苯-甲苯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)1精講

1、設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)(一) 設(shè)計(jì)題目試設(shè)計(jì)一座苯甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為 95% 的苯年，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料液中含苯 39% 。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）2.9522%萬(wàn)噸 /，原(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(lèi)型自選(四) 工作日每年工作日為 300 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)運(yùn)行 (7200 小時(shí) )。(五) 設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)的內(nèi)容1. 設(shè)計(jì)內(nèi)容(1) 流程和工藝條件的確定和說(shuō)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(jì)算；(6) 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；(7) 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；(8) 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；(9) 塔板負(fù)荷性能圖；(10) 主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選?。ㄟM(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(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論。2. 設(shè)計(jì)圖紙要求：1) 繪制生產(chǎn)工藝流程圖（ A3 號(hào)圖紙）；2) 繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（ A3 號(hào)圖紙）。目錄1.流程和工藝條件的確定和說(shuō)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.精餾塔

3、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 .34.1.3.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(shí)際塔板數(shù)的求取 .55.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算 .55.1.操作壓力計(jì)算 .55.2.操作溫度計(jì)算 .55.3.平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 .65.4.平均密度計(jì)算 .65.4.1. 氣

4、相平均密度計(jì)算 .65.4.2. 液相平均密度計(jì)算 .65.5.液體平均表面張力計(jì)算 .75.6.液體平均黏度計(jì)算 .75.7.全塔效率計(jì)算 .85.7.1. 全塔液相平均粘度計(jì)算 .85.7.2. 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 .85.7.3. 全塔效率的計(jì)算 .96.精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .96.1.塔徑的計(jì)算 .96.2.精餾塔有效高度的計(jì)算 .107.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 .107.1.溢流裝置計(jì)算 .107.1.1. 堰長(zhǎng) lW .117.1.2. 溢流堰高度 hW .117.1.3. 弓形降液管寬度 W d 和截面積 Af.117.1.4. 降液管底隙高度 h0 .117.2.塔板

5、布置 .127.2.1. 塔板分布 .127.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定 .127.2.3. 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 .127.2.4. 篩孔計(jì)算及其排列 .128.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .128.1.塔板壓降 .128.1.1. 干板阻力 hc 計(jì)算 .128.1.2.氣體通過(guò)液層的阻力1 計(jì)算 .13h8.1.3. 液體表面張力的阻力h計(jì)算 .138.2.液面落差 .138.3.液沫夾帶 .148.4.漏液.148.5.液泛.159.塔板負(fù)荷性能圖 .159.1.漏液線 .159.2.液沫夾帶線 .169.3.液相負(fù)荷下限線 .169.4.液相負(fù)荷上限線 .179.5.液泛線 .1710.主要工藝接管

6、尺寸的計(jì)算和選取 .1910.1.塔頂蒸氣出口管的直徑 dV .1910.2.回流管的直徑 dR .1910.3.進(jìn)料管的直徑 dF .1910.4.塔底出料管的直徑 dW .1911.塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 .2012.設(shè)計(jì)實(shí)驗(yàn)評(píng)論 .2113.參考文獻(xiàn) .2214.附圖（工藝流程簡(jiǎn)圖、主體設(shè)備設(shè)計(jì)條件圖）.221. 流程和工藝條件的確定和說(shuō)明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)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(diǎn)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(chǔ)罐。 該物系屬易分離物系，

7、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(chǔ)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(diǎn)進(jìn)料回流比1.759 倍塔底加熱蒸氣壓力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(wàn)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/kmol0.39/ 78.11xF =0.4300.3

8、9 / 78.110.61/ 92.130.95 / 78.11xD =0.9570.95 / 78.110.05 / 92.13xW=0.02 / 78.11=0.0240.02 / 78.110.98 / 92.1313.2. 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 = 0.957×78.11+（1-0.957）× 92.13=78.71 kg/kmolMW= 0.024×78.11+（1-0.024）× 92.13=91.79 kg/k

9、mol3.3. 物料衡算生產(chǎn)能力 F= 4100 =47.62 kmol/h86.10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/hW=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(cè) 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（ 101.3KPa）/%（mol）沸點(diǎn) /110.56105.71101.7898.2595.2492.43氣相組成0.020.837.250

10、.761.971.3液相組成0.010.020.030.040.050.0沸點(diǎn) /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。圖一2圖二4.1.2.最小回流比及操作回流比的確定3采用作圖法求最小回流比。 因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料， 則 xF =x q，在圖二中對(duì)角線上，自點(diǎn)（ 0.430，0.430）作垂線即為進(jìn)料線（q 線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq = 0.654xq=0.430336故最小回流比為x Dyq=0.957

11、0.654Rmin=x q0.654=1.353y q0.430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xnyn2.471.47yn精餾段操作線方程為yL xD xD1.759 x0.9570.638 x0.347VV2.7592.7

