二硫化碳四氯化碳化工原理设计Word格式文档下载.docx

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CS2-CCl4属理想物系，可采用图解法求理论版层数。

1由手册查得CS2-CCl4的气液平衡数据，绘出x---y图，见图如下：

CS2-CCl4的气液平衡数据

x（摩尔分数）

y（摩尔分数）

0.0000

0.0296

0.0823

0.0615

0.1555

0.1106

0.2660

0.1435

0.3325

0.2580

0.4950

0.3908

0.6340

0.5318

0.7470

0.6630

0.8290

0.7571

0.8790

0.8604

0.9320

1.0000

2求最小回流比及操作回流比

采用作图法求最小回流比。

在下图中对角线上，自点e（0.3、0.3）做垂线ef即为进料线（q线,q=1），该线与平衡线的交点坐标为

Yq=0.55xq=0.3xd=0.3

故最小回流比Rmin=XD-yqyq-xq=0.95-0.550.55-0.3=2.67

取操作回流比为R=1.4Rmin=1.4*2.09=3.74

3求精馏塔的气液相负荷

L=RD=3.74*9.12=34.1kmol/h

V=（R+1）D=43.23kmol/h

L`=L+q*F=34.1+30.63*1=64.73kmol/h

V`=V+（q-1）*F=43.23kmol/h

4求操作线方程

精馏段操作线方程为

y=LVx+DVXD=RR+1x+1R+1XD=0.789x+0.20

提留段的操作线方程为

y`=L+qFL+qF-Wx-WL+qF-WxW=1.50x-0.012

5图解法求理论版层数

总理论版层数NT=10.5（包括再沸釜）

进料板位置NF=6

2.实际板层数的求取

精馏段的实际层数N精=5/NT=5/0.5=10

提留段的实际层数N提=5.5/NT=5.5/0.5=11

总实际层数NT=21

（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

计算精馏段

1.操作压力计算

塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa

每层塔板压降ΔP=0.7KPa

进料板压力PF=PD+ΔP*N精=105.3+0.7*10=112.3KPa

精馏段的平均压力Pm=105.3+112.32=108.8KPa

2.操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点的温度，其中CS2,CCl4的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：

塔顶温度td=46.5℃

进料板温度tf=58℃

精馏段平均温度tm=td+tf2=46.5+582=52.25℃

3.平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由XD=Y1=0.95，查平衡曲线得X1=0.9

MVDm=0.95*76+（1-0.95）*154=79.9kmol/h

MLDm=0.90*76+（1-0.90）*154=83.8kmol/h

进料板的平均摩尔质量计算

由图解理论板得yf=0.405xf=0.225

MVFm=0.405*76+（1-0.405）*154=122.41kmol/h

MLFd=0.225*76+（1-0.225）*154=136.45kmol/h

精馏段的平均摩尔质量

MVm=79.9+122.42=101.15kmol/h

MLm=83.8+136.452=110.125kmol/h

4.平均密度的计算

1气相平均密度计算

由理想状态方程计算，

即ρVm=Pm*MvmR*Tm=108.8*101.158.314*（52.25+273.15）=4.07kg/m3

2液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，

即1ρlm=αi/ρi

塔顶液相平均密度的计算由td=46.5℃，查手册得

ρa=1260kg/m3ρb=1295kg/m3

ρldm=1WDρA+WbρB=10.951260+0.0251295=1063.8kg/m3

进料板的液相平均密度计算由tf=58℃，查手册得

ρa=1260kg/m3ρb=1595kg/m3

进料板的液相质量分率

aa=xf*MCS2xf*MCS2+1-xf*MCCI4=0.225*760.225*76+1-0.225*154=0.125

ρlfm=1aaρa+（1-aaρb）=10.1251260+（1-0.1251595）=1540.8kg/m3

精馏段液相平均密度为

ρlm=（ρldm+ρlfm）/2=1302.3kg/m3

5.液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依下式计算，即σlm=χiσi

塔顶液相平均表面张力的计算

由td=46.5℃，查手册得σA=28.5mN/mσB=23.6mN/m

σldm=XD*σA+XW*σB

=0.95*28.5+0.025*23.6=27.665mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由tf=58℃,查手册得σA=26.8mN/mσB=22.2mN/m

