二硫化碳四氯化碳精馏塔工艺设计Word下载.docx
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35
塔板负荷性能图
7.1雾沫夹带线
7.2液泛线36
7.3液相负荷上限线36
7.4漏液线36
7.5液相负荷下限线36
7.6负荷性能图36
8.热量衡算错误！
未定义书签。
8.1相关介质的选择错误！
8.2蒸发潜热衡算错误！
2.2.2塔底热量错误！
8.3焓值衡算错误！
9.辅助设备选型错误！
9.1冷凝器的选型错误！
9.1.1计算冷却水流量错误！
9.1.2冷凝器的计算与选型错误！
9.2冷凝器的核算错误！
9.2.1管程对流传热系数错误！
9.2.2
错误！
壳程流体对流传热系数
9.2.3污垢热阻错误！
9.2.4核算传热面积错误！
9.2.5核算压力降错误！
9.3泵的选型与计算错误！
9.4再沸器的选型与计算.错误！
9.4.1加热介质的流量.错误！
9.4.2
再沸器的计算与选型.错误！
10.1接管37
10.1.1进料37
10.1.2回流管37
10.1.3塔底出料管38
10.1.4塔顶蒸气出料管38
10.2筒体与封头38
10.2.1筒体38
10.2.2封头38
10.3除沫器38
10.4裙座39
10.5人孔39
10.6
塔总体高度的设计39
总结42
参考文献43
致谢44
附录45
符号说明45
1冃I」言
化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。
互溶液
体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。
蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。
为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了精馏过程。
精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。
我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。
课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去
认真去对待。
而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。
流程的设计及说明
-1
图1-1板式精馏塔的工艺流程简图
工艺流程：
如图1-1所示。
原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。
操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。
并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。
为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。
产品槽和相应的泵，有时还要设置高位槽。
为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。
如流量计、温度计和压表等，以测量物流的各项参数。
2精馏塔的物料衡算
2.1主要基础数据
表2-1二硫化碳—四氯化碳的物理性质（表一）
项目
分子式
分子量
沸点（C）
密度（g/cm3）
—硫化碳的粘度
CS2
76
46.5
1.260
四氯化碳的粘度
CCI4
154
76.8
1.595
表2-2二硫化碳一四氯化碳的粘度（表二）
温度（C）
30
40
50
60
70
80
90
二硫化碳的粘度mpa.s
0.343
0.321
0.301
0.284
0.269
0.255
0.243
四氯化碳的粘度mpa.s
0.847
0.741
0.653
0.580
0.519
0.467
0.422
表2-3二硫化碳一四氯化碳的表面张力（表二）（单位：
mN/m）
四氯化碳的表面张力
24.53
23.35
22.18
21.02
19.88
18.74
17.62
—硫化碳的表面张力
30.81
29.33
27.87
26.41
24.97
23.54
22.13
表2-4二硫化碳一四氯化碳的密度（表四）
四氯化碳的密度（
3
kg/m）
1574
1556
1536
1517
1498
1478
1457
二硫化碳的密度（
1248
1234
1219
1203
1188
1172
1156
表2-5常压下二硫化碳-四氯化碳的汽液平衡数据（表五）
T,K
xi
y1
348.05
0.0296
0.0823
346.25
0.0615
0.1555
343.45
0.1106
0.2660
341.75
0.1435
0.3325
336.95
0.2585
0.4950
332.45
0.3908
0.6340
328.45
0.5318
0.7470
325.45
0.6630
0.8290
323.55
0.7574
0.8790
321.65
0.8604
0.9320
319.45
1
表2-6二硫化碳一四氯化碳的导热系数（表六）
四氯化碳的导热系数
5
（X10Cal/cm.s.°
C）
25.6
25.3
24.9
24.5
24.2
23.8
23.5
二硫化碳的导热系数
-5
（X10Cal/cm.s.C）
32.4
31.7
31.0
30.3
29.6
28.8
28.1
2.2物料衡算
二硫化碳的摩尔质量：
76kg/kmol
四氯化碳的摩尔质量：
154kg/kmol
已知；
Xf=0.34XD=0.95XW=0.05
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf=76X）.34+（1-0.34）X154=127.48kg/kmol
