填料精馏塔设计任务书一、设计题目：填料塔设计二、设计任务：苯-甲苯精馏塔设计三、设计条件：1、年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯-甲苯混合液3万吨；2、产品苯含量不低于96%；3、残液中苯含量不高于1%；4、操作条件：填料塔的塔顶压力：4kPa（表压）进料状态：自选回流比：自选加热蒸汽压力：101.33kPa（表压）5、设备型式：规整填料塔6、设备工作日：300天/年，24h连续运行四、设计内容和要求目录第1章流程的确定和说明 (3)1.1加料方式 (3)1.2进料状态 (3)1.3冷凝方式 (3)1.4回流方式 (3)1.5加热方式 (3)1.6加热器 (4)第2章精馏塔设计计算 (5)2.1操作条件和基础数据 (5)2.1.1操作压力 (5)2.1.2基础数据 (5)2.2精馏塔工艺计算 (7)2.2.1物料衡算 (7)2.2.2热量衡算 (9)2.2.3理论塔板数计算 (11)2.3精馏塔的主要尺寸 (12)2.3.1精馏塔设计的主要依据 (12)2.3.2塔径设计计算 (15)2.3.3填料层高度的计算 (16)第3章附属设备及主要附件的选型计算 (17)3.1冷凝器 (17)3.1.1计算冷却水流量 (18)3.1.2冷凝器的计算与选型 (18)3.2再沸器 (18)3.2.1间接加热蒸汽 (18)3.2.2再沸器加热面积 (18)3.3塔内其他结构 (19)3.3.1接管的计算与选择 (19)3.3.2液体分布器 (20)3.3.3除沫器 (21)3.3.4液体再分布器 (22)3.3.5填料支撑板的选择 (22)3.3.6塔底设计 (23)3.3.7塔的顶部空间高度 (23)第4章结束语 (24)参考文献 (25)第1章流程的确定和说明1.1加料方式加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。

高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用：泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，影响传质效率。

靠重力的流动方式课省去一笔费用，本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制加料。

1.2进料状态进料方式一般有冷夜进料、泡点进料、气液混合物进料、露点进料、加热蒸气进料等。

冷夜进料对分离有利，但会增加操作费用。

泡点进料对搭操作方便，不受季节气温影响。

泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸气量相等，精馏段和提馏塔径基本相等。

由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。

1.3冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离苯和甲苯，且制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。

1.4回流方式宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝器由重力作用回流入塔。

优点是回流冷凝器无需支撑结构；缺点是回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却器以冷凝回流入塔内。

1.5加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的馏出液组成及回收率时，利用直接蒸气加热时，所理论塔板数比用间接蒸气时要多一些，若待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可采用直接加热方式，由于本次分离的是苯-甲苯混合液，故采用间接加热。

1.6加热器选用管壳式换热器。

只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他型式。

例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹式管式换热器或者换热器流路均匀、加热效率高的加热器。

第2章精馏塔设计计算2.1操作条件和基础数据2.1.1操作压力精馏操作按操作压力可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。

一般采用常压精馏，压力对挥发度的影响不大。

在常压下不能进行分离或达不到分离的要求时，采用加压精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。

当压力较高时，对塔顶冷凝有利，对塔底加热不利，同时压力升高，相对挥发度降低，管径减小，壁厚增加。

本次设计选用常压101.325kPa作为操作压力。

2.1.2基础数据1、饱和蒸汽压（注：A-苯，B-甲苯，下同。

）2、气液平衡关系及平衡数据表2-2 常压下苯——甲苯的气液平衡数据表2-4 液体粘度µ3、回流比通常R=（1.1~2）min R ，此设计取min 2.1R R =。

2.2精馏塔工艺计算 2.2.1物料衡算1、物料衡算已知：t F 30000=''/a ，（质量）%1%,96%,41='='='w D F x x x ,年开工300d 。

330000104166.7/30024F kg h ⨯'==⨯苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量 kmol kg M B /13.92= 进料液、溜出液、釜残液的摩尔分数分别为w D F x x x 、、%18.10118.013.92/9911.78/111.78/1%6.96966.013.92/411.78/9611.78/96%0.45450.011.78/5911.78/4111.78/41==+===+===+=W D F x x x 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：mol kg x M x M M mol kg x M x M M mol kg x M x M M w B D A w D B D A D F B F A F /96.91)012.01(13.92012.011.78)1(/59.78)966.01(13.92966.011.78)1(/82.85)450.01(13.92450.011.78)1(=-⨯+⨯=-+==-⨯+⨯=-+==-⨯+⨯=-+=55.4882.857.4166=='=F M F F 根据物料衡算方程：wD F Wx Dx Fx W D F +=+=代入数据得：WD WD 012.0966.045.055.4855.48+=⨯+=解得：D=22.29h kmol / , W=26.26h kmol /由于泡点进料q=1，有气液平衡数据，查表2-2得进料液温度F t =92.69。