σlfm=XF*σA+（1-XF）*σB

=0.225*26.8+0.775*22.2=23.235mN/m

精馏段的平均表面张力为

σLm=（σldm+σlfm）/2=25.45mN/m

6.液体平均粘度的计算，

液相平均粘度的计算，即

LgμLm=χi*lgμi

塔顶液相平均粘度的计算

由td=46.5℃,查手册得μA=0.33mPasμB=0.71mPas

LgμlDm=xd*lgμA+xw*lgμB

=0.95*lg0.33+0.025*lg0.71

解出μlDm=0.346

进料板液相平均粘度的计算，即

由tf=58℃,查手册得μA=0.28mPasμB=0.64mPas

Lgμlfm=xf*lgμA+（1-xf）*lgμB

=0.225*lg0.28+0.775lg0.64

解出μlfm=0.531

精馏段液相平均表面张力

μLm=（μlDm+μlfm）/2=0.438

（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算

1.塔径的计算

精馏段的气液相体积流量为

VS=V*Mvm3600ρvm=V*Mvm3600*pm*MvmR*Tm

=109.5*8.314*325.253600*113.7=0.732m3/s

LS=L*Mlm3600ρlm=348*110.1253600*1302.3=0.0082m3/s

由Umax=C（ρL-ρV）/ρV

C=C20（σL20）0.2其中C20由下图查取图的横坐标

LhVh（ρLρV）0.5=0.0082*36000.723*3600（1302.34.09）0.5=0.202

C20与LhVh（ρLρV）0.5的图（斯密斯关联图）如下

取板间距HT=0.40m，板上液层高度HL=0.06m

则HT-HL=0.40-0.06=0.34m

查上图得C20=0.073

C=C20（σL20）0.2=0.073*（25.4520）0.2=1.05*0.073=0.0767

Umax=CρL-ρVρV

=0.0767*（1302.3-4.09）/4.09=1.366m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

U=0.7Umax=0.7*1.366=0.9565m/s

D=[4VsπU]=[4*0.723π0.0.9565]=0.9624m

按标准塔径圆整后为D=1m

塔截面积为

AT=π4D2=π4*1=0.785

实际空塔骑速为

U=VsAT=0.7230.785=0.92m/s

2.精馏塔的有效高度计算

精馏段有效高度为

Z精=（N精-1）*HT=（10-1）*0.40=3.6m

提馏段有效高度为

Z提=（N提-1）*HT=（11-1）*0.40=4.0m

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m

故精馏段的有效高度为

Z=Z精+Z提+H人孔=3.6+4.0+0.8=8.4m

（六）塔板主要工艺尺寸的计算

1.溢流装置计算

因塔径D=1m,可选用单溢流弓形浆液管，采用凹形受液盘。

各项计算如下：

1堰长LW

取LW=0.66D=0.66m

2溢流堰高度HW

由HW=HL-HOW

选用平直堰，堰上液层高度HOW由下式计算，即

HOW=2.841000E（LHLW）2/3

近似取E=1，则

HOW=2.841000E（LHLW）2/3=2.841000*（0.0082*36000.66）2/3=0.036m

所以：

HW=HL-HOW=0.06-0.036=0.024m

3弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af

由LWD=0.66，查下图得

AFAT=0.0732

WDD=0.124

故Af=0.0722At=0.0732*0.785=0.0575m2

Wd=0.124D=0.124m

由式θ=3600AF*HTLH≥3~5验算液体在降液管中停留时间，即

θ=3600AF*HTLH=3600*0.0575*0.400.0082*3600=3.2s≥3s

故降液管设计合理。

4降液管底隙高度HO

H0=LH3600LW*U0`

取U0`=0.08m/s

则H0=LH3600LW*U0`=0.0082*36003600*0.66*0.08`=0.015m

HW-HO=0.036-0.015=0.021m＞0.006m

故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度hw`=50mm=0.05m

2.塔板布置

①塔板的分块

因为D=1m＞800mm，故塔板采用分块式。

查下表可知，塔板分为3块。

塔径m

800--1200

1400—1600

1800--2000

2000—2400

塔板分块数

3

4

5

6

2边缘区宽度确定

取Ws=Ws`=0.065m,Wc=0.035m

3开孔区面积计算

开孔区面积Aa=2（r2-x2+πr2180sin-1xr）

其中x=D2-（Wd+Ws）=0.5-（0.124+0.065）=0.311m

r=D2-Wc=0.5-0.035=0.465m

故Aa=2（r2-x2+πr2180sin-1xr）

=2（（0.465）2-（0.311）2+π（0.465）2180sin-10.3110.465）

=0.532m2

4筛孔计算及其排列

本设计中的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d0=3*5=15mm

筛孔数目n为

n=1.155Aat2=（1.155*0.532）/0.0152=2731个

开孔率φ=0.907（d0t）2=0.907（0.0050.015）2=10.1%

气体通过阀孔的气速为

U0=VsA0=VsAa*φ=0.7230.532*0.101=13.46m/s

（七）筛板的流体力学验算

1.塔板压降

①干板阻力hc的计算

hc=0.051（u0c0）2（ρvρl）

由d0/δ=5/3=1.67.查干筛孔流量系数得c0=0.773

hc=0.051（u0c0）2（ρvρl）=0.051（13.460.773）2（4.071302.3）

=0.048m液柱

2气体通过液层的阻力hl计算

hl=βhL

ua=VSAT-Af=0.7320.785-0.0575=1.006m/s

F0=uaρv=1.0064.07kg0.5/（s*m0.5）=2.029

查图充气系数关联图得β=0.52

故hl=βhL=0.52*0.06=0.0312m液柱

3液体表面张力阻力hσ的计算

hσ=4σLρLgd0=4*24.45/10001302.3*9.81*0.005=0.00152m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hp