12、59提餾段操作線方程為y'L' x'W xw84.07x'0.64561.470x' 0.0113V 'V '57.1757.174.1.5. 求理論板層數(shù)1)采用圖解法求理論板層數(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(jì)算求理論塔板數(shù)xyxy10.9010.95790.3640.58620.8270.922100.3080.52430.7380.875110.2420.441440.6450.818120.1760.34550.5600.759130.1170.24760.4910.704

13、140.0720.16170.4400.660150.04060.09580.4060.628160.01980.048x <x換提餾段方程逐板計(jì)算進(jìn)料板在 N=88 qFx16<xw 總理論塔板數(shù)NT=164.2. 實(shí)際塔板數(shù)的求取全塔效率假設(shè) 0.54塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)N=(16-1)/0.54=28實(shí)際進(jìn)料板位置Nm=NR+1=16精餾段實(shí)際板層數(shù)N 精=8/0.54=15提餾段實(shí)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(jì)算5.1. 操作壓力計(jì)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=

14、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(jì)算1）由圖二得出塔頂溫度tD=82.2 oC進(jìn)料板溫度tF=99.6 oC精餾段平均溫度tm （）=82.2+99.6 /2=90.9 oC2）示差法計(jì)算依據(jù)操作壓力， 由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)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t m （82.2 99.6 ） /2=90.9 55.3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由

15、xD=y 1=0.957，逐板計(jì)算得x1 = 0.901MVDm=0.957× 78.11+（1-0.957）× 92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.901× 78.11+（ 1-0.901）× 92.13=79.51 kg/kmol2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板計(jì)算解理論板，得yF=0.628xF=0.406M VFm=0.628×78.11+（1-0.628）× 92.13= 83.32 kg/kmol M LFm=0.406× 78.11+（ 1-0.406）× 92.13= 86.44

16、 kg/kmol3）精餾段平均摩爾質(zhì)量M Vm=（78.71+83.32）/2=81.02 kg/kmolM Lm=（79.51+86.44）/2=82.98 kg/kmol5.4.平均密度計(jì)算5.4.1. 氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即Vm = Pm M Vm105.15 81.022.815 kg/m3RTm8.314 （90.9 273.15)5.4.2. 液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/Lm=ai /i塔頂液相平均密度的計(jì)算有 tD =82.2 oC，查手冊(cè) 2 得A=812.7 kg/m3B =807.9 kg/m3LDm =1812.49 kg/m30.9

17、57 / 812.70.043 / 807.9進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算6有 tF=99.6 oC，查手冊(cè) 2 得A=793.1 kg/m3B =790.8kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率A=0.40678.110.36778.110.5940.40692.13LFm=1791.64 kg/m30.367 / 793.10.633 / 790.8精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m =（812.49+791.64） /2=802.07 kg/m35.5. 液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lmxii塔頂液相平均表面張力的計(jì)算有 tD =82.2 oC，查手冊(cè) 2 得A =21.24 mN/mB=

18、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(jì)算有 tF=99.6 oC，查手冊(cè) 2 得A =18.90 mN/mB=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L(zhǎng)m =（21.25+19.58）/2=20.42 mN/m5.6.液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lgLmxi lgi塔頂液相平均粘度的計(jì)算由 tD =82.2 oC，查手冊(cè) 2 得A=0.302mPa·s=0.306m

19、Pa · sBlg LDm0.957lg( 0.302)0.043lg( 0.306)7解出LDm=0.302 mPa· s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由 tF=99.6 oC，查手冊(cè) 2 得A=0.256 mPa·sB=0.265 mPa·slgLFm 0.406lg( 0.256)0.594lg( 0.265)解出LFm=0.261 mPa· s精餾段液相平均粘度為L(zhǎng)m=（0.302+0.261 ） /2=0.2825.7. 全塔效率計(jì)算5.7.1. 全塔液相平均粘度計(jì)算塔頂液相平均粘度為L(zhǎng)Dm=0.302 mPa· s塔釜液相平均粘

20、度的計(jì)算由 tW=117.2oC，查手冊(cè) 2 得A=0.22 mPa·sB=0.24 mPa·slgL Wm0.0198lg( 0.22)(10.0198) lg(0.24)解出LWm=0.24mPa·s全塔液相平均粘度為L(zhǎng)=（0.302+0.24 ） /2=0.27 mPa ·s5.7.2. 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度依下式計(jì)算，即mDWPA（理想溶液）PB塔頂相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算由 tD =82.2 oC，查手冊(cè) 2 得PA°=104.80 KPaPB °=40 KPa8PA104.80D2.62PB40由 tW=117.2 o

21、C，查手冊(cè) 2 得A°=250 KPaPB° =100.60 KPaPPA2502.48W100.60PB全塔相對(duì)揮發(fā)度為mDW2.62 2.48 2.555.7.3. 全塔效率的計(jì)算L 2.55 0.27 0.69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(jì)算正確。6. 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算6.1. 塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VsVM Vm57.1781.020.457 m3/s3600 Vm36002.815LsLM Lm36.

