二硫化碳—四氯化碳精馏分离板式塔设计

河河 西西 学学 院院 Hexi University 化化工工原原理理课课程程设设计计 题题 目目 二硫化碳二硫化碳 四氯化碳精馏分离板式塔设计四氯化碳精馏分离板式塔设计 学学 院院 化学化工学院化学化工学院 专专 业业 化学工程与工艺化学工程与工艺 学学 号号 姓姓 名名 陈维军陈维军 指导教师指导教师 李守博李守博 2016 年年 11 月月 26 日日 河西学院化学化工学院课程设计 化工原理课程设计任务书 一 设计题目 二硫化碳二硫化碳 四氯化碳精馏分离板式塔设计四氯化碳精馏分离板式塔设计 二 设计任务及操作条件 1 设计任务 生产能力 进料量 80000 吨 年 操作周期 7920 小时 年 进料组成 36 二硫化碳 质量分率 下同 塔顶产品组成 98 二硫化碳 塔底产品组成 2 二硫化碳 回流比 自选 单板压降 700Pa 2 操作条件 操作压力 塔顶为常压 进料热状态 泡点进料 加热蒸汽 0 25MPa 表压 冷却水温度 20 3 设备型式 筛板式或浮阀式精馏塔 4 厂址 安徽 三 设计内容 1 设计方案的选择及流程说明 2 塔的工艺计算 3 主要设备工艺尺寸设计 1 塔径 塔高及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 工艺流程图及精馏工艺条件图 7 设计评述 河西学院化学化工学院课程设计 前言前言 课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容 不仅能够培养学生 运用所学的化工生产的理论知识 解决生产中实际问题的能力 还能够培养学生的 工程意识 健全合理的知识结构可发挥应有的作用 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作 在化工 炼油 石油化工等工 业得到广泛应用 精馏过程在能量计的驱动下 使气 液两相多次直接接触和分离 利用液相混合物中各相分挥发度的不同 使挥发组分由液相向气相转移 难挥发组 分由气相向液相转移 实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质 传热 的过程 为实现精馏过程 必须为该过程提供物流的贮存 输送 传热 分离 控 制等的设备 仪表 精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式 有关 还与物料的性质 操作条件 气液流动情况等有关 本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔 精 馏塔是化工生产中十分重要的设备 选用筛板塔 其突出优点为结构简单 造价低 板上液面落差小 气体压强低 生产能力较大 气体分散均匀 传质速率较高 精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板 利用混合物当中各组分挥发度的不同 将混合物进行分离 在精馏塔中 塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升 来自塔顶冷凝 器的回流液从塔顶逐渐下降 气液两相在塔内实现多次接触 进行传质传热过程 轻组分上升 重组分下降 使混合物达到一定程度的分离 精馏塔的分离程度不仅 与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关 还与物料的性质 操作条件 气液流 动情况等有关 本设计我们使用筛板塔 其突出优点为结构简单 造价低板上液面 落差小 气体压强低 生产能力较大 气体分散均匀 传质效率较高 筛板塔是最 早应于手工业生产的设备之一 采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作 表明 筛板在一定程度的漏液状态下 操作是板效率明显降低 其操作的负荷范围 较泡罩塔窄 但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节 是对我们自身进行的一次 综合性设计训练 通过课程设计能使我进一步巩固和加强所学的专业理论知识 还 能培养自身独立分析和解决实际问题的能力 更能培养我们自身的创新意识 严谨认 真的学习态度 河西学院化学化工学院课程设计 I 目录目录 1 1 概述概述 1 1 1 精馏流程设计方案的确定 1 1 2 设计思路 2 1 2 1 精馏方式的选定 2 1 2 2 加热方式 2 1 2 3 操作压力的选取 3 1 2 4 回流比的选择 3 1 2 5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 3 1 2 6 板式塔的选择 3 1 2 7 关于附属设备的设计 5 2 2 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 5 2 1 物料衡算 5 2 2 进料热状况的确定 6 3 3 塔板数的确定塔板数的确定 6 3 1 理论塔板层数的确定 6 T N 3 1 1 理论塔板层数的确定 6 T N 3 1 2 最小回流比及操作回流比的确定 7 3 1 3 精馏塔的气液相负荷 7 3 1 4 操作线方程的确定 7 3 1 5 图解法求理论板层数 8 3 2 全塔效率的计算 8 3 2 1 全塔温度的计算 8 3 2 2 气相组成的计算 8 3 2 3 相对挥发度的求取 8 3 2 4 液相平均黏度的计算 9 Lm 3 2 5 全塔效率和实际塔板数的计算 10 T E 河西学院化学化工学院课程设计 II 4 4 精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算 