二硫化碳—四氯化碳精馏分离板式塔设计

1、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: 20142100032014210003 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） 80

2、000 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 203.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

3、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、

4、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

5、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

6、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.11.1 精馏流程设计方案的确定 .11.2 设计思路 .21.2.1 精馏方式的选定.21.2.2 加热方式.21.2.3 操作压力的选取.31.2.4 回流比的选择.31.2.5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择.31.2.6 板式塔的选择.31.2.7 关于附属设备的设计.52.2.精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算.52.1 物料衡算： .52.2 进料热状况的确定 .63.3.塔板数的确定塔板数的确定.63.1 理论塔板层数的确定 .6TN3.

7、1.1 理论塔板层数的确定.6TN3.1.2 最小回流比及操作回流比的确定：.73.1.3 精馏塔的气液相负荷.73.1.4 操作线方程的确定.73.1.5 图解法求理论板层数.83.2 全塔效率的计算 .83.2.1 全塔温度的计算.83.2.2 气相组成的计算.83.2.3 相对挥发度的求取.83.2.4 液相平均黏度的计算 .9Lm3.2.5 全塔效率和实际塔板数的计算 .10TE河西学院化学化工学院课程设计II4.4.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.104.1 操作压力的计算 .104.2 平均摩尔质量计算 .104.3 平均密度计算.11m4

8、.3.1 气相平均密度计算 .11Vm4.3.2 液相平均密度计算 .12Lm4.4 液体平均表面张力的计算.13m5.5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.145.1 塔径的计算 .145.2 精馏塔有效高度的计算 .166.6.塔板的主要工艺尺寸计算塔板的主要工艺尺寸计算.166.1 溢流装置的计算 .166.1.1 溢流堰长.16Wl6.1.2 溢流堰高度： .16Wh6.1.3 弓形降液管的宽度和横截面.17dWfA6.1.4 降液管底隙高度.180h6.2 塔板布置 .196.2.1 塔板的分块.196.2.2 边缘区宽和安定区宽.196.2.3 开孔区面积计算.19

9、6.3 筛孔数 N 与开孔率.207.7.塔板的流体力学的验算塔板的流体力学的验算.207.1 塔板压降 .217.1.1 气体通过筛板塔板的压降.217.1.2 液面落差.23河西学院化学化工学院课程设计III7.1.3 液泛.237.1.4 雾沫夹带.237.1.5 漏液.248.8.塔板负荷性能图塔板负荷性能图.248.1 漏液线（气相负荷下限线） .248.2 雾沫夹带线 .258.3 液相负荷上限线 .278.4 液相负荷下限线 .288.5 液泛线 .288.6 负荷性能图 .309.9.塔附件设计塔附件设计.319.1 接管 .319.1.1 进料管.319.1.2 回流管.32

10、9.1.3 塔底料液排出管.329.1.4 塔顶蒸汽出口管道.329.1.5 塔底进气管.339.1.6 法兰.339.2 筒体与封头 .339.2.1 筒体.339.2.2 封头.339.2.3 除沫器.349.2.4 裙座.349.2.5 吊柱.349.2.6 人孔.359.3 塔总体高度设计 .359.3.1 塔的顶部空间高度.359.3.2 塔的底部空间高度.359.3.3 塔体高度.35河西学院化学化工学院课程设计IV9.4 附属设备的设计 .359.4.1 冷凝器的选择.359.4.2 再沸器的选择.3610.10.设计结果一览表设计结果一览表.3611.11.设计评述设计评述.3

11、9参考文献参考文献.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

12、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

13、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

14、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

15、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21.2.2 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

16、，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minR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

17、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)。RminR1.2.5 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

18、。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2CS 7

19、6 46.5四氯化碳4CCl 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/00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.495076.874.973.170.368.663.80.39080.53180.66300.75740.86041.000.

20、63400.74700.82900.87900.93201.0059.355.352.350.448.546.5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)RminR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

21、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/kmol532. 082.153/ )36. 01 (14.76/36. 014.76/36. 0Fx990. 082.153/ )98. 01 (14.76/98. 014.76/98. 0Dx040. 082.153/ )02. 01 (14.76/02. 014.76/02. 0Wx（2）原料液及塔顶、塔釜产品的平均摩尔质量：MF=XF76

22、.14+（1XF）153.82=112.49kg/kmolMD=XD76.14+（1XD）153.82=76.92kg/kmol MW=XW76.14+（1XW）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/79.8949.1127920100080000总物料衡算： molkgFWD/79.89二硫化碳物料衡算： 79.89532. 004. 099. 0WD 代入数据，联立得： hkmolD/50.46 hkmolW/29.432.2 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

23、：3 .52t663. 0532. 03 .523 .556630. 05381. 0FtF=55.30则 进料时的泡点温度为 55.30进料方式为泡点进料：q=13.塔板数的确定塔板数的确定3.1 理论塔板层数的确定TN3.1.1 理论塔板层数的确定TN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60.00.81.00.00.81.0dfecaxWxFxDyxyqR+1xDb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AAAAyxxy