根据标2-1利用内插法求得在此温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压分别为kpa p kpa p B A00.59,37.14600== 则： 48.200==BAp p α⎥⎦⎤⎢⎣⎡--⨯-⨯-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡---⨯-=45.01)966.01(48.245.0966.0148.211)1(11min F D F D x x x x R αα=1.35 hkmol D R V V hkmol F q L L hkmol D R L R R /40.5829.22)162.1()1(/66.8455.48111.36/11.3629.2262.162.135.12.12.1min =⨯+=+=='=⨯+=⋅+='=⨯=⋅==⨯==2、物料衡算结果3、塔板效率的计算 （1）、精馏段523.0)308.048.2(49.0)(49.0308.0245.0245.0111=⨯⨯==⋅≈=--∑L T i i L E smpa x αμμμ（2）、提馏段541.0)269.048.2(49.0)(49.0269.0245.0245.0212=⨯⨯==⋅≈=--∑L T i i L E smpa x αμμμ2.2.2热量衡算1、加热介质的选择选用饱和水蒸气，加热蒸汽压力为101.33kPa （表压）。

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。

饱和水蒸汽冷凝放热越大，水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数数相应减少，但蒸汽压力不易太高。

2、冷凝剂的选择 选冷却水。

原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大。

3、热量衡算根据表2-2的气液平衡数据，用内插法可求塔顶温度VD LD t t ,，塔底温度w t 。

Ct t Ct t Ct t w w VD D LD LD ︒=⇒--=--︒=⇒--=--︒=⇒--=--81.10979.10891.1093191.10918.1187.8125.8211.819.950.9811.816.960.9875.8011.8166.800.950.9711.810.956.96)/(50.100)966.01(49.125966.062.99)1()/(49.125)/(62.992121K kmol kJ x C x C C K kmol kJ C K kmol kJ C t D p D p pD p p VD ⋅=-⨯+⨯=-⋅+⋅=⋅=⋅=温度下：在)/(09.130)012.01(39.130012.006.105)1()/(39.130)/(06.1052121K kmol kJ x C x C C K kmol kJ C K kmol kJ C t w p w p pw p p w ⋅=-⨯+⨯=-⋅+⋅=⋅=⋅=温度下：在kgkJ x x kg kJ kg kcal kgkJ kg kcal t D D D /95.396)966.01(02.386966.033.397)1(/02.3861868.42.92/2.92/33.3971868.49.94/9.942121=-⨯+⨯=-⋅+⋅==⨯===⨯==γγγγγ温度下：在（1）、0℃塔顶气体上升焓V Q 塔顶以0℃为基准，hkJ M V t C V Q DD pD V /85.229580159.7895.39640.5875.8050.10040.58=⨯⨯+⨯⨯=⋅⋅+⋅⋅=γ（2）、回流液的焓R Q)/(50.100)966.01(49.125966.062.99)1()/(49.125)/(62.992121K kmol kJ x C x C C K kmol kJ C K kmol kJ C t D p D p pD p p LD ⋅=-⨯+⨯=-⋅+⋅=⋅=⋅=温度下：在回流液组成与塔顶组成相同h kJ t C L Q LD p R /19.29304675.8050.10011.36=⨯⨯=⋅⋅=（3）、塔顶溜出液的焓D Q因馏出口与回流口组成一样，所以)/(50.100K kmol kJ C p ⋅=h kJ t C D Q D p D /67.18340087.8150.10029.22=⨯⨯=⋅⋅=（4）、冷凝器消耗的焓C Qh kJ Q Q Q Q D R V C /99.181935467.18340019.29304685.2295801=--=--= （5）、进料口的焓F Q)/(79.116)45.01(09.12845.097.102)1()/(09.128)/(97.1022121K kmol kJ x C x C C K kmol kJ C K kmol kJ C t F p F p p p p F ⋅=-⨯+⨯=-⋅+⋅=⋅=⋅=温度下：在所以，h kJ t C F Q F p F /62.52556669.9279.11655.48=⨯⨯=⋅⋅= （6）、塔底残液的焓w Qh kJ t C W Q w p w /90.37512881.10909.13026.26=⨯⨯=⋅⋅= （7）、再沸器B Q （全塔范围内列衡算式）塔釜热损失为10%，则9.0=η设再沸器损失热量D W C F B B Q Q Q Q Q Q Q Q +++=+=损损,1.0 加热器实际热负荷：94.185231762.52556667.18340090.37512899.18193549.0=-++=-++=FD W C B Q Q Q Q Qh kJ Q B /04.2058131=2.2.3理论塔板数计算1、操作线方程0054.0450.1012.040.5826.2640.5866.84369.0618.0966.040.5829.2240.5811.36-'=⨯-'='-'''='+=⨯+=+=x x x V W x V L y x x x V D x V L y w D 提馏段操作线方程：精馏段操作线方程： 相平衡方程： 2.48 1.48yx y=-2、逐板法求理论塔板数根据逐板计算步骤，现从塔顶开始计算，将各点的计算结果列表如下：在以上表中可以得到加料板的位置在第11块，最后一块的塔板是0.0201-0.01（）/(0.0201-0.0097)=0.97(块）所以理论塔板数190.9719.9720T N =+=≈（块）（含再沸器）。