10 4 1 操作压力的计算 10 4 2 平均摩尔质量计算 10 4 3 平均密度计算 11 m 4 3 1 气相平均密度计算 11 Vm 4 3 2 液相平均密度计算 12 Lm 4 4 液体平均表面张力的计算 13 m 5 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 14 5 1 塔径的计算 14 5 2 精馏塔有效高度的计算 16 6 6 塔板的主要工艺尺寸计算塔板的主要工艺尺寸计算 16 6 1 溢流装置的计算 16 6 1 1 溢流堰长 16 W l 6 1 2 溢流堰高度 16 W h 6 1 3 弓形降液管的宽度和横截面 17 d W f A 6 1 4 降液管底隙高度 18 0 h 6 2 塔板布置 19 6 2 1 塔板的分块 19 6 2 2 边缘区宽和安定区宽 19 6 2 3 开孔区面积计算 19 6 3 筛孔数 N 与开孔率 20 7 7 塔板的流体力学的验算塔板的流体力学的验算 20 7 1 塔板压降 21 7 1 1 气体通过筛板塔板的压降 21 7 1 2 液面落差 23 河西学院化学化工学院课程设计 III 7 1 3 液泛 23 7 1 4 雾沫夹带 23 7 1 5 漏液 24 8 8 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 24 8 1 漏液线 气相负荷下限线 24 8 2 雾沫夹带线 25 8 3 液相负荷上限线 27 8 4 液相负荷下限线 28 8 5 液泛线 28 8 6 负荷性能图 30 9 9 塔附件设计塔附件设计 31 9 1 接管 31 9 1 1 进料管 31 9 1 2 回流管 32 9 1 3 塔底料液排出管 32 9 1 4 塔顶蒸汽出口管道 32 9 1 5 塔底进气管 33 9 1 6 法兰 33 9 2 筒体与封头 33 9 2 1 筒体 33 9 2 2 封头 33 9 2 3 除沫器 34 9 2 4 裙座 34 9 2 5 吊柱 34 9 2 6 人孔 35 9 3 塔总体高度设计 35 9 3 1 塔的顶部空间高度 35 9 3 2 塔的底部空间高度 35 9 3 3 塔体高度 35 河西学院化学化工学院课程设计 IV 9 4 附属设备的设计 35 9 4 1 冷凝器的选择 35 9 4 2 再沸器的选择 36 10 10 设计结果一览表设计结果一览表 36 11 11 设计评述设计评述 39 参考文献参考文献 41 致谢致谢 42 河西学院化学化工学院课程设计 0 二硫化碳二硫化碳 四氯化碳精馏分离板式塔设计四氯化碳精馏分离板式塔设计 陈维军 摘要 摘要 本次设计是针对二元物系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 我们对此塔进行了工艺设计 包括它的辅助设备及进出口管路的计算 画出 了塔板负荷性能图 并对设计结果进行了汇总 此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备 此设计的精馏装置包括精馏塔 再 沸器 冷凝器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离 由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走 本文是精馏塔及其进料预热的设计 分离质量分 数 0 36 二硫化碳溶液 使塔顶产品二硫化碳的摩尔含量达到 98 塔底釜液摩尔分数小于 2 0 综合工艺操作方便 经济及安全等多方面考虑 本设计采用了筛板塔对进行二硫化碳 四氯 化碳分离提纯 塔板为碳钢材料 按照图解法求得理论板数为 14 块 精馏段为 8 块 提馏段为 6 块 进料板位置为第 9 块板 塔顶使用全凝器 部分回流 实际塔板数为 29 块 精馏段为 16 块 提馏段为 13 块 实际加料位置在第 17 块板 塔径为 1 7m 选用单溢流弓形降液管 回流 比为 2 202 通过板压降 漏液 液泛 液沫夹带的流体力学验算 均在安全操作范围内 塔 的附属设备中 所有管线均采用无缝钢管 再沸器采用卧式浮头式热器 确定了操作点符合操 作要求 关键词 关键词 二硫化碳 四氯化碳 精馏 图解法 负荷性能图 精馏塔设备结构 1 概述概述 筛板精馏塔是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备 它的 出现仅迟于泡罩塔 20 年左右 当初它长期被认为操作不易稳定 在本世纪 50 年代 以前 它的使用远不如泡罩塔普遍 其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型 对其 性能的研究不断深入 已能作出比较有把握的设计 使得筛板塔又成为应用最广的 一种类型 1 1 精馏流程设计方案的确定 本设计任务为分离二硫化碳 四氯化碳混合物 对于二元混合物的分离 应采 用连续精馏流程 设计中采用气液混合物进料 将原料液通过预热器加热至温度后 送入精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较小 河西学院化学化工学院课程设计 1 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送 至储罐 流程简图如图 1 所示 图 1 板式精馏塔的工艺流程简图 1 2 设计思路 在本次设计中 我们进行的是二硫化碳 四氯化碳二元物系的精馏分离 简单 蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓 如何利用两组分的挥发度的差异实现高 