1、一、苯-氯苯板式精餾塔的工藝設計任務書（一）設計題目設計一座苯-氯苯連續精餾塔，要求年產純度為98.5%的苯36432噸，塔底餾岀液中含苯 1%,原料液中含苯為61% （以上均為質量百分數）。（二）操作條件1. 塔頂壓強4kPa （表壓）2.進料熱狀況：飽和蒸汽進料3. 回流比：R=2R,4.單板壓降不大于 0.7kPa（三）設計內容設備形式：篩板塔設計工作日：每年 330天，每天24小時連續運行廠址：青藏高原大氣壓約為77.31kpa的遠離城市的郊區設計要求1. 設計方案的確定及流程說明2. 塔的工藝計算3. 塔和塔板主要工藝尺寸的確定（1）塔高、塔徑及塔板結構尺寸的確定（2）塔板的流體力學

2、驗算（3）塔板的負荷性能圖繪制（4）生產工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖的繪制4. 塔的工藝計算結果匯總一覽表5. 對本設計的評述或對有關問題的分析與討論（四）基礎數據1. 組分的飽和蒸汽壓 pi （mmHg溫度，c）80.1859095100105苯757.62889.261020.91185.651350.41831.7氯苯147.44179.395211.35253.755296.16351.355溫度，（c）110115120125130131.75苯23132638.52964335537464210氯苯406.55477.125547.7636.505725.317602. 組分的液相

3、密度p （ kg/m3）溫度，（c）6080100120140苯836.6815.0792.5768.9744.1氯苯1064.01042.01019.0996.4972.93. 組分的表面張力CT （ mN/m溫度，c）6080100120140苯23.7421.2718.8516.4914.17氯苯25.9623.7521.5719.4217.324. 液體粘度 卩（mPas）溫度，（C）6080100120140苯0.3810.3080.2550.2150.184氯苯0.5150.4280.3630.3130.2745. An toi ne 常數組分ABC苯6.0231206.35220

4、.24氯苯7.13382182.68293.767、苯-氯苯板式精餾塔的工藝計算書（精餾段部分）（一）設計方案的確定及工藝流程的說明原料液經臥式列管式預熱器預熱至泡點后送入連續板式精餾塔（篩板塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產品經冷卻后送至苯液貯罐；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜產品經臥式列管式冷卻器冷卻后送入氯苯貯罐。典型的連續精餾流程為原料液經預熱器加熱后到指定的溫度后，送入精餾塔的進料板，在進料上與自塔上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸氣互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。 操作時，連續

5、地從再沸器取出部分液體作為塔底產品（釜殘液），部分液體汽化，產生上升蒸氣，依次通過各層塔板。塔頂蒸氣進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經冷卻器后被送岀作為塔頂產品（餾岀液）。（二）全塔的物料衡算1. 料液及塔頂底產品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為78.11 kg/kmol 和112.6kg/kmol0. 61/ 78. 11X f0.693F 0. 61 / 78. 110. 39 / 112.62. 平均摩爾質量3. 料液及塔頂底產品的摩爾流率依題給條件：一年以 330天，一天以24小時計，有:=58. 62 kmol. h，36432100

6、00.989330 x 24F =D W- F = 84. 22kmol/h全塔物料衡算:XfF =XdD xwW W = 25.6kmol/h（三）塔板數的確定1. 理論塔板數N T的求取2）確定操作的回流比R將1 ）表中數據作圖得 x y曲線及t - x y曲線。在x y圖上，因q=o，e（0.693,0.693 ）查得 yq 二 0. 693，Xq 二 0. 31。故有：RminXD -yqyq _Xq0. 989 - 0. 6930. 693 - 0. 31二 0. 7624 ; R = 2Rmin=1.525總理論板層數：6.5（包括再沸器）3）求理論塔板數（圖解法）精餾段操作線：R

7、X R.1X rD 1 = 0,04x 0.392進料板位層：42. 實際塔板數 1）全塔效率Et0.071.4mPa s的烴類物系,選用Et = 0.17 - 0.616log帥公式計算。該式適用于液相粘度為式中的Mm為全塔平均溫度下以進料組成表示的平均粘度。塔的平均溫度為 0.5（80+129）=104.5 C （取塔頂底的算術平均值），在此平均溫度下查化工原理附錄得：0. 246mPa s，丄b = 0. 352mPa s2）實際塔板數 N p （近似取兩段效率相同）精餾段：Np1 = 3 / 0. 51 二 6塊提餾段：Np1 = 2. 5 / 0. 51 = 5塊（四）塔的精餾段操作