Md=0.95：
76+（1-0.95）154=79.9kg/kmol
Mw=0.05>
76+（1-0.05）154=150.1kg/kmol原料处理量：
F=9X107/（300X127.48X24）=98.05kmol/h
总物料衡算：
D+W=98.05kmol/h
二硫化碳物料衡算：
DX0.95+WX0.05=0.34X8.05
联立得：
d=31.59kmol/hW=66.46kmol/h
物料衡算结果如表2-6所示。
表2-6物料衡算结果
塔顶D
塔底W
进料F
摩尔流量（kmol/h）
31.59
66.46
98.05
摩尔分数（%）
0.95
0.05
0.34
虹D=册，再根据表2-5数据可得到不同温度下的挥发度见表2-7
表2-7不同温度下的挥发度
温度,K
挥发度
2.94
2.7
2.81
2.6
2.91
2.46
2.97
2.33
2.22
则〉m=10」1〉2〉3lll〉1O=2.66
2.3最小回流比及操作回流比的确定
泡点进料Xq=Xf=0.34;
由yX266_0340.5781
1+（a—"
1+1.66934
2.4精馏塔的气液相负荷
L=RD=2.343X31.59=74.02kmol/h
V=（1+R）D=（1+2.343）31.59=105.61kmol/h
L'
=L+F=4.02+98.05=172.07kmol/h
V=V=05.61kmol/h
2.5操作线方程
精馏段操作线方程：
提馏段操作线方程：
W172.0766.46
yxxwx0.05=1.63x-0.0315
V'
V'
105.61105.61
2.6逐板计算法确定理论塔板数
2.6.1精馏段
利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数：
y1=XD=0.95
X1=0.877（用平衡关系）；
y2=0.898（用物料衡算，即操作线）
X2=0.768（用平衡关系）；
y3=0.822（用操作线）
X3=0.635（用平衡关系）;
y4=0.728（用操作线）
X4=0.502（用平衡关系）;
y5=0.636（用操作线）
X5=0.396（用平衡关系）;
y6=0.561（用操作线）
X6=0.325（用平衡关系）
X6=0.325<
Xf=0.34
所以进料位置在第6块板
2.6.2提馏段
利用相平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数：
X7=0.325
y8=0.513（用物料衡算，即操作线）
X8=0.329（用平衡关系）；
y9=0.454（用操作线）
X9=0.209（用平衡关系）；
yio=O.298（用操作线）
xio=O.12O（用平衡关系）；
yii=0.153（用操作线）
xii=0.061（用平衡关系）；
yi2=0.0601（用操作线）xi2=0.023（用平衡关系）
X12=0.。
23：
Xw二°
.°
因此，理论板数为（12-1）=11层，进料位置为第6层板。
2.7实际板层数的确定
2.7.1液相的平均黏度
2.7.1.1塔顶、塔底温度的求取
根据表2-5内插法求取塔顶温度tD=47.25C
进料温度tF=58°
C
精馏段平均温度tM=（47.25+58）/2=52.625C
2.7.1.2液相的平均黏度
LLLL
进料黏度（58°
C）:
查资料得cs2=0.28mPs；
ccl4=0.64mPs
4卩
塔顶物料衡算（47.25C）:
查资料得cs2=0.306mPs；
ccl4=0.675mPs
0.95lg0.3060.05lg0.675
UDm
血口二0.318^^
塔底物料衡算（73.92C）:
查资料得"
cs2=0.263mPs；
"
ccl4=0.498mPs
lg-0.05Ig0.263（1-0.95）lg0.498
UWm
UW^0.903mPa.s
精馏段平均黏度口精=肾彎』3182°
.518-0.418mPa.s
提馏段平均黏度
0.5180.903
0.711mpa.s
2
2.7.1.3精馏段和提馏段相对挥发度
根据表2-5作图3求得气相组成
塔顶处气相组成：
yD=0.978;
进料处气相组成：
yF=0.59
塔釜处气相组成：
yw=0.132
相对挥发度
塔顶处相对挥发度
0.978/1-0.978234
由Xd"
.95》。
"
978得aD0.951—0.95
进料处相对挥发度
由xF=0.34;
yF=0.59得-X
塔釜处相对挥发度
0.591-0.59
0.341-0.34
由Xw=°
5;
yw。
32得
aw=
1二0.132
1-0.05
=2.89
精馏段平均相对挥发度
aOf
am精22
2.342.79
=2.565
提馏段平均相对挥发度am厂岁才咛理2・84
2.7.1.4全塔效率ET和实际塔板数
全塔效率由公式E厂0.4幺」1）心45算得
精馏段：
Et=0.492.5650.418g=0.482
提馏段：
/.-0-245
Et=°
.492.840.7117412
则精馏段实际塔板数：
N精二5Er510.37、11层
精0.482
提馏段实际塔板数：
N提二6Et614.56：
T5层
提T0.412
3.精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算
3.1操作压力的计算
塔顶操作压力：
PD=4+101.325=105.325Kpa
每层塔板压降：
△P=0.7Kpa
进料板压力：
Pf=105.325+0.71>
1=113.025Kpa
精馏段平均压强Pm=（113.025+105.325）/2=109.175Kpa
3.2平均摩尔质量计算
塔顶摩尔质量计算
由XD=yi=0.95由得xi=0.877
MVDm=°
.95761-0.95154=79.9kg/kmol
MLDm=0.877761-0.877154=85.59kg/kmol
