(质量比)，乙炔含量1%.3。2 全凝器的物料衡算3。1.2。1原料成分粗氯乙烯溶液，其中氯乙烯90（质量比),乙炔2%(质量比)，二氯乙烷2（质量比),水6%（质量比），本次设计要聚氯乙烯的年产量为0万吨/年，一年生产时间为8000，故自上个阶段来的粗氯乙烯溶液可采用流量为0.万吨/年，即：100/800=12.75t/h。32。2粗氯乙烯溶液中各组分组成的计算 粗氯乙烯溶液流量为2

26、875t/h，则: 氯乙烯的质量分数90即12.8759=1588t乙炔的质量分数%，即182%=。27/h 二氯乙烷的质量分数%，即142=0.257h水的质量分数6%,即12。8756%0。73/h3。1.23 全凝器物料衡算 原料液流量F=20.81mol/， W水0.77310001802 4.90 kolhDcm1.58810002。4=85。4kmol/h， D乙炔=25/2604=98kmol/, 二氯乙烷=27。5=2。60kmo/h故 = W水+ Dvm+ 乙炔 二氯乙烷3.低沸塔的物料衡算在低沸塔中，主要进行氯乙烯和乙炔的分离,而不考虑二氯乙烷的影响。低沸塔进料的原料液中含

27、有氯乙烯11。588t/，乙炔。257th，求其质量分数:氯乙烯= 8 乙炔 = 根据工艺要求，塔顶馏出液组成99。,塔底釜液组成。1%。为了便于计算,假设一次性把乙炔蒸馏完全。31。3.1原料液及塔顶，塔底的摩尔分率乙炔的摩尔质量 MA 26.04 kg/l 氯乙烯的摩尔质量MB=62.49 g/kmol 进料: 塔顶： 塔底: 3.1.3.2原料液及塔顶，塔底的平均摩尔质量 F0.0626。04+（10.046）2.49=0。813/kmol MD=0999626。0+（1-09996）624926。055kg/mol M=0。246。04（1-.0024） 2。9=6.403kgkmo3

28、.13。物料衡算原料液处理量： 总物料衡算: F=D+W 19478=D+ 乙炔的物料衡算：1948。046=.99D0。024W 解出：D=8。2Kl/ W=186.2 Kmo/h F=194.78kmol/h乙 炔 0.046氯乙烯 0.954D=8.52kmol/h乙 炔 0.999氯乙烯 0.001W=186.26kmol/h乙 炔 0.001氯乙烯 0.999 低沸塔物料衡算低沸塔物料衡算计算结果组分 进料 塔顶D 塔底W 流量Km/h 94。78 8。5 86。26 由图表可知物料平衡。.1。.低沸塔塔板数的确定（)乙炔-氯乙烯的汽液相平衡数 由化学化工物性数据手册查得乙炔，氯乙烯

29、的饱和蒸汽压如下表;氯乙烯的饱和蒸汽压氯乙烯 40 20 2 蒸汽压 3。5p 77。0 Pa 164.K 39.5KPa 乙炔的饱和蒸汽压 乙炔 -40 -20 0 2蒸汽压 7592 KPa 16KPa 2635 KPa 34 KPa 根据乙炔,氯乙烯的饱和蒸汽压，利用泡点方程 计算出乙炔，氯乙烯的汽液相平衡数据如下表:乙炔，氯乙烯的汽液相平衡数温度 液相中乙炔的摩尔分数XA 汽相中乙炔的摩尔分数Y-4 0。7125 .98320 0。3353 0。950 0。1561 0。7492 0。054 0。433由以上数据画出汽液相平衡图见附图.()求最小回流比和操作回流比 采用图解法求最小回流

30、比。在图的对角线上自e(.04,0。4）作垂线f即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为q=。3,Xq=0。046 故最小回流比R mn=XdY/YqXq=8 故取操作回流比为R=6(低沸塔的操作回流比为510)（）求精馏塔的气液相负荷RD68.52=51。15Kmol/ V=(R+1)D=（+1）8.52=9Ko/ ()求操作线方程精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： （5) 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数结果为：总理论板层数NT=66进料板位置NF=5考虑到乙炔与氯乙烯属于非同类化合物与理想溶液的拉乌尔定律有较大的误差，故取板效率为30%. 所以：精馏段实际板层数精=4/.31

31、4 提馏段实际板层数N提=2.60.3931。3.5低沸塔其他物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算,以精馏段为例进行计算。(1）操作压力计算塔顶操作压力 D=1013+550=651.3每层塔板压降P0.7 Kpa进料板压力P=6。+0。714=611p精馏段平均压力PM=（651。366.1）/2=66。Ka（2)操作温度的计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中氯乙烯和乙炔的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度：T=进料板温度：TF=5精馏段平均温度:T（3）2=5(3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 =Y1=。996 查平衡曲线得

32、：X1.993MVM0。99626.0+(0.999)6249=26.0546 g/oMLD=9937604+（10.9937） 6。4=2620k/kmo进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板得：YF=01603 查平衡曲线得: F=0.0179MV01626.04+(。160) 629=6.647kgmolMFM=0。14704+（10。0149）6249=1.95k/kol精馏段平均摩尔质量： MVM=（26。05+。65）=1.35 k/kmol M=（2.61.95）2=4.11k/o(4)平均密度的计算 气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算： 液相平均密度的计算液相平均密度依据下