8、工藝條件及相關物性數據的計算1. 平均壓強pm取每層塔板壓降為 0.7kPa計算。塔頂：p d = 77.31 九4 = 81.31kPa加料板：pF = 81. 310. 76 = 85. 51kPa塔底：p - 85. 510. 75 = 89. 01kPa精餾段平均壓強 pm =（81.3185. 51） / 2 = 83.41kPa提餾段平均壓強 pm =（89.0185. 51）/ 2 二 87.26kPa2. 平均溫度tmBP =Pa：xa - Pb'xb和lg P亠A兩式聯立由試差法求得t +Ct D = 73.35 C ； tF 二 83.76 C；t w= 125.

9、79 C精餾段平均溫度：C提餾段平均溫度：C3.平均分子量M m塔頂： y1 = Xd = 0. 989, x1=0. 93 （查相平衡圖）加料板：yF - 0. 725， xf二0. 38 (查相平衡圖)塔底：yw 二 0. 075， Xw 二 0. 014精餾段：MVm = (78. 4987. 59) / 2 二 83. 04kg/kmol提餾段：MVm =(87.59110.01)/ 2 = 98. 8kg/kmol4.平均密度pm1）液相平均密度A_,m提餾段： m= (0.3340. 3003) / 2 = 0. 317mpa s33塔頂：t d = 73. 35 °c

10、"= 822.2勺/ m 二 1049. 3Kg / m進料板：t F 二 83. 76 c 沐二 810. 8Kg / m3 ® 二 1037. 7Kg / m3塔底：t w = 83. 76 右 761.7Kg / m3 弘=989. 6Kg / m3精餾段：rLm= (824. 9 947. 2) / 2 二 886. 05Kg / m3提餾段：九滬(947. 2 986. 6)/ 2 = 966. 9Kg / m32) 汽相平均密度p,m精餾段:?Vm =PmMVmRim84. 81 X 83. 048.314_(78.55273. 15)=2. 38Kg / m提

11、餾段:Vm =PmMVmRTm84. 81 X 99. 368.314_(104. 71273. 15)2. 76Kg / m35.液體的平均表面張力府塔頂：t d = 73. 35 c；二da = 22. 09mN/ m；DB = 24. 44mN/ m進料板：t F 二 83. 76 c；二fa 二 20. 82mN/ m ；FB 二 23. 34mN/ m塔底：tW = 125. 79c；二wa = 15. 82mN/ m 二WB = 18. 77mN/ m精餾段：二 Lm=(24. 4421. 59) / 2 二 21. 86mN/ m提餾段：%(21. 5918. 77) / 20.

12、 18mN/ m6.液體的平均粘度比,m塔頂：t D = 73. 35 cda 二 0. 332mpa sDB = 0. 457mpa s加料板：t F = 83. 76 c .Lfa 二 0. 298mpa s 丄FB 二 0. 416mpa s塔底：t f = 125.79 c,= 0. 206mpa s , Jf 0. 302mpa s精餾段：%滬(0.3330. 334) / 2 二 0. 3335mpa s（五）精餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率V =（R 1）D2.52558.62 二 148. 02Kmol/ h汽相體積流量VsVMm3600 ；vm14802 8304 =1.43

13、m3/s 36002.38液相回流摩爾流率=RD =1. 52558. 62 二 89.40Kmol/ h液相體積流量LsLMU89.40二 0. 0025m5 / s3600886. 05（六）塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算1. 塔徑 1） 初選塔板間距 Ht = 400mm及板上液層高度h）_ = 50mm則:2） 按Smith法求取允許的空塔氣速 Umax （即泛點氣速uF ）查Smith通用關聯圖得 C20 = 0. 075er,0 221. 86 o 2負荷因子 C =。20(色)=0.075 ()= 0.076320 20泛點氣速：886. 05 - 2. 38Umax = 0.

