处理量为20000吨每年二氯化碳和四氯化碳体系精馏分离板式塔设计书

1 处理量为 20000 吨 每 年二氯化碳和四氯 化碳体系精馏分离板式塔设计 书 流程的设计及说明 图 1 板式精馏塔的工艺流程简图 工 艺流程：如图 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 2 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 。比如流量计、温度计和压表 等，以测量物流的各项参数 1 精馏塔的物料衡算 料液、塔顶和塔底的摩尔分率 二硫化碳的摩尔质量： 76kg/氯化碳的摩尔质量： 154kg/F=D=W=料液平均摩尔质量 6 154（ =料衡算 原料处理量： F= 总物料衡算： D W=硫化碳物料衡算： D 立得： 3 料热状况的确定 根据图 1查出进料组成 溶液的泡点为 59 C 则平均温度 =（ 59+58） /2=此条件下，二硫化碳、四氯化碳的汽化热查化工原理上册附表 18分别为 340KJ/180KJ/原料汽化热 340 76 180 154 27081KJ/化工原理上册附表 17得比热容分别为 C)、 1)。原料液平均比热容 76 1 154 J/(C) 则 q=1 由此判断该温度下进料方式为泡点进料， q=1 2 塔板数的确定 论板层数 相对挥发度的求取 由)(1 )(1 ，再根据表 1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2 表 1 T,K x1 0296 0615 1106 1435 2585 3908 4 5318 6630 7574 8604 1 表 2 温度 ,K 挥发度 温度 ,K 挥发度 101 2 3 1 0m = 最小回流比及操作回流比的确定 泡点进料 F= 2 . 6 4 0 . 3 41 ( 1 ) 1 . 6 4 0 . 3 4xy x =m i 9 7 0 . 5 8 0 . 6 1 90 . 5 8 0 . 3 4 ；即 R=2 精馏塔的气液相负荷 L=h V=(1+R)D=(1+ h L =L+F=h V =V=h 5 作线方程 精馏段操作线方程： 3 . 2 4 0 . 9 7 0 . 7 6 4 0 . 2 2 8 81 1 3 . 2 4 1 3 . 2 4 1x x 提馏段操作线方程： 4 4 . 0 5 1 4 . 9 2 0 . 0 5 1 . 5 1 2 0 . 0 2 5 6 2 9 . 1 3 2 9 . 1 3x X x 解分析法确定理论塔板数 由图 1 画梯级得理论塔板数为 11 层，不包括再沸器，第 8 级为进料板 图 1 6 际板层数的确定 相的平均黏度 顶、塔底温度的求取 根据表 1内插法求取塔顶温度 C 塔底温度 C 精馏段平均温度 8)/2=52,4 C 相的平均黏度 进料黏度（ 58 C）： 查资料得2s；4s l g 0 . 3 4 l g 0 . 2 8 0 . 6 6 l g 0 . 6 4 0 . 4 8 3 2Fm m P a s 塔顶物料衡算（ C）： 查资料得2s；4s l g 0 . 9 7 l g 0 . 3 3 0 . 0 3 l g 0 . 7 1 0 . 3 3 7 7Dm m P a s 塔底物料衡算（ C）： 查资料得2s；4s l g 0 . 0 5 l g 0 . 2 5 0 . 9 5 l g 0 . 5 1 0 . 4 9 2 2wm m P a s 精馏段平均黏度 0 . 3 3 7 7 + 0 . 4 8 3 2= = 0 . 4 1 0 422 m P a s 精 7 提馏段平均黏度 0 . 4 9 2 2 + 0 . 4 8 3 2= = 0 . 4 8 7 722 m P a s 馏段和提馏段相对挥发度 根据表 1 用插值法求得气相组成 塔顶处气相组成： 进料处气相组成： 釜处气相组成： 对挥发度 塔顶处 相对挥发度 0 . 9 8 5 5 1 0 . 