24、11表 5 不同温度下的相对挥发度温度/挥发度温度/挥发度68.752.9752.452.4663.952.8150.552.3359.452.7048.652.2255.452.6046.652.10则 相对挥发度：64. 2887654321 平衡线的方程为：xxxxy64. 1164. 2113.1.2 最小回流比及操作回流比的确定：泡点进料 q=1,时532. 0Fqxx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. 0750. 0qqxy，故 最小回流

25、比为：101. 1532. 0750. 0750. 0990. 0minqqqDxyyxR即 操作回流比为：202. 20 . 2minRR3.1.3 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/893.1483.1.4 操作线方程的确定精馏段操作线方程： 309. 0688. 01202. 2990. 01202. 2202. 2111nnDnnxxRxxRRy提馏段操作线方程： 012. 0291.

26、 1279.169040. 029.43893.148183.1921mmWmmxxxVWxVLy3.1.5 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 64.46tt48.59900. 08604. 05 .465 .4800. 18604. 0DD进料温度 30.55t3 .52t663. 0532.

27、03 .523 .556630. 05381. 0FF河西学院化学化工学院课程设计8塔釜温度 23.74tt74.9040. 00269. 08 .769 .7400. 00269. 0WW精馏段平均温度 97.502tttFDm提馏段平均温度 77.642tttFWm3.2.2 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. 0y5 .4664.46000. 1y5 .465 .48000. 19320. 0DD进料口的气相组成 7470. 0y3 .523 .558290. 0y3 .523 .558290

28、. 07470. 0FF塔釜处的气相组成 1095. 0y9 .7423.740823. 0y1 .739 .741555. 00823. 0WW3.2.3 相对挥发度的求取塔顶处的相对挥发度 由,得：9952. 0990. 0DDyx，094. 211DDDDDyxxy进料处的相对挥发度 由,得：747. 0532. 0FFyx，600. 211FFFFFyxxy塔釜处的相对挥发度 由得：,1095. 0040. 0wwyx，951. 211wwwwwyxxy精馏段平均相对挥发度 347. 22FDm提馏段平均相对挥发度 776. 22FWm平均挥发度：由于两段的相对挥发度差距很大，所以只能

29、使用平均挥发度523. 2951. 2600. 2094. 233FWD3.2.4 液相平均黏度的计算Lm液相的平均黏度依下式计算，即iiLmx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42cclcs 温度/30405060708090smPaccl/40.3430.3210.3010.2840.2690.2550.243smPacs/20.8470.7410.6530.5800.45190.4670.422塔顶液相平均粘度的计算，由，根据表 6 利用内插法，得：64.46tD，smPacs 0.3082smPaccl 0.6834 smPaDm316. 0683. 002.

30、0308. 098. 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 ，smPacs 0.2922smPaccl 0.6144 smPaFm466. 0614. 064. 0292. 036. 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 ，smPacs 0.2632smPaccl 0.4974 smPaWm492. 0497. 098. 0263. 002. 0精馏段平均黏度为：smPaFD407. 02/ )498. 0316. 0(2/ )(精提留段平均黏度为：smPaWF495. 02/ )492. 0498. 0(2/ )(提3

31、.2.5 全塔效率和实际塔板数的计算TE全塔效率可由奥康奈尔公式求得245. 0)(49. 0LTE精馏段：0.496)0.4072.374(49. 0245. 0)(精TE提馏段：0.453)0.4952.875(49. 0245. 0)(提TE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()()(TPNN 提馏段实际塔板数：块提提提1313.25453. 0/6/E)T()()(TPNN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)()(PPPNNN 全塔效率：48

32、3. 02914PTTNNE4.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：kPaPW63.1217 . 01333.101则 精馏段的平均压力：kPaPm106.932112.53101.332PPFD)(精 提馏段的平均压力：kPaPPPFWm117.082112.53121.632)(提4.2 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量计算由,根据：,得：990. 01 yxDxxxxy66. 1166. 2) 1

33、(1974. 01xkmolkgMVDm/917.7682.153)990. 01 (14.76990. 0kmolkgMLDm/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. 0Fx747. 0FykmolkgMVFm/793.9582.153747. 0114.76747. 0）（kmolkgMLFm/494.11282.153532. 0114.76532. 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. 0Wx110. 0WykmolkgMVWm/275

34、.14582.153110. 0114.76110. 0）（kmolkgMLWm/713.15082.153040. 0114.76040. 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：kmolkgMMMVFmVDmVm/86.35595.793)/276.917(2)(精kmolkgMMMLFmLDmLm/95.327112.494)/278.160(2)(精 提馏段的平均摩尔质量：kmolkgMMMVFmVWmVm/120.48495.793)/2145.275(2)(提kmolkgMMMLFmLWmLm/131.604112.494)/2150.713(2)(提4.