纯度分离 是精馏塔的基本原理 实际上 蒸馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸 馏釜 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却器等设备 蒸馏过程按操作方式不同 分为 连续蒸馏和间歇蒸馏 我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔 蒸馏是物料在塔内 的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的 热量自塔釜输入 由冷凝器和冷却 器中的冷却介质将余热带走 回流比是精馏操作的重要工艺条件 在设计时要根据 实际需要选定回流比 1 2 1 精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式 其特点是 连续精馏过程是一个连续定态过程 能小于间歇精馏过程 易得纯度高的产品 河西学院化学化工学院课程设计 2 1 2 2 加热方式 本设计采用间接蒸汽加热 加热设备为再沸器 本设计不易利用直接蒸汽加热 因为直接蒸汽的加入 对釜内溶液起一定稀释作用 在进料条件和产品纯度 轻组 分收率一定前提下 釜液浓度相应降低 故需在提馏段增加塔板以达到生产要求 从而又增加了生产的费用 但也增加了间接加热设备 1 2 3 操作压力的选取 本设计采用常压操作 一般 除了热敏性物料以外 凡通过常压蒸馏不难实现 分离要求 并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏 在 化工设计中有很多加料状态 这次设计中采用气液混合物进料 1 2 4 回流比的选择 对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理 但对于某些特殊体系 如 乙醇水体系则要特殊处理 该体系最小回流比的求取应通过精馏段操作线与平 min R 衡线相切得到 而适宜回流比 R 的确定 应体现最佳回流比选定原则即装置设备费 与操作费之和最低 我们推荐以下简化方法计算各项费用 从而确定最佳回流比 一般经验值为 1 1 2 R min R 1 2 5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器 因为后继工段产品以液相出料 但所得产品的纯度低于分凝 器 因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板 塔顶冷却介质采用自来水 方 便 实惠 经济 1 2 6 板式塔的选择 板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括 板间距 塔径 塔板型式 溢流装 置 塔板布置 流体力学性能校核 负荷性能图以及塔高等 其设计计算方法可查 阅有关资料 着重应注意的是 塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量 操作 条件和系统物性为依据 确定具有良好性能 压降小 弹性大 效率高 的塔板结 构与尺寸 塔板设计的基本思路是 以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成 温度 压力等条件为依据 首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量 确定相关的参数 然后进行流体力学计算 进行物料衡算 校核其是否符合所规定 的范围 如不符合要求就必须修改结构参数 重复上述设计步骤直到满意为止 最 后绘制出其负荷性能图 以确定适宜操作区和操作弹性 塔高的确定 还与塔顶空 河西学院化学化工学院课程设计 3 间 塔底空间 进料段高度以及开人孔数目的取值有关 可查资料获得相关的材料 数据 已知参数已知参数 主要基础数据 表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质 项目分子式 分子量沸点 密度 3 g cm 二硫化碳 2 CS 76 46 5 四氯化碳 4 CCl 154 76 8 1 260 1 595 表 2 液体的表面张力 单位 mN m 温度 46 55876 5 二硫化碳28 526 824 5 四氯化碳23 622 220 2 表 3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化 碳摩尔分率x 气相中二硫化 碳摩尔分率y 温度 液相中二硫化 碳摩尔分率x 气相中二硫化 碳摩尔分率y 温度 0 0 0296 0 0615 0 1106 0 1435 0 2580 0 0 0823 0 1555 0 2660 0 3325 0 4950 76 8 74 9 73 1 70 3 68 6 63 8 0 3908 0 5318 0 6630 0 7574 0 8604 1 00 0 6340 0 7470 0 8290 0 8790 0 9320 1 00 59 3 55 3 52 3 50 4 48 5 46 5 表 4 参数选取 项 方式压力加料加热回流比冷凝器冷却板式塔 河西学院化学化工学院课程设计 4 目状态方式介质 选 取 连续 精馏 常压 气液 混合 间接 蒸汽 1 1 2 0 R min R 全凝器自来水筛板塔 1 2 7 关于附属设备的设计 附属设备的设计主要有 1 热量衡算求取塔顶冷凝器 冷却器的热负荷和所需的冷却水用量 再沸器 的热负荷和所需的加热蒸气用量 2 选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准 提出 合适的换热器型号 