22、4582.980.00105 m3/s3600 Lm3600802.07由 umaxLV= CV0.2式中 C= C20 ()，查手冊(cè)史密斯關(guān)聯(lián)圖 4其中橫坐標(biāo)為L(zhǎng) s(L)1/ 2=0.00105802.071/ 2=0.039FLV()VsV0.4572.8159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= C20( ) 0.2=0.082× ( 20.42 )0 .2 =0.08232020802.072.815umax=0.0823×=1.387m/s取安全系數(shù)為

23、0.7，則空塔氣速為u= 0.7umax=0.70× 1.387=0.971m/s4Vs40.457D=0.774mu3.140.971按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.80 m塔截面積為AT= D20.8020.502 m244實(shí)際空塔氣速為0.457u=0.910 m/s0.5026.2. 精餾塔有效高度的計(jì)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(kāi)一個(gè)人孔，其高度為0.80 m則精餾塔的有效高度為Z

24、= 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(jì)算7.1. 溢流裝置計(jì)算因塔徑 D=0.80 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下：107.1.1. 堰長(zhǎng) 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= 2.84E（ Lh ）2/31000l w2.841.025 （0.0010536002/ 3=0.0101mhOW=0.581）1000取板上請(qǐng)液層高度hL =0.06m則hW=hL -hOW=0.0

25、6-0.0101=0.0499m 符合加壓情況下 4080mm 的范圍7.1.3. 弓形降液管寬度 W d 和截面積 Af由lW/D=0.726查手冊(cè)弓形降液管的參數(shù)圖4 得AfWd0.160.100DAT則Af=0.050 m2Wd =0.125 m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 = 3600 Af H T = 36000.0500.45 =21.43 s > 5 sLh0.00105 3600故降液管設(shè)計(jì)合理7.1.4. 降液管底隙高度 h0Lhh03600lw u0 '取 u0=0.06 m/s0.001053600=0.0301m符合小塔徑 h0 不小于 25mm 的要求

26、。則 h00.5810.063600hW-h0=0.0499-0.0301=0.0198m 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤(pán)，深度h'W =50mm117.2. 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(cè)4 得，塔板分為 3 塊。7.2.2. 邊緣區(qū)寬度確定取安定區(qū) WsW 's0.06m，邊緣區(qū) Wc=0.05m。7.2.3. 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 A a 按下式計(jì)算，Aa 2( x r 2x2r 2sin1 x )180r其中 x= D(WdWS )0.8 -(0.125+0.05)=0.225m22DWc0.8 -0.

27、05=0.35mr=22則 Aa=0.292 m27.2.4. 篩孔計(jì)算及其排列苯甲苯體系處理的物系無(wú)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 d =2.5× 5=12.5mm0篩孔數(shù)目 n 為n=11581000 Aa =1.1580.292 =2165 個(gè)tt0.01252開(kāi)孔率為=0.907（ d0 ） 2=0.907( 0.005 )2 =14.51%t0.0125氣體通過(guò)閥孔的氣速為u0= Vs =0.45710.79 m/sA00.292 0.14518. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算8.1. 塔板壓降8.1.1. 干板

28、壓降 hd 計(jì)算12干板壓降可由下式計(jì)算，hd=1u02V）（c0）（2gL由 d0 ，查手冊(cè)干篩孔的流量系數(shù)圖4，可得孔流系數(shù)0/=5/3=1.67C =0.78hd1（10.7922.815）0.034m 液柱故）（=9.810.78802.0728.1.2. 氣體通過(guò)液層的阻力 hL 計(jì)算ua=Va=0.4570.971 m/sATAf0.52070.0502a1/21/2）= 0.971 2.8151.63 kg /（s· mF = uva查手冊(cè)充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 4 可得=0.59則 hL= (hw+how)=0.59（0.0499+0.0101） =0.035m 液柱8.1.

29、3. 液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h由下式計(jì)算h= 4 L4 20.4210 30.0021m 液柱L gd0802.07 9.810.005氣體通過(guò)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(guò)每層塔板的壓降為Pp= hpL g=0.0711× 802.07×9.81=559.44 Pa<700Pa（設(shè)計(jì)允許值）8.2. 液面落差液面落差h 由下式計(jì)算 0.215(250b1000hf )2(3600Ll )Z1 h3(1000bhL ) L平均液流寬度(D l w )(0.80 0.581)b0.69 m22塔板上鼓泡層高度13h f2.5hL2.50.0350.0875 m內(nèi)外堰間距離Z1D2Wd0.820.1250.55 m液相流量LLLs=0.00105 m3/s故h 0.215(250 0.69 10000.0875) 2 0.27(36000.00105) 0.5