hp=hc+hl+hσ

=0.048+0.0312+0.00152=0.0807m液柱

气体通过每层塔板的压降ΔPp

ΔPp=hp*ρL*g=0.0807*1302.3*9.81=1031.24pa<

1.2kpa

故设计合理。

2.液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。

3.液沫夹带

液沫夹带ev

ev=5.7/1000000σl（uaHT-hf）3.2

hf=2.5hL=2.6*0.06=0.15

故ev=5.7/1000000σl（uaHT-hf）3.2=5.7/100000025.45/1000（2.0290.4-0.15）3.2

ev=0.182＜0.19kg液/kg气

故本设计中液沫夹带ev在允许范围内。

4.漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min可以由式5-25计算，即

u0，min=4.4C00.0056+0.13hl-hσρl/ρv

=4.4*0.7720.0056+0.13*0.0312-0.001521302.3/4.7=5.102m/s

实际孔速u0=13.46m/s

稳定系数为

K=u0u0，min=13.465.102=2.638

故在本设计中无明显的漏液

5、液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内层高Hd应服从5—32关系，即

Hd≤φ（HT+hw）

CS2-CCl4物系属一般物系，取φ=0.5.则

φ（HT+hw）=0.5（HT+hw）

而Hd=hp+hL+hd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

hd=0.153（u`0）2=0.153*0.082=0.001m液柱

Hd=hp+hL+hd=0.0807+0.06+0.001=0.814m液柱

Hd≤φ（HT+hw）,故本例中不会发生液泛现象。

（八）塔板负荷性能图

1．漏液线

u0，min=Vs，minA0

hl=hw+how

how=2.841000E（LHLW）2/3

得.Vs,min=4.4C0A0（0.0056+0.13（hw+（2.84/1000）*E*（Lhlw）2/3-hσ）ρlρv）

=3.025（0.00961+0.114Ls2/3）

由上数据作出漏液线1

2.液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs---Ls关系如下

ev=5.7/1000000σl（uaHT-hf）3.2

hf=2.5hL=2.6*（hw+how）

hw=0.047

HOW=2.841000E（LHLW）2/3=2.841000*（Ls*36000.66）2/3=0.88Ls2/3

故hf=0.118+2.2Ls2/3

HT-hf=0.282-2.2Ls2/3

ev=5.7/1000000σl（uaHT-hf）3.2=5.7/100000025.45/1000（1.373Vs0.282-2.2Ls2/3）3.2=0.1

得Vs=1.29-10.07Ls2/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下：

由上表数据可知做出的液沫夹带线2

3.液相负荷下线限

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准

HOW=2.841000E（LHLW）2/3=2.841000*（Ls*36000.66）2/3=0.006

HOW=0.88Ls2/3

得Ls，min=0.00056m3/s

据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

4.液相负荷上线限

以θ=4s作为液体在浆液管中停留的时间下限

θ=Af*HfLs=4

故Ls，max=Af*Hf4=0.4*0.05754=0.00575m3/s

据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4

5.液泛线

Hd=φ（HT+hw）

Hd=hp+hL+hd

联立得Ψht+（ψ-β-1）hw=（β+1）how+hc+hd+hσ

忽略hσ，带入最后整理得

a`=0.051A0C02（ρVρL）

b`=Ψht+（ψ-β-1）hw

c`=0.153/（lw*ho）2

d`=2.82/1000*E*（β+1）（3600/lw）2/3

代入数据得

a`=0.051A0C02（ρVρL）=0.0510.101*0.7732（4.071302.3）=

b`=Ψht+（ψ-β-1）hw==0.5*0.4+（0.5-0.61-1）*0.047=0.148

c`=0.153/（lw*ho）2=0.153/（0.66*0.032）2=

=2.82/1000*E*（0.61+1）（3600/0.66）2/3=

或Vs2=

故在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下；

由上数据表即可作出液泛线5

根据以上个线方程级数据作出筛板塔的负荷性能图，如下所示

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA,即作出操作线。

由图看出，该筛板的Vs，max=

Vs，min=

故操作弹性为

Vs，maxVs，min==

所设计筛板塔的主要结果汇于下表