1、設(shè)計任務(wù)書(一) 設(shè)計題目試設(shè)計一座苯甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為 95% 的苯 2.952 萬噸/年，塔頂餾出液中含苯不得低于 95% ，塔釜餾出液中含苯不得高于 2% ，原料液中含苯 39% 。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）(二) 操作條件1) 塔頂壓力 常壓 2) 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 3) 回流比 自選 4) 塔底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） 5) 單板壓降 0.7kPa6) 塔頂操作壓力4kPa(三) 塔板類型自選(四) 工作日每年工作日為300天，每天24小時連續(xù)運行(7200小時)。(五) 設(shè)計說明書的內(nèi)容1. 設(shè)計內(nèi)容(1) 流程和工藝條件的確定和說明(2) 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)(3)

2、 精餾塔的物料衡算； (4) 塔板數(shù)的確定； (5) 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； (6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； (7) 塔板主要工藝尺寸的計算； (8) 塔板的流體力學(xué)驗算； (9) 塔板負(fù)荷性能圖； (10) 主要工藝接管尺寸的計算和選取（進(jìn)料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）(11) 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表(12) 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。2. 設(shè)計圖紙要求： 1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A3號圖紙）； 2) 繪制精餾塔設(shè)計條件圖（A3號圖紙）。目 錄1. 流程和工藝條件的確定和說明12. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)12.1. 操作條件12.2. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)13. 精

3、餾塔的物料衡算13.1. 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率13.2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量23.3. 物料衡算24. 塔板數(shù)的確定24.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取24.1.1. 繪t-x-y圖和x-y圖24.1.2.最小回流比及操作回流比的確定44.1.3.精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定44.1.4. 求操作線方程44.1.5. 圖解法求理論板層數(shù)44.2. 實際塔板數(shù)的求取45. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算45.1. 操作壓力計算55.2. 操作溫度計算55.3. 平均摩爾質(zhì)量計算55.4.平均密度計算55.4.1. 氣相平均密度計算55.4.2. 液相平均密度計算65.5

4、. 液體平均表面張力計算65.6.液體平均黏度計算75.7. 全塔效率計算75.7.1. 全塔液相平均粘度計算75.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算85.7.3. 全塔效率的計算86. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算86.1. 塔徑的計算86.2. 精餾塔有效高度的計算97. 塔板主要工藝尺寸的計算107.1. 溢流裝置計算107.1.1. 堰長lW107.1.2. 溢流堰高度hW107.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af107.1.4. 降液管底隙高度h0117.2. 塔板布置117.2.1. 塔板分布117.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定117.2.3. 開孔區(qū)面積計算117.2.4. 篩孔計算

5、及其排列118. 篩板的流體力學(xué)驗算128.1. 塔板壓降128.1.1. 干板阻力hc計算128.1.2. 氣體通過液層的阻力h1計算128.1.3. 液體表面張力的阻力h計算128.2. 液面落差138.3. 液沫夾帶138.4. 漏液148.5. 液泛149. 塔板負(fù)荷性能圖149.1. 漏液線149.2. 液沫夾帶線159.3. 液相負(fù)荷下限線169.4.液相負(fù)荷上限線169.5.液泛線1610. 主要工藝接管尺寸的計算和選取1810.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV1810.2. 回流管的直徑dR1910.3. 進(jìn)料管的直徑dF1910.4. 塔底出料管的直徑dW1911. 塔板主要結(jié)

6、構(gòu)參數(shù)表1912. 設(shè)計實驗評論2013.參考文獻(xiàn)2114. 附圖（工藝流程簡圖、主體設(shè)備設(shè)計條件圖）211. 流程和工藝條件的確定和說明本設(shè)計任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2. 操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1. 操作條件塔頂壓力 常壓 4kPa進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點進(jìn)料 回流比 1.759倍 塔

7、底加熱蒸氣壓力 0.5Mpa（表壓） 單板壓降 0.7kPa。2.2. 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 39%塔頂苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 95%塔釜苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 2%生產(chǎn)能力（萬噸/年） 2.9523. 精餾塔的物料衡算3.1. 原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率甲醇的摩爾質(zhì)量 MA=78.11 kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmolxF=0.430xD=0.957xW=0.0243.2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF= 0.430×78.11+（1-0.430）×92.13=86.10kg/kmolMD= 0.957×78.1

