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.docx

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1.1原料液、塔顶和塔底的摩尔分率二硫化碳的摩尔质量：76kg/kmol四氯化碳的摩尔质量：154kg/kmolXF=0.34XD=0.97XW=0.051.2原料液平均摩尔质量MF=760.34154（1-0.34）=127.48kg/mol1.3物料衡算原料处理量：F=总物料衡算：DW=21.79二硫化碳物料衡算：D0.97+W0.05=21.790.34联立得：1.4进料热状况的确定根据图1查出进料组成XF=0.34时溶液的泡点为59C则平均温度=（59+58）/2=58.5在此条件下，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/kg、180KJ/kg则原料汽化热rm=0.34340760.6618015427081KJ/koml由化工原理上册附表17得比热容分别为0.69KJ/(kgC)、1KJ/(kgC)。原料液平均比热容Cp=0.69760.3410.66154119.5 KJ/(kgC)则q=1.0041由此判断该温度下进料方式为泡点进料，q=12塔板数的确定2.1理论板层数Nt2.1.1相对挥发度的求取由，再根据表1数据可得到不同温度下的挥发度，见表2 表1T,Kx1y1348.05.0296.0823346.25.0615.1555343.45.1106.2660341.75.1435.3325336.95.2585.4950332.45.3908.6340328.45.5318.7470325.45.6630.8290323.55.7574.8780321.65.8604.9320319.4511表2温度,K挥发度温度,K挥发度348.052.94332.452.7346.252.81328.452.6343.452.91325.452.46341.752.97323.552.31336.952.81321.652.22则=2.642.1.2最小回流比及操作回流比的确定泡点进料 Xq=XF=0.34；由=0.58；即R=2=3.242.1.3精馏塔的气液相负荷L=RD=3.246.87=22.26 kmol/hV=(1+R)D=(1+3.24) 6.87=29.13 kmol/hL=L+F=22.26+21.79=44.05 kmol/hV=V=29.13kmol/h2.1.4操作线方程精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：2.1.5图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12.2实际板层数的确定2.2.1液相的平均黏度2.2.1.1塔顶、塔底温度的求取根据表1内插法求取塔顶温度tD=46.77C塔底温度tW=73.75C精馏段平均温度tM=(46.77+58)/2=52,4C2.2.1.2液相的平均黏度进料黏度（58C）：查资料得=0.28mPs；=0.64 mPs塔顶物料衡算（46.77C）：查资料得=0.33 mPs；=0.71 mPs塔底物料衡算（73.75C）：查资料得=0.25mPs；=0.51mPs精馏段平均黏度提馏段平均黏度2.2.2精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：yD=0.9855;进料处气相组成：yF=0.6707塔釜处气相组成：yW=0.1819相对挥发度塔顶处相对挥发度进料处相对挥发度塔釜处相对挥发度精馏段平均相对挥发度提馏段平均相对挥发度2.2.3全塔效率ET和实际塔板数全塔效率由公式算得精馏段：提馏段：则精馏段实际塔板数：精馏段实际塔板数：3精馏塔的工艺条件和有关物性数据的计算3.操作压力的计算塔顶操作压力：PD=101.325Kpa每层塔板压降：P=0.7 Kpa进料板压力：PF=101.325+0.77=112.525 Kpa精馏段平均压强Pm=(112.525+101.325)/2=106.925 Kpa3.2平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算由xd=y1=0.97由得x1=0.9245 ；进料摩尔质量的计算：xF=0.34由平衡曲线查的： yF=0.5763； ； ； 精馏段平均摩尔质量：；3.3平均密度的计算3.3.1气相平均密度由理想气态方程得3.2.2液相平均密度（部分数据见表2）塔顶部分 依下式：（为质量分率）；其中=0.941,=0.059；即：；进料板处：加料板液相组成由xF=0.34 得=0.203；提馏段的平均液相密度：表2位置温度（）塔顶 46.54122415430.9410.059进料口 58120615080.2030.797塔釜 76.65117714850.02010.97993.液体表面张力的计算（部分数据见表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 ：； 进料液相平均表面张力的计算 ；表3位置温度（）塔顶 46.5428.41623.669进料口 5826.75922.286塔釜 76.6524.08920.067精馏段液相平均表面张力为：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=0.30m,取板上液层高度HL=0.07m 故：HT-hL=0.40-0.07=0.3 查图表=0.067；依公式；取安全系数为0.7，则：u=0.7=0.71.331=0.9317m/s 故塔径采用标准塔径D=0.6m;则塔的横截面积:空塔气速为板间距取0.3m合适4.2精馏塔有效高度的计算精馏段: 提馏段: 在进料板上方开一手孔，其高度为0.3m则精馏塔有效高度为：Z=Z精+Z提+0.3=7.5m5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=0.6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溢流堰长溢流堰长取标准化=0.406m5.1.2溢流堰高hw 