进料摩尔质量的计算：
xf=0.34由平衡曲线查的：
yF=0.578;
MVFm=0.578x76+（1-0.578卜154=108.92kg/kmol
MLFm=0.34761-0.3415^115.94kg/kmol
精馏段平均摩尔质量:
MVm精=79.9108.922=94.41kg/kmol
MLm精=85.59115.942=100.76kg/kmol
3.3平均密度的计算
3.3.1气相平均密度
PmMVm（精）
由理想气态方程Vm（精）—
泪
RT得
二3.806kg/m
109.17594.41
8.31452.625273.15
3.2.2液相平均密度（部分数据见表3-1）塔顶部分依下式：
厂Lm二严•玉（〉为质量分率）
LALB
1塔顶处：
「a=0.95,B=0.05;
1222.468
+n
1541.433
‘LDm=1235.2kg/m
②进料板处：
加料板液相组成由
xf=0.34得'
Sf=0.32；
「LFm=13966kg/m
③精馏段的平均液相密度：
pLm（精）=（1235.2+1396.6）/2=1324.9kg/m3
表3-1液相平均密度
位置温度「C）
P
1（CS2）
（kg/m3）
1（CCl4）
⑷（CS2）
蛍（CCl4）
塔顶47.25
0.941
0.059
进料口58
1205.921
1520.509
0.203
0.797
塔釜73.92
1181.415
1489.522
0.0201
0.9799
3.3液体表面张力的计算（部分数据见表3-2）
n
液相表面平均张力由式'
二Lm二'
Xjj计算
i=1
1塔顶液相平均表面张力的计算
-LDm=0.9528.280.0522.51=27.99mN/m
2进料液相平均表面张力的计算
二LFm=0.3426.731-0.3421.27=23.13mN/m
表3-2液体表面张力
位置温度（C）
bgNmN/m）
a（CCl4）（mN/m）
28.28
22.51
26.73
21.27
23.42
19.44
3精馏段液相平均表面张力为：
-Lm（精）=（27.99+23.13）/2=25.56mN/m
4.精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
初选板间距Ht=0.35m取板上液层高度hL=0.05m故：
HT-hL=0.35-0.05=0.3
11
=0.04
/Ls、/让、2/0.001564、/13249\2
（VS）（亍珂市2厂）（扇）查下面史密斯关系图得C20=0.062；
公式C
°
02
©
（J
P_P
UmaxL；
-VV
/25.5602
-0.062（）
20
“3249-3.806
=0.065
=0.065；
3.806
=1.211
取安全系数为0.7,则:
u=0.7Umax=0.71.211=0.848m/s
4Vs_40.728
.二u一3.140.848
=1.045m
由于1.045m>
1m
故塔径采用标准塔径D=1.2m;
则塔的横截面积：
AD21.2^1.131tf
44
空塔气速为u二0728=0.644m/s
A1.131
0.644m/s<
0.872m/s
板间距取0.35m合适。
5.塔板的主要工艺尺寸的计算
5.1溢流装置的计算
因塔径D=1.2可采用单溢流、弓形降液管、平形溢流堰，不设进流堰。
各计算如下:
5.1.1溢流堰长
溢流堰长Lw取标准化LW=0.66D=0.79m
5.1.2溢流堰高hw
hw=hL-how
how由
how
ff3
2.84Lhr3
E—
1000<
lw丿
1.3甘
L2二
u
■■■■I
■■■・■
■■III
算得，近似取E=1则—誥E（”
型!
（。
皿5643600）
10000.79
=0.0105
取上清液层高度hL=0.05m则hw=0.05-0.0105=0.0395m
5.1.3降液管宽度Wd与降液管面积Af
有lw/D=0.66查图得Wd/D=0.13Af/Ar=0.07
故：
Wd=0.13D=0.156m;
Af=0.0792m2Ar=1.131m2
AfHT
0.07920.35
0.001564
=17.72s（＞5s,所以符合要求）
EmffiIFi1能2*JIiL-^F...
*I
图示弓形降液管的宽度与面积
[I
5.1.4降液管底隙高度h
取液体通过降液管底隙的流速uo=0.1m/s（—般uo取0.07~0.25m/S
依式计h。
=Ls算降液管底隙高度h。
，即：
h。
二Ls=0.001564=0.0198m
lwU0IwUo0.79汉0.1
hw-ho=0.0395-0.0198=0.0197mV0.006m
故降液管底隙高度设计合理，采用平形受液盘
5.2塔板布置
5.2.1边缘区宽和安定区宽
因D<
1.5故采用整块式塔板；
边缘区宽度Wc=0.035m（小塔为30~50mm）,安定区宽度
W.=0.065m
开孔取面积按式A2ixR2-x2'
R2sin一1仝
I180R丿
D12
其中x（WdWs）（0.1560.065）=0.379
22
R=D-Wc二1^-0.035=0.565
0.5652—0.3792+厶0.5652sin"
1——）=0.787m2'
1800.565
5.3筛孔计算及其排列
由于所处理的物系，可选用=0.0023m碳钢板，取筛孔直径d0=：
O.OO5m（孔径常用4~6mm）,筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为
t=3d0=0.015m
1.158A.
筛孔数目n为
=1991.76
1.1580.387
0.015
气体通过阀孔的气速为
6.塔板的流体力学的验算
6.1塔板压降
（1）干板阻力hc计算
干板阻力hc由式hc二0.051
得C。
=0.7
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