2 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 2 1 物料衡算 F 原料液流量 kmol h XF 原料液的组成 D 塔顶产品流量 kmol h XD 塔顶产品组成 W 塔釜残夜流量 kmol h XW 塔釜残夜组成 1 二硫化碳的摩尔质量 MA 76 14kg kmol 四氯化碳的摩尔质量 MB 153 82kg kmol 532 0 82 153 36 0 1 14 76 36 0 14 76 36 0 F x 990 0 82 153 98 0 1 14 76 98 0 14 76 98 0 D x 040 0 82 153 02 0 1 14 76 02 0 14 76 02 0 W x 2 原料液及塔顶 塔釜产品的平均摩尔质量 MF XF 76 14 1 XF 153 82 112 49kg kmol MD XD 76 14 1 XD 153 82 76 92kg kmol MW XW 76 14 1 XW 153 82 150 71kg kmol 河西学院化学化工学院课程设计 5 3 物料衡算 原料处理量 hkmolF 79 89 49 1127920 100080000 总物料衡算 molkgFWD 79 89 二硫化碳物料衡算 79 89532 004 0 99 0 WD 代入数据 联立得 hkmolD 50 46 hkmolW 29 43 2 2 进料热状况的确定 由表 3 二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据表中相应的数据 根据内插法 求 得 3 52t 663 0 532 0 3 52 3 55 6630 0 5381 0 F tF 55 30 则 进料时的泡点温度为 55 30 进料方式为泡点进料 q 1 3 塔板数的确定塔板数的确定 3 1 理论塔板层数的确定 T N 3 1 1 理论塔板层数的确定 T N 二硫化碳和四氯化碳属理想物系 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 可采用图解法求理论板层数 如下图所示 河西学院化学化工学院课程设计 6 0 00 20 40 60 81 0 0 0 0 2 0 4 0 6 0 8 1 0 d f e c a xWxFxD y x yq R 1 xD b 图 2 图解法求理论板层数 由 根据表 3 得到不同温度下的挥发度 如表 5 所示 A A A A y x x y 1 1 表 5 不同温度下的相对挥发度 温度 挥发度温度 挥发度 68 752 9752 452 46 63 952 8150 552 33 59 452 7048 652 22 55 452 6046 652 10 则 相对挥发度 64 2 8 87654321 平衡线的方程为 x x x x y 64 1 1 64 2 11 3 1 2 最小回流比及操作回流比的确定 泡点进料 q 1 时532 0 Fq xx 河西学院化学化工学院课程设计 7 采用作图法求最小回流比 在图 2 中对角线上 自点 e 0 532 0 532 作垂线 ef 即 为进料线 q 线 该线与平衡线的交点坐标为 532 0 750 0 qq xy 故 最小回流比为 101 1 532 0 750 0 750 0 990 0 min qq qD xy yx R 即 操作回流比为 202 2 0 2 min RR 3 1 3 精馏塔的气液相负荷 精馏段 hkmolRDL 393 10250 46202 2 hkmolDRV 893 14850 46 202 21 1 提馏段 hkmolFLL 183 19279 89393 102 hkmolVV 893 148 3 1 4 操作线方程的确定 精馏段操作线方程 309 0 688 0 1202 2 990 0 1202 2 202 2 11 1 nn D nn xx R x x R R y 提馏段操作线方程 012 0291 1 279 169 040 029 43 893 148 183 192 1 mmWmm xxx V W x V L y 3 1 5 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数 如图 2 所示 求解结果为 总理论板层数 NT 14 不包括再沸器 精馏段为 8 块 提馏段为 6 块 进料板 位置为 NT 9 第 9 板为进料板 3 2 全塔效率的计算 3 2 1 全塔温度的计算 由表 3 二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据表中相应的数据 根据内插法 求 全塔的温度 塔顶温度 64 46t t48 5 9900 0 8604 0 5 46 5 48 00 1 8604 0 D D 进料温度 30 55t 3 52t 663 0 532 0 3 52 3 55 6630 0 5381 0 F F 河西学院化学化工学院课程设计 8 塔釜温度 23 74t t74 9 040 0 0269 0 8 76 9 74 00 0 0269 0 W W 精馏段平均温度 97 50 2 tt t FD m 提馏段平均温度 77 64 2 tt t FW m 3 2 2 气相组成的计算 由表 3 二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据表中相应的数据 根据内插法 求 全塔的气相组成 塔顶处的气相组成 9952 0y 5 4664 46 000 1 y 5 46 5 48 000 1 9320 0 D D 进料口的气相组成 7470 0 y 3 52 3 55 8290 