8、1+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.79 kg/kmol3.3. 物料衡算生產(chǎn)能力F=47.62 kmol/h總物料衡算 47.62=D+W苯物料衡算 47.62×0.430=0.957D+0.02W聯(lián)立解得 D=20.72 kmol/h W=26.90 kmol/h4. 塔板數(shù)的確定4.1. 理論塔板層數(shù)NT的求取苯甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。4.1.1. 繪t-x-y圖和x-y圖由手冊1查的甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一 苯甲苯氣液平衡苯（1

9、01.3KPa）/%（mol）沸點/110.56105.71101.7898.2595.2492.43氣相組成0.020.837.250.761.971.3液相組成0.010.020.030.040.050.0沸點/89.8287.3284.9782.6181.2480.01氣相組成79.185.791.295.998.0100.0液相組成60.070.080.090.095.0100.0由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x-y圖。圖一圖二4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因為是泡點進(jìn)料，則xF =xq，在圖二中對角線上，自點（0.430，0.430）作垂線即為進(jìn)料線

10、（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq = 0.654 xq=0.430336故最小回流比為Rmin=1.353則操作回流比為 R= 1.3Rmin =1.3×1.353=1.7594.1.3.精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定L=RD=1.759×20.72=36.45 kmol/hV=(R+1)D=（1.759+1）×20.72=57.17 kmol/hL=L+F=36.45+47.62=84.07 kmol/hV=V=57.17 kmol/h4.1.4. 求操作線方程相平衡方程 精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 4.1.5. 求理論板層數(shù)1)采用圖解法求理論板層

11、數(shù)，如圖二所示。求解結(jié)果為總理論塔板數(shù) NT=16（包括再沸器）進(jìn)料板位置 NF=92) 逐板計算求理論塔板數(shù)xyxy10.9010.95790.3640.58620.8270.922100.3080.52430.7380.875110.2420.44140.6450.818120.1760.34550.5600.759130.1170.24760.4910.704140.0720.16170.4400.660150.04060.09580.4060.628160.01980.048x8<xq 換提餾段方程逐板計算 進(jìn)料板在NF=8x16<xw 總理論塔板數(shù)NT=164.2. 實際

12、塔板數(shù)的求取全塔效率假設(shè)0.54塔內(nèi)實際板數(shù) N=(16-1)/0.54=28實際進(jìn)料板位置 Nm=NR+1=16精餾段實際板層數(shù) N精=8/0.54=15提餾段實際板層數(shù) N提=7/0.54=135. 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計算5.1. 操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.30 + 4 =105.30 kPa每層塔板壓降 P=0.70 kPa進(jìn)料板壓力 PF=101.30+0.70×15=115.80 kPa精餾段平均壓力 Pm=(105.30+115.80) / 2=110.60 kPa5.2. 操作溫度計算1）由圖二得出塔頂溫度 tD=82.2 ºC進(jìn)料板溫

13、度 tF=99.6 ºC精餾段平均溫度 tm=（82.2+99.6）/2=90.9 ºC2）示差法計算 依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計算，計算過程略。計算結(jié)果如下： 塔頂溫度 tD82.2 進(jìn)料板溫度 tF99.6 精餾段平均溫度 tm（82.299.6）/2 = 90.95.3. 平均摩爾質(zhì)量計算1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.957，逐板計算得 x1=0.901 MVDm=0.957×78.11+（1-0.957）×92.13=78.71 kg/kmolMLDm= 0.901

14、5;78.11+（1-0.901）×92.13=79.51 kg/kmol2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算由逐板計算解理論板，得 yF=0.628 xF=0.406MVFm=0.628×78.11+（1-0.628）×92.13= 83.32 kg/kmol MLFm=0.406×78.11+（1-0.406）×92.13= 86.44 kg/kmol3）精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=（78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmolMLm=（79.51+86.44）/2=82.98 kg/kmol5.4.平均密度計算5.4.1. 氣相平均密度計

15、算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即Vm= kg/m35.4.2. 液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即1/Lm=塔頂液相平均密度的計算有tD=82.2 ºC，查手冊2得A=812.7 kg/m3 B=807.9 kg/m3 LDm= kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計算有tF=99.6 ºC，查手冊2得A=793.1 kg/m3 B=790.8kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=LFm= kg/m3 精餾段液相平均密度為Lm=（812.49+791.64）/2=802.07 kg/m35.5. 液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即塔頂液相平均表面張力的計算有tD=