33、式计算： 塔顶液相平均密度的计算： 由TD=30，查化学化工物性数据手册得: 34。6gm3 =89k/m3 进料板液相平均密度的计算: 由F=, 查化学化工物性数据手册得: a=4.85/m3 b=968kg/m3 进料板液相的质量分率： 精馏段液相平均密度：L=（351.996112）/2=66.5Kg/m (5）液相平均表面张力的计算 液相平均表面张力依据下式计算: 塔顶液相平均表面张力的计算： 由TD30，查化学化工物性数据手册得: =0.46m/m， B48m DM=0.99046+(096) 14。8=0。47 mN/m进料板液相平均表面张力的计算: 由TF=5， 查化学化工物性数

34、据手册得： A=3。86N/m, B=16 /m LFM0.01793。8+(10.0149) 8。641842 /m 精馏段液相平均表面张力： LM(.4182）/294mN/m（6)液体平均黏度的计算 液体平均黏度依据下式计算： 塔顶液相平均黏度的计算:由TD=0,查化学化工物性数据手册得：a=。01pas 0。8mas LDM=。996Lg0。010+0004180 解得:LD=001 mas 进料板液相平均黏度的计算： 由F5, 查化学化工物性数据手册得：a=0.06mpa b=87pas LLFM=.01508Lg。06（10.0150)g021875 解得：LF=0.215mpas

35、 精馏段液相平均黏度: M=（0.+0215）20。1125pas.1。3。6低沸塔精馏塔的塔体工艺尺寸的计算(1)塔径的计算 精馏段的气，液相体积流率为: 由式中C=C0(L20)0.2计算,其中C0由化工设计书0查取,图的横坐标为： 取板间距HT=0.35，板上液层高度L=0。04m则: T -h。120由化工设计书P08查取，得：C200。064 由化工设计书P10取安全系数为。75，则空塔气速为： =0。0.750.416=0.299m/s 由化工设计书0,按照标准塔径圆整后为D0。7m塔截面积为实际空塔气速为：(2）精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度为: 精=（N精-1）T=(-1)

36、0.35=4.5 提馏段有效高度为: Z提=（N提1) HT （91)0。35=.8 故精馏塔的有效高度为 Z=Z精Z提=4。552.=7 m3.1.7低沸塔塔板主要工艺尺寸的计算（1)溢流装置计算 因塔径0。7m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下: 堰长W取 W=0.66D0.66。7=046m 溢流堰高度hW 由 hW=hOW选用平直堰,堰上液层高度hW由由化工设计书P111式近似取E=,则取板上清液层高度HL4mm故 W0.00.009 弓形降液管宽度和截面积AF由W/0.66 由化工设计书P112得 F/A=0。02， WDD=0。124 故 AF=0072T0.0

37、7220。35=。0278 WD=0.14D120。7=0.068m验算液体在降液管中停留时间,即ss故降液管设计合理。 降液管底隙高度h 由化工设计书1取o=1/s则:who=0.020.014=010.06故降液管底隙高度设计合理。由化工设计书113选用平受液盘,深度w=9mm。(）塔板布置l 塔板的分块由化工设计书P18，因D=700mm，故塔板采用整块式.l 边缘区宽度确定由化工设计书P11，取Ws=W=0。05m，Wc=0。45m。l 开孔区面积计算开孔区面积Aa由化工设计书P113式 其中 x=D/2-（WdW)02(。0868+0.055） 0。21 r= D-Wc=0.7/2.

38、045 。0m故 l 筛孔计算及其排列由化工设计书14，可选用=m碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列,取孔中心距为： t= =35=5 mm 由化工设计书P114,筛孔数目n为: 由化工设计书14,开孔率为： 气体通过阀孔的气速为: 3。3。8低沸塔接管的选型(1）进料管的选型计算 进料流量F=147 mo/h 进料的平均摩尔质量MM=1。95 kg/kmo 进料的平均密度=LFM96112Kgm3 由化工原理书P20得： 一般液体流速为0。5ms， 气体流速为1030ms 由qv=FMLFM=190861。95/9612=12。55m3/h 取=m/s则由化工原理书31附录二十一中查普通

39、无缝钢管的选用细则，确定选用： mm4mm, 其内径为d68（42）=60m(2）塔顶气体进入冷凝管的选型计算 塔顶气体流量V=59.64 kmoh 塔顶气体的平均摩尔质量MVDM=2605kgmol 由T=30，查化学化工物性数据手册得: 0.712 /m3 b=89 Kgm3 塔顶气体的平均密度=0。713K/m3 由化工原理书P2得: 一般液体流速为0.53m， 气体流速为030/s 由VMVM/=9。64605/。71=2178.99m3/h 取=0m/s则由化工原理书P381附录二十一中查普通无缝钢管的选用细则，确定选用： 21m6mm, 其内径为=219(62）27mm(）塔顶回流管的选型计算 塔顶回流量L=515 kmo/h 塔顶回流的平均摩尔质量MLM=26.27 kg/mo 塔顶回流的平均