0 y 3 52 3 55 8290 0 7470 0 F F 塔釜处的气相组成 1095 0 y 9 7423 74 0823 0 y 1 73 9 74 1555 0 0823 0 W W 3 2 3 相对挥发度的求取 塔顶处的相对挥发度 由 得 9952 0 990 0 DD yx 094 2 1 1 D D D D D y x x y 进料处的相对挥发度 由 得 747 0 532 0 FF yx 600 2 1 1 F F F F F y x x y 塔釜处的相对挥发度 由得 1095 0 040 0 ww yx 951 2 1 1 w w w w w y x x y 精馏段平均相对挥发度 347 2 2 FD m 提馏段平均相对挥发度 776 2 2 FW m 平均挥发度 由于两段的相对挥发度差距很大 所以只能使用平均挥发度 523 2 951 2 600 2 094 2 3 3 FWD 3 2 4 液相平均黏度的计算 Lm 液相的平均黏度依下式计算 即 iiLm x 河西学院化学化工学院课程设计 9 表 6 不同温度下的黏度列表 42 cclcs 温度 30405060708090 smPa ccl 4 0 3430 3210 3010 2840 2690 2550 243 smPa cs 2 0 8470 7410 6530 5800 45190 4670 422 塔顶液相平均粘度的计算 由 根据表 6 利用内插法 得 64 46tD smPa cs 0 308 2 smPa ccl 0 683 4 smPa Dm 316 0 683 0 02 0 308 0 98 0 进料板液相平均黏度的计算 由 根据表 6 利用内插法 得 30 55tF smPa cs 0 292 2 smPa ccl 0 614 4 smPa Fm 466 0 614 0 64 0 292 0 36 0 塔釜液相平均粘度的计算 由 根据表 6 利用内插法 得 23 74tW smPa cs 0 263 2 smPa ccl 0 497 4 smPa Wm 492 0 497 0 98 0 263 0 02 0 精馏段平均黏度为 smPa FD 407 0 2 498 0 316 0 2 精 提留段平均黏度为 smPa WF 495 0 2 492 0 498 0 2 提 3 2 5 全塔效率和实际塔板数的计算 T E 全塔效率可由奥康奈尔公式求得 245 0 49 0 LT E 精馏段 0 496 0 4072 374 49 0 245 0 精T E 提馏段 0 453 0 4952 875 49 0 245 0 提T E 利用图解法求得的理论塔板数 块 精馏段为 8 块 提馏段为 6 块 14NT 则 精馏段实际塔板数 块 精精精 1616 13496 0 8 E T TP NN 提馏段实际塔板数 块 提提提 1313 25453 0 6 E T TP NN 河西学院化学化工学院课程设计 10 全塔所需实际塔板数 块 提精 291316 PPP NNN 全塔效率 483 0 29 14 P T T N N E 4 精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算 4 1 操作压力的计算 塔顶操作压力 kPaPD33 101 取每层塔板压降 kPaP7 0 进料板压力 kPaPF53 1127 01633 101 塔釜压力 kPaP W 63 1217 01333 101 则 精馏段的平均压力 kPaPm106 93 2 112 53101 33 2 PP FD 精 提馏段的平均压力 kPa PP P FW m 117 08 2 112 53121 63 2 提 4 2 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量计算 由 根据 得 990 0 1 yxD x x x x y 66 1 1 66 2 1 1 974 0 1 x kmolkgMVDm 917 7682 153 990 0 1 14 76990 0 kmolkgMLDm 160 7882 153 974 01 14 76974 0 进料摩尔质量计算 由 利用平衡线方程 根据表 3 中的数据 内插法求得 532 0 F x747 0 F y kmolkgMVFm 793 9582 153747 0 114 76747 0 kmolkgMLFm 494 11282 153532 0 114 76532 0 塔釜摩尔质量计算 由 利用平衡线方程 根据表 3 中的数据 内插法得 040 0 W x110 0 W y kmolkgMVWm 275 14582 153110 0 114 76110 0 kmolkgMLWm 713 15082 153040 0 114 76040 0 河西学院化学化工学院课程设计 11 则 精馏段的平均摩尔质量 kmolkg MM M VFmVDm Vm 86 35595 793 276 917 2 精 kmolkg MM M LFmLDm Lm 95 327112 494 278 160 2 精 提馏段的平均摩尔质量 kmolkg MM M VFmVWm Vm 120 48495 793 2145 275 2 提 kmolkg MM M LFmLWm Lm 131 604112 494 2150 713 2 提 4 3 平均密度计算 m 4 3 1 气相平均密度计算 Vm 由理想气体状态方程计算求得 RT MP Vmm Vm 精馏段的平均气相密度 3 3 43kg m 273 15 50 97 8 314 86 355106 93 RT MP Vmm Vm 精精 精 提馏段的平均气相密度 3 5 02 273 15 64 77 8 314 