二硫化碳四氯化碳精馏塔工艺设计

化工原理课程设计任务书设计题目： 分离 9 万吨/年 CS2 与 CCl4 混合液的精馏塔工艺设计 学号： 1503140122 姓名： 雷艺璇 专业： 制药工程 1401 班 指导教师： 焦飞鹏 系主任： 摘要：精馏的本质是利用不同物质的挥发度不同，通过多次汽化、多次冷凝的精馏过程而达到物质分离的单元操作过程，而多次汽化所需的能量即通过再沸器提供的，这就是再沸器的作用。再沸器是一种换热器，通常采用热虹吸式换热器，也是一种列管式换热器，在生产企业中占有较重要的地位，它直接影响产品的质量和产量。本设计针对苯-乙苯的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。此外对塔底再沸器进行选型设计。主要介绍了再沸器的设计工作以及它在生产过程中处于的地位和作用，它是精馏塔不可或缺的一部分，它提供给精馏塔多次汽化所需的能量，它与冷凝器等都是换热设备。设计任务书设计题目：二硫化碳四氯化碳精馏塔及主要附属设备选型设计 一、设计任务及操作条件 1、设计任务： 生产能力（进料量） 9 万 吨/年操作周期 7200 小时/年 进料组成 34%的二硫化碳和 66%的四氯化碳（摩尔分率，下同） 塔顶产品组成塔馏出液 95%的二硫化碳，塔底产品组成釜液 5%的二硫化碳 2、操作条件 操作压力塔顶压强为 4Kpa（表压）进料热状态泡点进料 3、设备型式 2、设计内容： 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 7、设计评述目 录1 前 言 .12 精馏塔的物料衡算 .22.1 主要基础数据 .22.2 物料衡算 .32.3 最小回流比及操作回流比的确定 .32.4 精馏塔的气液相负荷 .42.5 操作线方程 .42.6 逐板计算法确定理论塔板数 .42.7 实际板层数的确定 .52.7.1.3 精馏段和提馏段相对挥发度 .62.7.1.4 全塔效率 ET 和实际塔板数 .63精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算 .73.操作压力的计算 .73.2 平均摩尔质量计算 .73.3 平均密度的计算 .73.3 液体表面张力的计算（部分数据见表 3-2） .84精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .95塔板的主要工艺尺寸的计算 .105.1 溢流装置的计算 .105.1.1 溢流堰长 .105.1.2 溢流堰高 hw .105.1.3 降液管宽度 与降液管面积 .10dWfA5.1.4 降液管底隙高度 h.105.2 塔板布置 .105.2.1 边缘区宽和安定区宽 .105.2.2 开孔区面积 .105.3 浮阀数 n 与开孔率 .116塔板的流体力学的验算 .126.1 塔板压降 .126.1.1 干板阻力 .126.1.2 淹塔 .126.2 泛点率 .127.塔板负荷性能图 .137.1 雾沫夹带线 .137.2 液泛线 .137.3 液相负荷上限线 .147.4 漏液线 .147.5 液相负荷下限线 .147.6 负荷性能图 .148. 热量衡算 .158.1 相关介质的选择 .158.2 蒸发潜热衡算 .152.2.2 塔底热量 .168.3 焓值衡算 .179.辅助设备选型 .219.1 冷凝器的选型 .219.1.1 计算冷却水流量 .219.1.2 冷凝器的计算与选型 .219.2 冷凝器的核算 .229.2.1 管程对流传热系数 .229.2.2 壳程流体对流传热系数 .229.2.3 污垢热阻 .239.2.4 核算传热面积 .249.2.5 核算压力降 .249.3 泵的选型与计算 .269.4 再沸器的选型与计算 .269.4.1 加热介质的流量 .269.4.2 再沸器的计算与选型 .2610. 塔附件设计 .2810.1 接管 .2810.1.1 进料 .2810.1.2 回流管 .2810.1.3 塔底出料管 .2810.1.4 塔顶蒸气出料管 .2810.2 筒体与封头 .2910.2.1 筒体 .2910.2.2 封头 .2910.3 除沫器 .2910.4 裙座 .2910.5 人孔 .3010.6 塔总体高度的设计 .3011 精馏塔计算结果汇总表 .31总 结 .32参考文献 .33致 谢 .34附 录 .35符号说明 .35化学工程系毕业设计 - 01 前 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。为了便于了解操化学工程系毕业设计 - 1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。