16、82.2 ºC，查手冊2得A=21.24 mN/m B=21.42 mN/mLDm=0.957×21.24+0.043×21.42=21.25 mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計算有tF=99.6 ºC，查手冊2得A=18.90 mN/m B=20.04 mN/mLFm=0.406×18.90+0.594×20.04=19.58 mN/m精餾段液相平均表面張力為Lm= （21.25+19.58）/2=20.42 mN/m5.6.液體平均黏度計算液相平均粘度依下式計算，即塔頂液相平均粘度的計算由tD=82.2 ºC，查手冊2得

17、 A=0.302 mPa·s B=0.306 mPa·s 解出LDm=0.302 mPa·s 進(jìn)料板液相平均粘度的計算由tF=99.6 ºC，查手冊2得A=0.256 mPa·s B=0.265 mPa·s 解出LFm=0.261 mPa·s 精餾段液相平均粘度為Lm=（0.302+0.261）/2=0.2825.7. 全塔效率計算5.7.1. 全塔液相平均粘度計算塔頂液相平均粘度為 LDm=0.302 mPa·s 塔釜液相平均粘度的計算由tW=117.2ºC，查手冊2得A=0.22 mPa·s

18、 B=0.24 mPa·s 解出LWm=0.24 mPa·s 全塔液相平均粘度為L=（0.302+0.24）/2=0.27 mPa·s5.7.2. 全塔平均相對揮發(fā)度計算相對揮發(fā)度依下式計算，即 （理想溶液）塔頂相對揮發(fā)度的計算由tD=82.2 ºC，查手冊2得PA°=104.80 KPa PB°=40 KPa由tW=117.2 ºC，查手冊2得PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa全塔相對揮發(fā)度為5.7.3. 全塔效率的計算查精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖3得全塔效率E0'=0.50篩板塔校

19、正值為1.1故E0=1.1E0'=1.1×0.50=0.55 與假定值相當(dāng)接近，計算正確。6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1. 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為m3/sm3/s由 umax=式中C=0.2，查手冊史密斯關(guān)聯(lián)圖4其中橫坐標(biāo)為 =0.039取板間距HT=0.45 m，板上液層高度hL=0.06m,則HT-hL=0.45-0.06=0.39m查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得 C20=0.082C=0.2=0.082×=0.0823umax=0.0823×=1.387m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u= 0.7umax=0.70×1.387

20、=0.971m/sD=0.774m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D=0.80 m塔截面積為AT= m2實際空塔氣速為u=0.910 m/s6.2. 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=(N精-1)×HT=(15-1)×0.45=6.30 m提餾段有效高度為Z提=(N提-1)×HT=(13-1)×0.45=5.40 m在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為0.80 m則精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提 +0.80=6.30+5.40+0.80=12.50 m7. 塔板主要工藝尺寸的計算7.1. 溢流裝置計算因塔徑D=0.80 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形

21、受液盤。各項計算如下：7.1.1. 堰長lW取 lW=0.726D=0.726×0.80 =0.581 m7.1.2. 溢流堰高度hW由 hW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW=2/3 hOW=0.0101m取板上請液層高度 hL=0.06m則 hW=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m 符合加壓情況下4080mm的范圍7.1.3. 弓形降液管寬度Wd和截面積Af 由 lW/D=0.726查手冊弓形降液管的參數(shù)圖4得 則 Af=0.050 m2=0.125 m驗算液體在降液管中停留時間，即=21.43 s > 5 s故降液管設(shè)計合理7.1.4. 降液

22、管底隙高度h0取 u0=0.06 m/s則 =0.0301m 符合小塔徑h0不小于25mm的要求。 hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。選用凹形受液盤，深度=50mm7.2. 塔板布置7.2.1. 塔板分布因D=0.80m，所以采用分塊式。查手冊4得，塔板分為3塊。7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定取安定區(qū)0.06m，邊緣區(qū)Wc=0.05m。7.2.3. 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下式計算， 其中 x=-(0.125+0.05)=0.225m r=-0.05=0.35m則 Aa=0.292 m27.2.4. 篩孔計算及其排列苯甲苯體系處理的