120 484117 08 mkg RT MP Vmm Vm 提提 提 4 3 2 液相平均密度计算 Lm 液相平均密度可由公式计算求得 为质量分率 LB B LA A Lm 1 表 7 不同温度下的密度 42 cclcs 温度 30405060708090 3 2 mkg cs 1248123412191203118811721156 3 4 mkg ccl 1574155615361517149814781457 1 塔顶液相密度 塔顶液相组成 020 0 089 0 BA 由 根据表 7 中的数据 利用内插法 求得 64 46tD 河西学院化学化工学院课程设计 12 3 04 1224mkg A 3 72 1542mkg B 3 m LDm 26 5712 72 1542 20 0 04 1224 98 0 1 mkg LD 2 进料板处液相密度 加料板液相组成 360 0 A 406 0 B 由 根据表 7 中的数据 利用内插法 求得 30 55tF 3 52 1210mkg A 3 30 1606mkg B 3 m LFm 14 1437 30 1606 64 0 52 1210 36 0 1 mkg LF 3 塔釜处液相密度 塔釜处液相组成 020 0 A 980 0 B 由 根据表 7 中的数据 利用内插法 求得 23 74tW 3 23 1181mkg A 3 54 1489mkg B 3 m LWm 80 1481 54 1489 980 0 23 1181 020 0 1 mkg LW 则 精馏段平均液相密度 3 1331 86 2 1437 141226 57 mkg Lm 精 提馏段平均液相密度 3 1459 47 2 1437 141481 80 mkg Lm 提 4 4 液体平均表面张力的计算 m 表 8 不同温度下的表面张力 42 cclcs 温度 30405060708090 mmN cs2 30 8129 3327 8726 4124 9723 5422 13 mmN ccl4 24 5323 3522 1821 0219 8818 7417 62 液相平均表面张力可由公式计算求得 m n i iiLm x 1 塔顶液相平均表面张力计算 河西学院化学化工学院课程设计 13 由 根据表 8 中的数据 利用内插法 求得 64 46tD mmN A 29 28 mmN B 57 22 mmN LDm 23 2857 22 990 01 29 28990 0 进料板液相平均表面张力计算 由 根据表 8 中的数据 利用内插法 求得 30 55tF mmN A 10 27 mmN B 14 21 mmN LFm 31 2414 21 532 01 10 27532 0 塔釜液相平均表面张力计算 由 根据表 8 中的数据 利用内插法 求得 23 74tW mmN A 37 24 mmN B 40 19 mmN LWm 60 1940 19 040 0 1 37 24040 0 则 精馏段液相平均表面张力为 mmN m 26 27 2 24 3128 23 精 提馏段液相平均表面张力为 mmN m 21 96 2 31 4 260 9 1 提 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5 1 塔径的计算 精馏段的气 液相体积流率为 sm VM V Vm Vm s 1 041 3 433600 86 355148 893 3600 3 1 精 精 sm LM L Lm Lm s 002 0 31 86313600 327 5 9393 021 3600 3 1 精 精 hmLL sh 2 7002 0 36003600 3 11 提馏段的气 液相体积流率为 sm MV V Vm Vm s 0 993 5 023600 120 484148 893 3600 3 2 提 提 sm ML L Lm Lm s 300 0 1459 473600 131 604183 921 3600 3 提 提 2 河西学院化学化工学院课程设计 14 hmLL sh 18003 0 36003600 3 22 图 3 史密斯关联图 初选板间距 取版上液层高度mHT003 0 mhL05 0 由 其中计算求得 V VL Cu max 2 0 20 20 L CC 精馏段 mhH LT 250 0 040 0 3 43 1481 80 36001 041 3600002 0 2 1 2 1 1 1 精 精 Vm Lm s s V L 查图 3 史密斯关联图 得 540 0 20 C 0 057 20 26 27 540 0 20 2 02 0 20 Lm CC 最大空塔气速 smCu V VL 1 122 3 43 3 431331 86 057 0 max 取安全系数为 0 7 空塔气速为 smuu 0 7851 1227 07 0 max1 河西学院化学化工学院课程设计 15 故 m u V D s 689 1 0 78514 3 1 04144 1 1 1 按标准塔径圆整为 mD8 1 1 塔的横截面积 22 2 1 269 27 1785 0 4 mDAT 空塔气速 sm A V u T S 0 459 2 269 1 041 1 1 提馏段 mhH LT 250 0 086 0 5 02 1459 47 36000 993 3600500 0 2 1 2 1 2 2 提 提 Vm Lm s s V L 查图 3 史密斯关联图 得 500 0 20 C 0 051 20 21 96 500 0 20 2 02 0 20 Lm CC 最大空塔气速 smCu V VL 0 868 5 02 5 021459 47 051 0 max 取安全系数为 0 7 空塔气速 smuu 0 