由 hw=hL-how 算得，how由算得，近似取E=1则 取上清液层高度hL=0.06则hw=0.06-0.0075=0.05255.1.3降液管宽度与降液管面积有=0.68查图得故：=0.14D=0.084；=0.085=0.0245.1.4降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.07m/s 依式计算降液管底隙高度， 即：hW-ho=0.0525-0.0169=0.03560.006m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D0.8故采用整块式塔板；边缘区宽度=0.03m ,安定区宽度=0.04m5.2.2开孔区面积开孔取面积按式其中故: 5.3浮阀数n与开孔率取阀孔动能因子 Fo = 10，用下式求孔速 uo ，uo = Fo / （V ）1/2 = 10 / （3.7016 ）1/2 = 5.13 m/s浮阀排列方式为等边三角形，孔新距t=0.075m按等边三角形叉排式绘图得浮阀数N=34；重新核算动能因数，F0变化不大，仍在912范围内开孔率=u/u0=100%=14.4%6塔板的流体力学的验算6.1塔板压降6.1.1干板阻力由式hp=hc+hI+h得出因u0uoc故按式取充气系数0=0.5则hI=0hL=0.50.06=0.024m因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+h=0.0198+0.024+0=0.0438m则单板压强降=0.04381337.1559.8=573.96pa6.1.2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，Hd（HT + hW ） 。Hd 可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 hd = 0.153m液注Hd =hP + hL + hd=0.0438+0.06+0.00075=0.104m液注取=0.5；（HT + hW ）=0.5(0.3+0.0525)=0.176Hd0.176符合防止淹塔的要求6.2泛点率泛点率 =VSV/（LV）1/2/（0.78K CF AT）100%泛点率=0.2048 3.7016/（1337.155-3.7016）1/2/（0.781 0.1260.2826）100%=38.85%70%；符合要求7塔板负荷性能图7.1雾沫夹带线雾沫夹带线以下式做出：泛点率按80%计算如下整理得：Vs=0.4488-11.148Ls（）由上式知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个Ls依上式算出相应的VS值列于下表表Ls. 0.00010.002Vs. 0.44770.42657.2液泛线由（HT + hW ）= hP + hL + hd= hc+hI+ho+ hL + hd确定液泛线带入各式得：（HT + hW ）=其中uo=，带入数据得：整理得（）在操作范围内取若干个LS值，依上式算出相应的值列于下表：表Ls. 0.00010.00060.0010.002Vs. 0.6920.6800.6690.6357.液相负荷上限线依（）7.4漏液线（）7.5液相负荷下限线0.006；取，则（）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7.6负荷性能图由上图查的（）max0.4267；（）min0.1493所以操作弹性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/m0.6板间距HT /m0.3塔板形式单溢流弓形降液管整板空塔气速u /（m/s）0.725堰长lW /m0.406堰高hW/m0.0525板上液层高度hL /m0.006降液管底隙高度 ho /m0.0169浮阀数 N /个34等腰三角形叉排阀孔气速u o /（m/s）5.13阀孔动能因数Fo10临界阀孔气速u /（m/s）5.04孔心距 t /m0.075指同一横排的孔心距单板压降PP /Pa573.96液体在液降管内停留时间/s15液降管内清液层高度Hd /m0.104泛点率%14.4气相负荷上限(VS)max/（m3/s）0.4267雾沫夹带控制气相负荷下限(VS)min/（m3/s）0.1493漏液控制操作弹性2.9符号一览表a-塔板开孔面积， w-液流堰高度，mf-降液管面积, -筛板稳定性系数,无因次o-筛孔面积， -塔内下降液体, Kmol/h-塔截面积, s-塔内下降液体的流量Kmol/so-流量系数，无因次 w-液流堰长度, m -计算max时的负荷系数,无因次 -理论塔板数，块 -塔顶馏出液流量，m/s -塔板数D -塔径,m -实际塔板数，块o-筛孔直径，mm-筛孔数，个 -液留收缩系数，无因次 -操作压强，T-全塔效率（总板效率），无因次 -压强降，v-雾沫夹带量 -进料热状态参数 -进料流量，Kmol/hQ-热负荷kJ/ha-气相能动因数 -回流比T -板间距,m -筛孔中心距，mm-板上液层高度，m -空塔气速，m/sI-进D堰与降液管间的水平距离,m a-按开孔区流通面积计的气速，m/so-降液管底隙高度， mm -塔内上升蒸汽流量,Kmol/h ow-堰上液层高度，mm s-塔内上升蒸汽流量， m /sp-与单板压降相当的液层高度，mm -釜残液流量，Kmol/hH-有效塔高，m c-无效区宽度，mH-降液管泡沫层高度,m d-弓形降液管宽度，mh-板压降,m s-安全区宽度，my-总相中易挥发组分的摩尔分率 x-液相中易挥发组分的摩尔 分率结 束 语通过化工原理的课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大的拓宽了我们的知识面，学习到了书本上学不到的东西，这对于一个学化工的学生来说是十分重要的,因为除了理性认识还应具有一定的感性认识。