9 8 5 50 . 9 7 ; 0 . 9 8 5 5 / 2 . 0 4 2 80 . 9 7 由 x 得 进料处相对挥发度 0 . 6 7 0 7 1 0 . 6 7 0 70 . 3 4 ; 0 . 6 7 0 7 / 3 . 9 5 3 70 . 3 4y 由 x 得 塔釜处 相对挥发度 0 . 1 8 1 9 1 0 . 1 8 1 90 . 0 5 ; 0 . 1 8 1 9 / 4 . 2 2 4 50 . 0 5y 由 x 得 精馏段平均相对挥发度()3 . 3 9 3 72 精= 提馏段平均相对挥发度() 3 . 5 0 7 92 塔效率 全塔效率由公式 0 . 2 4 5 4 9 ) （算得 精馏段： 0 . 2 4 50 . 4 9 3 . 3 9 3 7 0 . 4 1 0 4 ) 0 . 4 5 1 8 （ 8 提馏段： 0 . 2 4 50 . 4 9 3 . 5 0 7 9 0 . 4 9 2 2 ) 0 . 4 2 8 6 （则精馏段实际塔板数： 77/0 . 4 5 1 8 精 = 1 5 . 5 1 6 层精馏段实际塔板数： 44/0 . 4 2 8 6 精 = 9 . 3 1 0 层3 精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算 塔顶操作压力： 层塔板压降： P=料板压力： 7=馏段平均压强 2=均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算 由 xd=1 ( 1)xy x 得 . 9 7 7 6 ( 1 0 . 9 7 ) 1 5 4 7 8 . 3 4 /M k g k m o l L D m 0 . 9 2 4 5 7 6 ( 1 0 . 9 2 4 5 ) 1 5 4 8 1 . 8 9 /M k g k m o l ； 进料摩尔质量的计算： 平衡曲线查的： V F m 0 . 5 7 6 3 7 6 ( 1 0 . 5 7 6 3 ) 1 5 4 1 0 9 . 0 5 /M k g k m o l ； L F m 0 . 3 4 7 6 ( 1 0 . 3 4 ) 1 5 4 1 2 7 . 4 8 /M k g k m o l ； 精馏段平均摩尔质量： 9 V m ( ) ( 7 8 . 3 4 1 0 9 . 0 5 ) 2 9 3 . 7 /M k g k m o l 精； L m ( ( 8 1 . 8 9 1 2 7 . 4 8 ) 2 1 0 4 . 6 9 /M k g k m o l 精 )均密度的计算 相平均密度 由理想气态方程 V m ( )V m ( )p m 精得 V m ( ) 3V m ( )p 1 0 6 . 9 2 5 9 3 . 7 3 . 7 0 1 6 /8 . 3 1 4 ( 5 2 . 4 2 7 3 . 1 )m M k g 相平均密度（部分数据见表 2） 塔顶部分 依下式： 1 L B （ 为质量分率）；其中 A =B =：30 . 9 4 1 0 . 0 5 91 1 2 3 9 . 1 6 /1 2 2 4 1 5 4 3L m L m k g m ； 进料板处：加料板液相组成由 30 . 2 0 3 1 0 . 2 0 31 1 4 3 5 . 1 5 /1 2 0 6 1 5 0 8L F m L F m k g m ； 提馏段的平均液相密度： 3L ( ) ( 1 2 3 9 . 1 6 1 4 3 5 . 1 5 ) 2 1 3 3 7 . 1 5 5 /m k g m 提 10 表 2 位置温度（） 2()3( / )m 4()3( / )m 2()()顶 224 1543 料口 58 1206 1508 釜 177 1485 分数据见表 3） 液相表面平均张力由式 计算 塔顶液相平均表面张力的计算 ： L D m 0 . 9 7 2 8 . 4 1 6 0 . 0 3 2 3 . 6 6 9 2 8 . 