14、07631. 47m/ s m/s2. 383) 操作氣速取 u = 0. 7umax = 0. 71.47 = 1.029m / s4) 精餾段的塔徑圓整取D = 1400mm塔截面積為 AtD2(1.4) 1.539m2441 42此時的操作氣速u0. 935m/ s2. 0112. 塔板工藝結構尺寸的設計與計算 1）溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盤，且不設進口內堰溢流堰長（岀口堰長）Iw取lw = 0.6D = 0. 61.4 二 0.84m岀口堰高hw查得E=1.020. 055，即:降液管的寬度Wd和降液管的面積 Af由 I w / D = 0. 66，查

15、化原下 P147 圖 11-16 得Wd / D = 0. 1, A / A 二Wd = 0. 14m, A = 0. 055m2液體在降液管內的停留時間3600A HtLs13. 555s （滿足要求）降液管的底隙高度 ho山=0. 1m/s，液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速則有：故降液管設計合底隙高度設計合理2）塔板布置1. 塔板分塊 因D=1400故塔板分4塊2. 邊緣區寬度 W/' = 0. 09mVC 二 0. 04m開孔區面積Aa式中：x 二 D/2 Wd W 二 0.47m3）開孔數n和開孔率©且取 t/do =3

16、.0取篩孔的孔徑do = 5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度S = 3mm故孔心距t = 3 5 = 15mm。每層塔板的開孔數 n = 115?人 =5769 （孔）t 2每層塔板的開孔率 ©二0.9072（t/d。）0907 =0.101 （ ©應在515%故滿足要求）32氣體通過篩孔的孔速U0Vs=12. 54m/ s4）精餾段的塔高乙Z 精=（N 精-1）Ht（6 - 1）0. 4 = 2m ；（七）塔板上的流體力學驗算1. 塔板壓降1）氣體通過干板的壓降he2）he 7051/、2Up_<C0 JCo=0. 84。氣體通過板上液層的壓降h1動能因子F

17、0二0. 983 2.38=1.52Kg/（ s，m/2）查化原圖得二0. 603）氣體克服液體表面張力產生的壓降hff4）氣體通過篩板的壓降（單板壓降）-Pp = Ighp 二 0.539Kpa ： 0. 7Kpa （滿足工藝要求）。2. 霧沫夾帶量ev的驗算驗算結果表明不會產生過量的霧沫夾帶。3. 漏液的驗算漏液點的氣速UomUomin 二 4. 4C0 .（0. 00560. 13h| - h；_） ?L / 匚 二 7. 16m/ S <11.°7m/s篩板的穩定性系數 K= 1. 75（ - 1.5）（無漏液）U0 min4. 液泛的驗算在操作范圍內，任取幾個Ls值，

18、依式（2-2 ）算岀對應的 V值列于下表:為防止降液管發生液泛，應使降液管中的清液層高度H d 一 H thw取=o.5； (Hthw)二 0.218mHd Ht - hw成立，故不會產生液泛。通過流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適,若要做岀最合理的設計,還需重選H T及hL，進行優化設計（八）塔板負荷性能圖1. 液沫夾帶線（1）5.7 10-6HT -2.5hL(1)式中:A - Af=0. 688Vs將已知數據代入式（1）2 / 3us = 2. 905 - 17. 55J( 1-1)在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（1-1 ）算岀對應的Vs值列于下表:0.0010.

19、00150.0020.00252.732.672.622.58依據表中數據作出霧沫夾帶線（1）2. 液泛線（2）0.0010.00150.0020.00253.343.303.263.22依據表中數據作出液泛線（2）3. 液相負荷上限線（3）HtA3Ls max = = 0- 00847 m/s （ 3-3）T4. 漏液線（氣相負荷下限線）（4）2 2整理得： Vs,min = 0.555 + 6.66Ls3（4-4）在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（4-4 ）算岀對應的 V值列于下表:0.0010.00150.0020.00250.7880.8010.8130.823依據表中數據作出漏液線

20、（4）5. 液相負荷下限線（5）取平堰堰上液層高度h°w =0.006 m3LSmin 二 0. 000716m / s （5-5）操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷Vs,max與氣相允許最小負荷Vs,min之比,即：操作彈性=丫 =3. 06Vs,min°. 8三、塔的提餾段操作工藝條件（五）提餾段的汽液負荷計算汽相摩爾流率 V'二 V -（1 -q）F 二 63. 8Kmol/ h汽相體積流量Vs V MVm二0. 634m3 / s 3600 鮎液相回流摩爾流率 L = L = 89. 4Kmol/ h液相體積流量Ls L MLm 二0.0027