23、物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角排列，取孔中心距t為 t=2.5 d0=2.5×5=12.5mm篩孔數(shù)目n為n=2165個開孔率為=0.907（）2=0.907=14.51%氣體通過閥孔的氣速為u0=m/s8. 篩板的流體力學(xué)驗算8.1. 塔板壓降8.1.1. 干板壓降hd計算干板壓降可由下式計算，hd=由d0/=5/3=1.67，查手冊干篩孔的流量系數(shù)圖4，可得孔流系數(shù)C0=0.78故 hd=m液柱8.1.2. 氣體通過液層的阻力hL計算ua=m/sFa=kg1/2/（s·m1/2）查手冊充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖4可得=0.59則 hL=(hw

24、+how)=0.59（0.0499+0.0101）=0.035m液柱8.1.3. 液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計算h=m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得hp= h1+ h+ hc=0.034+0.035+0.0021=0.0711m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp= hpg=0.0711×802.07×9.81=559.44 Pa<700Pa（設(shè)計允許值）8.2. 液面落差液面落差由下式計算平均液流寬度m塔板上鼓泡層高度m內(nèi)外堰間距離m液相流量=0.00105 m3/s故 m/0.05=0.014<0.5所以液面落差符合要求

25、8.3. 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算hf=2.5hL=2.5×0.035=0.0875則 kg液/kg氣<0.1 kg液/kg氣所以本設(shè)計中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。8.4. 漏液對篩板塔，漏液點氣速u0，min由下式算得 =5.20 m/s實際孔速u0=10.79m/s>u0，min 計算正確穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。8.5. 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層Hd高應(yīng)服從下式 苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則 =0.5（0.45+0.0499）=0.25m又 Hd=hp+ hL+ hd板上不設(shè)計進(jìn)口堰，hd可由下式算得 m液柱Hd = 0.0711+0

26、.035+0.0096=0.116m液柱則 所以本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。9. 塔板負(fù)荷性能圖9.1. 漏液線由 u0，min=hL=hOW +hWhOW=2/3得 =4.4×0.78×0.292×0.1451 ×整理得=在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表二。表二Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s1.331.371.561.75由上表作出漏液線1。9.2. 液沫夾帶線以ev=0.1 kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：由 ua=hf=2.5hL=2.5（hOW +hW）hW=0.03

27、6hOW=故 hf=0.09+1.22Ls2/3 HThf=0.6（0.09+1.22Ls2/3 ）=0.511.22Ls2/3 =0.1整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表三。表三Ls，m3/s0.00700.0100.0300.060Vs，m3/s9.038.807.616.27由上表可作出液沫夾帶線2。9.3. 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式 hOW=2/3=0.006取E=1，則Ls，min= m3/s則可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。9.4.液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液

28、管中停留時間的下限，由下式=4得 Ls，max= m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。9.5.液泛線令 由 Hd=hp+ hL+ hd；hp= h1+ h+ hc；h1=hL；hL=hOW +hW聯(lián)立得忽略h，將hOW與Ls，hd與Ls，hc與Vs的關(guān)系代入上式，并整理得式中將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 則 即 在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果如下表四。表四Ls，m3/s0.00700.0100.0300.040Vs，m3/s9.329.137.065.07由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線5.根據(jù)以上各線方程，可以作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下：在負(fù)荷性能圖上，作出操

29、作點A，連接OA，即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得=1.18 m3/s =7.83 m3/s則操作彈性為 /=6.6410. 主要工藝接管尺寸的計算和選取10.1. 塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為1220 m/s，蒸氣管的直徑為 ，其中dV-塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m   Vs-塔頂蒸氣量m3/s，取uv=15.00 m/s，則m 故選取接管外徑×厚度 630×20mm10.2. 回流管的直徑dR塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺時，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速uR可取0.20.5 m/s。取uR

30、=0.3 m/s，則m故選取接管外徑×厚度25×2mm 10.3. 進(jìn)料管的直徑dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取uF=0.40.8 m/s，取料液速度uF= 0.5 m/s，則m  故選取接管外徑×厚度219×14mm 10.4. 塔底出料管的直徑dW一般可取塔底出料管的料液流速UW為0.51.5 m/s，循環(huán)式再沸器取1.01.5 m/s(本設(shè)計取塔底出料管的料液流速UW為0.8 m/s)則   m接管外徑×厚度133×5.5mm11. 塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表表五.篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號        項目數(shù)值1平均溫度 tm         89.28 2平均壓力 Pm kPa 105.153氣相流量 Vs m3/s 4.254液相流量 Ls m3/s0.0115實際塔板數(shù) 386有效段高度 Z m&