2 7 4 /m N m ； 进料液相平均表面张力的计算 L D m 0 . 3 4 2 6 . 7 5 9 ( 1 0 . 3 4 ) 2 2 . 2 8 6 2 3 . 8 0 7 /m N m ； 表 3 位置温度（） 2()( / )CS m N m4()( / )m N m塔顶 料口 58 釜 馏段液相平均表面张力为： m ( ) /m N m 精 (2=1 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 () 3V m ( )2 9 . 1 3 9 3 . 7 0 . 2 0 4 8 m /3 6 0 0 3 6 0 0 3 . 7 0 1 6 精精() 3L m ( )2 2 . 2 6 1 0 4 . 6 9 0 . 0 0 0 4 8 m /3 6 0 0 3 6 0 0 1 3 3 7 . 1 5 5 精精初选板间距 板上液层高度 故：7=1220 . 0 0 0 4 8 1 3 3 7 . 1 5 5( ) ( ) ( ) ( ) 0 . 0 4 40 . 2 0 4 8 3 . 7 0 1 6s 查图表20C= 依公式 0 . 2 0 . 220 2 6 . 0 4 0 5( ) 0 . 0 6 7 ( ) 0 . 0 7 12 0 2 0 ； m a 3 7 . 1 5 5 3 . 7 0 1 60 . 0 7 1 1 . 3 3 1 /3 . 7 0 1 6 m s 取安全系数为 ： u=0.7s 故塔径 4 4 0 . 2 0 4 8 0 . 5 2 90 . 9 3 1 7 采用标准塔径 D=塔的横截面积 :2 2 20 . 6 0 . 2 8 2 644 m 空塔气速为 0 . 2 0 4 8 0 . 7 2 5 /0 . 2 8 2 6m 12 板间距取 适 馏塔有效高度的计算 精馏段 : 1 H = 1 6 - 1 0 . 3 = 4 . 5 精 精（ ） （ ）提馏段 : 1 H = - 1 0 . 3 = 2 . 7 提（ ） （ 10 ）在进料板上方开一手孔，其高度为 精馏塔有效高度为： Z=Z 精 +Z 提 + 塔板的主要工艺尺寸的计算 流装置的计算 因塔径 D=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： 流堰长 溢流堰长 标准化 溢流堰高 由 hw=得， 32 . 8 41000 算得，近似取 E=1 则 2 23 32 . 8 4 2 . 8 4 0 . 0 0 0 4 8 3 6 0 01 0 . 0 0 7 51 0 0 0 1 0 0 0 0 . 4 0 6 取上清液层高度 075=13 液管宽度 降液管面积图得 / 0 . 1 4 , / 0 . 0 8 5d f A A故：0 . 0 2 4 0 . 3 1 5 5 ,0 . 0 0 0 4 8 符 合 要 求 液管底隙高度 0h 取液体通过降液管底隙的流速0u=s 依式00算降液管底隙高度0h， 即：000 . 0 0 0 4 8 0 . 0 1 6 90 . 4 0 6 0 . 0 7 169=降液管底隙高度设计合理，采用平形受液盘 板布置 缘区宽和安定区宽 因 D 采用整块式塔板； 边缘区宽度安定区宽度 开孔区面积 开孔取面积按式2 2 2 12 s i xA x R x R R 14 其中 0 . 6 0 . 0 8 4 0 . 0 4 0 . 1 7 622 W m 0 . 6 0 . 0 3 0 . 2 722 m 故 : 2 2 2 1 0 . 1 7 62 0 . 1 7 6 0 . 2 7 0 . 1 7 6 0 . 2 7 s i n = 0 . 1 8 71 8 0 0 . 2 7A 阀数 n 与开孔率 取阀孔动能因子 10，用下式求孔速 （ V ） 1/2 = 10 / （ 1/2 = m/s . 2 0 4 8N = 3 3 . 4 3 4d 0 . 0 3 9 5 . 