21、m3 / s3600 PLm（六）塔和塔板主要工藝結構尺寸的計算1. 塔徑1） 初選塔板間距 Ht = 500mn及板上液層高度 hL =60mm，則：2） 按Smith法求取允許的空塔氣速Umax （即泛點氣速 Uf）查Smith通用關聯圖得Qo二0. 09負荷因子 C 二 C20（ L）0.2 二 0. 09 （20118）°. 0. 0902 20 20泛點氣速：3）操作氣速取 u 二 0. 7umax 二 0. 71.687 二 1. 181m/ s4）精餾段的塔徑圓整取D = 1000mm塔截面積為 ArD2（1.0） -0.785m244此時的操作氣速u = 0. 634

22、 = 0. 81m/ s。0. 7852. 塔板工藝結構尺寸的設計與計算1）溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設進口內堰 溢流堰長（岀口堰長）lw取I w = 0. 7D = 0. 7m 岀口堰高hwhw = n - how - 0.06 - 0.0169 = 0.0431 m 降液管的寬度Wd和降液管的面積 Af由 I w / D = 0. 7，查化原下 P147圖 11-16 得W / D = 0. 139, A / A = 0.09，即：W = 0. 139m, Af = 0. 065m2液體在降液管內的停留時間.二=13 . 5s （滿足要求） 降液管的

23、底隙高度 ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速uo = 0. 08m/s，則有:故降液管設計合底隙高度設計合理3）塔板布置1. 塔板分塊因D=1000故塔板分3塊2. 邊緣區寬度Wa = WS，= 0.065m Wc = 0.035m開孔區面積Aa式中：x = D/2 - Wd W4 1=0.7 - 0.1736 0.065=0.311m3）開孔數n和開孔率©取篩孔的孔徑d。二5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度 5= 3mm，且取t/d。=3.0故孔心距t = 3 5 = 15mm。每層塔板的開孔數1.155AXt2二2731

24、（孔）每層塔板的開孔率0.9070.907© 2一2 一 0.101（ ©應在515%故滿足要求）t/do32氣體通過篩孔的孔速 u0 = =11. 81m/ s4）精餾段的塔高Z1（七）塔板上的流體力學驗算1.塔板壓降1）氣體通過干板的壓降 he廣 Y （p、he =0.051 UC。= 0. 84。&0八丿2） 氣體通過板上液層的壓降hl動能因子 F0 二 0.968,2.76 = 1.61Kg /（ s m1/ 2）查化原圖得.-0. 60耳03） 氣體克服液體表面張力產生的壓降hff4） 氣體通過篩板的壓降（單板壓降）hp和 巾pPp = Ighp = 0.

25、626Kpa ： 0. 7Kpa （滿足工藝要求）2. 霧沫夾帶量ev的驗算驗算結果表明不會產生過量的霧沫夾帶。3. 漏液的驗算漏液點的氣速U°m篩板的穩定性系數 K 虬 =1.58 （大于1.5，不會產生過量液漏）U0 min4. 液泛的驗算為防止降液管發生液泛，應使降液管中的清液層高度Hd豈Ht hwHd -Ht - hw成立，故不會產生液泛。還需通過流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適，若要做岀最合理的設計,重選Ht及hL，進行優化設計。（八）塔板負荷性能圖 1.霧沫夾帶線（1）_5.10-仏 一 c Ht 2.5hLUa3.2(1)式中：Ua =VsAt -

26、 Af二 1.527Vs將已知數據代入式(1)2 / 3V = 1.61 - 8. 672L,(1-1 )在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（1-1 ）算岀對應的 Vs值列于下表:0.0010.0020.0030.00451.521.471.431.37依據表中數據作出霧沫夾帶線（ 1）2. 液泛線 Hthw 二 hphwh°whd（已算出）Vs2 = 2. 2 - 1486LS2 - 14. 78Ls2/ 3（2-2 ）在操作范圍內，任取幾個Ls值，依式（2-2 ）算岀對應的Vs值列于下表:0.0010.00150.00300.00451.431.421.371.33依據表中數據作出液泛線（2）3. 液相負荷上限線(3)max = 0. 008125m3/s(3-3 )4. 漏液線（氣相負荷下限線）（4）整理得：