6080 8687 07 0 max2 故 m u V D s 443 1 0 60814 3 0 99344 1 2 2 按标准塔径圆整为 mD6 1 2 塔的横截面积 22 2 2 766 15 1785 0 4 mDAT 空塔气速 sm A V u T S 0 562 1 766 0 993 2 1 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算 可知全塔塔径 板间距取mD8 1 合适mHT30 0 5 2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度的计算 mHNZ TP 50 430 0 116 1 精精 河西学院化学化工学院课程设计 16 提馏段有效高度的计算 mHNZ TP 60 3 30 0 131 1 提提 在进料板上方开一人孔 其高度为m80 0 故 精馏塔的有效高度为 mZZZ90 8 80 0 50 4 60 3 8 0 提精 6 塔板的主要工艺尺寸计算塔板的主要工艺尺寸计算 因为塔径为 1 8m 所以可选用单溢流弓形降液管 凹形受液盘 6 1 溢流装置的计算 6 1 1 溢流堰长 W l 取mDlW02 1 8 16 06 0 6 1 2 溢流堰高度 W h 由 本设计采用平直堰 堰上液层高度 用费兰西斯公式计算 OWLW hhh OW h 即 32 1000 84 2 W h OW l L Eh 图 4 液流收缩系数计算图 精馏段 由 查图 4 液流收缩系数计0 61 81 02DlW 852 6 02 1 2 7 5 2 5 2 Wh lL 算图 近似取 E 1 则 m l L Eh W h OW 01045 0 02 1 2 7 1000 84 2 1000 84 2 2 3 32 河西学院化学化工学院课程设计 17 取板上清液层高度 则 mhL06 0 mhhh OWLW 04955 001045 006 0 提馏段 由 查图 4 液流收缩系数计0 61 81 02DlW 131 1702 1 18 5 2 5 2 Wh lL 算图 近似取 E 1 则 m l L Eh W h OW 01925 0 02 1 18 1000 84 2 1000 84 2 2 3 32 取板上清液层高度 则 mhL06 0 mhhh OWLW 04075 001925 006 0 6 1 3 弓形降液管的宽度和横截面 d W f A 精馏段 由 查图 5 弓形降液管的参数 得 6 0 D lW 055 0 T f A A 10 0 D Wd 2 T 2481 0269 2 055 0A0 055mAf mDWd17 0 8 151 015 0 图 5 弓形降液管的参数 验算降液管内停留时间 s L HA s Tf 72 18 002 0 30 01248 0 1 符合要求 5s 河西学院化学化工学院课程设计 18 提馏段 由 查图 5 弓形降液管的参数 得 6 0 D lW 055 0 T f A A 10 0 D Wd 2 T 09713 0 766 1 055 0A0 055mAf mDWd17 08 151 015 0 验算降液管内停留时间 s L HA s Tf 837 5 500 0 03 009713 0 2 符合要求 5s 精馏段和提馏段的停留时间 故降液管可使用 s5 6 1 4 降液管底隙高度 0 h 降液管底隙高度可由公式计算求得 O h 0 0 ul L h W s 精馏段 取液体通过降液管底隙的流速 则smu 10 0 0 m ul L h W s 0196 0 10 0 02 1 002 0 0 1 0 提馏段 取液体通过降液管底隙的流速 则smu 08 0 0 m ul L h W s 0613 0 08 0 02 1 005 0 0 2 0 6 2 塔板布置 6 2 1 塔板的分块 表 9 塔板的分块数 塔径mm 800 12001400 16001800 20002200 2400 塔板分块数 3 4 5 6 本设计塔径 D 1 8m 采用分块式塔板 以便通过人孔装拆塔板 查 Error Reference source not found 得 塔板分为 5 块 河西学院化学化工学院课程设计 19 6 2 2 边缘区宽和安定区宽 因 故 边缘区宽度 安定区宽度mD5 1 mWc035 0 mWs650 0 6 2 3 开孔区面积计算 开孔区面积可由公式计算求得 R x RxRxAaarcsin 180 2 222 精馏段 其中 mW D R c 815 0 035 0 2 8 1 2 mWW D x sd 615 0 65 0 071 0 2 8 1 2 故 2222 7931 1 815 0 615 0 arcsin815 0 180 14 3 615 0 815 0615 02mAa 提馏段 其中 mW D R c 815 0 035 0 2 8 1 2 mWW D x sd 615 0650 071 0 2 8 1 2 故 2222 7931 1 815 0 615 0 arcsin815 0 180 14 3 615 0 815 0 615 02 mA a 6 3 筛孔数 N 与开孔率 取筛孔的孔径 按正三角形排列 一般碳钢板厚 如图 6 所示mmd5 0 mm4 图 6 正三角形排列图 故 孔距中心距mdt 5 1755 35 3 0 计算塔板上筛孔的数目 则N 676355 6762 0175 0 7931 1 155 1 155 1 22 个 t A N a 河西学院化学化工学院课程设计 20 计算塔板上开孔率 则 范围内在 15 5 40 7 100 5 3 907 0 100 dt A 22 0 00 a A A 精馏段 每层板上的开孔面积 0 A 