1 344 浮阀排列方式为等边三角形，孔新距 t=等边三角形叉排式绘图得浮阀数 N=34； 15 重新核算动能因数 . 2 0 4 8= 5 . 0 4 /d 0 . 0 3 9 3 444o ou m 0 5 . 0 4 3 . 7 0 1 6 9 . 8 2 ， 在 912 范围内 开孔率 =u/ 100%=6 塔板的流体力学的验算 板压降 板阻力 由式 hp=hc+hI+出 1 . 8 2 51 . 8 2 50 7 3 . 1 7 3 . 1u 5 . 0 6 /3 . 7 0 1 6 因 1 7 5 0 . 1 7 50u 5 . 0 41 9 . 9 1 9 . 9 0 . 0 1 9 81 3 3 7 . 1 5 5c 取充气系数 0= 0液体表面张力在浮阀板中造成的阻力很小，可忽略 所以， hp=hc+hI+=单板压强降 h g= 淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度， 16 （ 。 用下式计算 即 液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按下式计算，即 220 . 0 0 0 4 8( ) ( ) 0 . 0 0 0 7 50 . 4 0 6 0 . 0 1 6 9m 液注 注 取 =（ =(d 合防止淹塔的要求 点率 泛点率 = V/（ L V） 1/2/（ F 100% 泛点率 = 1/2/（ 1 100%= 70%；符合要求 7 塔板负荷性能图 沫夹带线 雾沫夹带线以下式做出： V 1 . 3 6= A 泛 点 率 泛点率按 80%计算如下 3 . 7 0 1 6V 1 . 3 6 0 . 4 3 21 3 3 7 . 1 5 5 3 . 7 0 1 6 0 . 81 0 . 1 2 6 0 . 2 3 4 6 整理得： 48 （） 17 由上式知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个 表 3/s. 3/泛线 由（ = hc+hI+ 定液泛线带入各式得： （ = 2 2 2 / 3 6 0 02 . 8 45 0 3 4 0 . 1 5 3 ( ) ( 1 ) ( ) 2 1 0 0 0V s w o l h l 其中 2o N，带入数据得： 22 2 2 / 336003 . 7 0 1 6 4 2 . 8 40 . 5 ( 0 . 4 0 . 5 2 5 ) 5 . 3 4 0 . 1 5 3 ( ) ( 1 0 . 4 ) 0 . 5 2 5 1 ( ) 2 9 . 8 1 3 3 7 . 1 5 5 0 . 4 0 6 0 . 0 1 6 9 1 0 0 0 0 . 4 0 6 整理得 2 2 2 / 30 . 4 9 3 7 0 9 5 . 8 5 3 . 8 9S S L （） 在操作范围内取若干个 上式算出相应的 值列于下表： 表 3/s. 3/依 3m i 0 2 4 0 . 3( 0 . 0 0 1 4 /5m s ） （） 18 液线 2 2 20S m i V ) d N = d N 0 . 0 3 9 3 4 0 . 1 2 6 64 4 4 3 . 7 0 1 6o o o 3/） 相负荷下限线 2 / 3m i 0 0 ( )2 . 8 4 ()1000 l ，则 2 / 30 . 0 0 6 1 0 0 0()3 6 0 0 2 . 8 4 1 2 / 3 3. 4 0 6 0 . 0 0 6 1 0 0 0( ) 0 . 0 0 0 3 5 /3 6 0 0 2 . 8 4 1 （） 根据本题附表、及式（）（）（）可分别做出塔板液相负荷性能图上的五条线 荷性能图 19 由上图查的（ ） ） 以操作弹性 0 . 4 2 6 7 2 . 90 . 1 4 9 3 现将计算结果汇总与下表 项目 精馏段数值及说明 备注 塔径 D/m 板间距 m 塔板形式 单溢流弓形降液管 整板 空塔气速 u /（ m/s） 堰长 m 堰高 hW/m 板上液层高度 m 降液