化学工程系毕业设计 - 02 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 密度g/cm 3二硫化碳的粘度 CS2 76 46.5 1.260四氯化碳的粘度 CCl4 154 76.8 1.595表 2-2 二硫化碳四氯化碳的粘度（表二）温度 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 二硫化碳四氯化碳的表面张力（表三）（单位：mN/m）温度 30 40 50 60 70 80 90四氯化碳的表面张力 24.53 23.35 22.18 21.02 19.88 18.74 17.62二硫化碳的表面张力 30.81 29.33 27.87 26.41 24.97 23.54 22.13表 2-4 二硫化碳四氯化碳的密度（表四）温度 30 40 50 60 70 80 90四氯化碳的密度kg/m 3 1574 1556 1536 1517 1498 1478 1457二硫化碳的密度kg/m 3 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 x1 y1348.05 0.0296 0.0823346.25 0.0615 0.1555343.45 0.1106 0.2660341.75 0.1435 0.3325336.95 0.2585 0.4950332.45 0.3908 0.6340328.45 0.5318 0.7470325.45 0.6630 0.8290323.55 0.7574 0.8790321.65 0.8604 0.9320319.45 1 1表 2-6 二硫化碳四氯化碳的导热系数（表六）温度 30 40 50 60 70 80 90四氯化碳的导热系数10 -5Cal/cm.s. 25.6 25.3 24.9 24.5 24.2 23.8 23.5二硫化碳的导热系数10 -5Cal/cm.s. 32.4 31.7 31.0 30.3 29.6 28.8 28.1化学工程系毕业设计 - 12.2 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； 34.0FX95.0DX05.W原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=760.34（1-0.34）154=127.48kg/kmolMD=0.9576 (1-0.95)154=79.9kg/kmolMW=0.0576(1-0.05)154=150.1kg/kmol原料处理量：F=910 7/（300127.4824）=98.05kmol/h总物料衡算：DW=98.05 kmol/h二硫化碳物料衡算：D0.95+W0.05=0.3498.05联立得：D=31.59 kmol/h W=66.46 kmol/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 ( )/kmolh31.59 66.46 98.05摩尔分数（%） 0.95 0.05 0.34由 ，再根据表 2-5 数据可得到不同温度下的挥发度见表 2-7。1)(ADxy表 2-7 不同温度下的挥发度温度,K 挥发度 温度,K 挥发度348.05 2.94 332.45 2.7346.25 2.81 328.45 2.6343.45 2.91 325.45 2.46341.75 2.97 323.55 2.33336.95 2.81 321.65 2.22则 =2.66102310m2.3 最小回流比及操作回流比的确定泡点进料 Xq=XF=0.34；由 5781.034.61.21xy化学工程系毕业设计 - 2；即 R=1.5 =2.343562.134.0578.9min xyRqd minR2.4 精馏塔的气液相负荷L=RD=2.34331.59=74.02kmol/hV=(1+R)D=(1+2.343)31.59=105.61 kmol/hL=L+F=74.02+98.05=172.07kmol/hV=V=105.61 kmol/h2.5 操作线方程精馏段操作线方程： 284.07.34.950.21xxRxyD提馏段操作线方程: 315.6.51.06.57 xxxVWLyw2.6 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=0.95x1=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); y 5=0.636 (用操作线)x5=0.396(用平衡关系); y 6=0.561(用操作线)x6=0.325(用平衡关系)X6=0.325XF=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=0.325y8=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)化学工程系毕业设计 - 3x9=0.209(用平衡关系) ; y10=0.298 (用操作线)x10=0.120(用平衡关系) ; y11=0.153(用操作线)x11=0.061(用平衡关系) ; y12=0.0601(用操作线)x12=0.023(用平衡关系) 05.023.1w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=47.25进料温度 tF=58精馏段平均温度 tM=(47.25+58)