2 0 13269 0 7931 1 074 0 mAA a 气孔通过筛孔的气速 0 u sm A V u S 8454 7 13269 0 041 1 0 1 0 提馏段 每层板上的开孔面积 0 A 2 0 13269 0 7931 1 074 0 mAA a 气孔通过筛孔的气速 0 u sm A V u S 4836 7 13269 0 993 0 0 2 0 7 塔板的流体力学的验算塔板的流体力学的验算 7 1 塔板压降 7 1 1 气体通过筛板塔板的压降 可根据计算 hhhh cp 1 图 7 干筛孔的流量系数图 1 干板阻力计算 c h 河西学院化学化工学院课程设计 21 干板阻力可由公式计算 2 0 2 0 0 1051 0 aL V c A A c u h 根据 查图 7 筛孔的流量系数图 得25 1 4 5 0 d80 0 0 C 精馏段 液柱m A A c u h aL V c 0126 0 7931 1 13269 0 1 86 1331 43 3 8 0 8454 7 051 0 1051 0 22 2 0 2 0 0 1 提馏段 液柱m A A c u h aL V c 0153 0 7931 1 13269 0 1 47 1459 02 5 8 0 4836 7 051 0 1051 0 22 2 0 2 0 0 2 2 气体通过液层的阻力计算 气体通过液层的阻力可由公式计算求得 owwl hhhLh 图 8 充气系数关联图 精馏段 气流通过阀孔的速度 sm AA V u fT S a 4855 0 1248 0 269 2 041 1 1 气相动能因子 8992 0 43 3 4855 0 0 Va uF 查图 8 充气系数关联图 得 66 0 液柱 mhhhh owwLl 0396 0 1045 0 04955 0 66 0 1 提馏段 气流通过阀孔的速度 sm AA V u fT S a 5915 0 09713 0 766 1 993 0 2 气相动能因子 3253 1 02 5 5915 0 0 Va uF 河西学院化学化工学院课程设计 22 查图 8 充气系数关联图 得 60 0 液柱 mhhhh owwLl 0360 001925 0 04075 060 0 2 3 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力可由公式计算求得 h 0 4 gd h L L 精馏段 液柱m gd h L L 0016 0 005 0 81 9 86 1331 1027 2644 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度 p h 液柱mhhhh lcp 0538 0 0016 0 0396 0 0126 0 气体通过每层塔板的压降 p P 设计允许值 aaLpp kPPghP7 0926 69881 9 86 13310538 0 提馏段 液柱m gd h L L 0012 0 005 0 81 947 1459 1096 2144 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度 p h 液柱mhhhh lcp 0704 0 0012 0 0360 0 0332 0 气体通过每层塔板的压降 p P 设计允许值 aaLpp kPPghP7 0987 69981 947 14590704 0 7 1 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计中的塔径与液流量均不大 故可忽略液 面落差的影响 7 1 3 液泛 为了防止降液管液泛现象的发生 降液管内液层高度应服从下列关系式 即 d H 二硫化碳和四氯化碳属于一般物系 取 WTd hHH 5 0 精馏段 mhH WT 1748 0 04955 0 3 05 0 而 塔板不设进口堰 dLpd hhhH 河西学院化学化工学院课程设计 23 其中 液柱m hl L h W s d 0 00154 0196 0 02 1 0020 0 153 0153 0 2 2 0 1 液柱mhhhH dLpd 1153 000154 006 0 0538 0 故 在设计负荷之下不会发生液泛 WTd hHH 提馏段 mhH WT 1704 0 04075 0 3 05 0 而 塔板不设进口堰 dLpd hhhH 其中 液柱m hl L h W s d 0 00016 0613 0 02 1 005 0 153 0153 0 2 2 0 2 液柱mhhhH dLpd 1127 000016 006 0 0525 0 故 在设计负荷之下不会发生液泛 WTd hHH 7 1 4 雾沫夹带 雾沫夹带量可由公式计算求得 2 3 0 6 5 2 107 5 LTL V hH u e 精馏段 气液 气液kgkgkgkgeV 1 0 0093 0 06 0 5 23 0 4855 0 1027 26 107 5 2 3 3 6 故 在设计负荷之下不会发生过量雾沫夹带 提馏段 气液 气液kgkgkgkgeV 1 0 0209 0 06 0 5 23 0 5915 0 1096 21 107 5 2 3 3 6 故 在设计负荷之下不会发生过量雾沫夹带 7 1 5 漏液 对于筛板塔 漏液点气速可由公式 ow u 计算求得 VLLow hhCu 13 0 0056 0 4 4 0 精馏段 smuow 2091 543 3 86 13310016 0 06 0 13 0 0056 0 80 0 4 4 实际孔速 ow usmu 8454 7 0 稳定系数 5 15061 1 2091 5 8454 7 0 ow uuK 故 在设计负荷之下不会发生过量漏液 河西学院化学