35、3 平均密度计算m4.3.1 气相平均密度计算Vm由理想气体状态方程计算求得RTMPVmmVm 精馏段的平均气相密度：3)()()(3.43kg/m273.15)50.97(8.31486.355106.93RTMPVmmVm精精精 提馏段的平均气相密度：3)()()(/5.02273.15)64.77(8.314120.484117.08mkgRTMPVmmVm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（LBBLAALm1表 7 不同温度下的密度42cclcs 温度/304050607080903)(/2mkgcs124812341219120311881

36、17211563)(/4mkgccl1574155615361517149814781457（1）塔顶液相密度 塔顶液相组成：020 . 0, 089 . 0BA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12，3/04.1224mkgA3/72.1542mkgB3mLDm/26.571272.154220 . 004.122498. 01mkgLD （2）进料板处液相密度 加料板液相组成：；360. 0A406 . 0B 由，根据表 7 中的数据，利用内插法，求得：30.55tF ,3/52.1210mkgA3/30.1606mkgB3mLFm/14

37、.143730.160664. 052.121036. 01mkgLF （3）塔釜处液相密度 塔釜处液相组成：；020. 0A980. 0B 由，根据表 7 中的数据，利用内插法，求得：23.74tW,3/23.1181mkgA3/54.1489mkgB3mLWm/80.148154.1489980. 023.1181020. 01mkgLW则 精馏段平均液相密度：3)(/1331.8621437.141226.57mkgLm精 提馏段平均液相密度：3)(/1459.4721437.141481.80mkgLm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-cclc

38、s温度/30405060708090mmN /)(cs230.8129.3327.8726.4124.9723.5422.13mmN /)(ccl424.5323.3522.1821.0219.8818.7417.62液相平均表面张力可由公式计算求得mniiiLmx1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，mmNA/29.28mmNB/57.22mmNLDm/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，mmNA/

39、10.27mmNB/14.21mmNLFm/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，mmNA/37.24mmNB/40.19mmNLWm/60.1940.19)040. 01 (37.24040. 0则 精馏段液相平均表面张力为：mmNm/26.27224.3128.23)(精 提馏段液相平均表面张力为：mmNm/21.96231. 4260. 91)(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： smVMVVmVms/1.0413

40、.43360086.355148.89336003)()(1精精smLMLLmLms/002. 031.86313600327. 59393.02136003)()(1精精 hmLLsh/2 . 7002. 036003600311提馏段的气、液相体积流率为： smMVVVmVms/0.9935.023600120.484148.89336003)()(2提提smMLLLmLms/300.01459.473600131.604183.92136003)提()提(2河西学院化学化工学院课程设计14 hmLLsh/18003. 036003600322图 3 史密斯关联图初选板间距,取版上液层高度

41、mHT003 . 0mhL05. 0由，其中计算求得VVLCumax2 . 020)20(LCC精馏段：mhHLT250. 0 040. 03.431481.8036001.0413600002. 02121)()(11精精VmLmssVL查图 3 史密斯关联图，得：540 . 020C0.0572026.27540 . 0202 . 02 . 020LmCC最大空塔气速：smCuVVL/1.1223.433.431331.86057. 0max取安全系数为 0.7，空塔气速为：smuu/0.7851.1227 . 07 . 0max1河西学院化学化工学院课程设计15故 muVDs689. 1

42、0.78514. 31.04144111按标准塔径圆整为：；mD8 . 11塔的横截面积：2221269.27.1785.04mDAT空塔气速：smAVuTS/0.4592.2691.04111提馏段：mhHLT250. 0 086. 05.021459.4736000.9933600500. 02121)()(22提提VmLmssVL查图 3 史密斯关联图，得：500 . 020C0.0512021.96500 . 0202 . 02 . 020LmCC最大空塔气速：smCuVVL/0.8685.025.021459.47051. 0max取安全系数为 0.7，空塔气速：smuu/0.608

43、0.8687 . 07 . 0max2故 muVDs443. 10.60814. 30.99344122按标准塔径圆整为：；mD6 . 12塔的横截面积：；2222766.15.1785.04mDAT空塔气速：smAVuTS/0.5621.7660.99321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. 05.2 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：mHNZTP50. 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：mHNZTP60. 330. 0) 131 (1)-()()(提提在进料板上方开一人孔

44、，其高度为m80. 0故 精馏塔的有效高度为: mZZZ90. 880. 050. 460. 38 . 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Wl取mDlW02. 18 . 16 . 06 . 06.1.2 溢流堰高度：Wh由，本设计采用平直堰，堰上液层高度,用费兰西斯公式计算，OWLWhhhOWh即32100084.2WhOWlLEh 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2DlW852. 602. 12 . 75 . 25 .

45、2WhlL算图，近似取 E=1，则：mlLEhWhOW01045. 002. 12 . 7100084. 2100084. 22/332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. 0mhhhOWLW04955.001045.006.0提馏段：由,，查图 4 液流收缩系数计2DlW131.1702. 1185 . 25 . 2WhlL算图，近似取 E=1，则：mlLEhWhOW01925. 002. 118100084. 2100084. 22/332取板上清液层高度，则：mhL06. 0mhhhOWLW04075.001925.006.06.1.3 弓

46、形降液管的宽度和横截面dWfA精馏段：由,查图 5 弓形降液管的参数，得：，6 . 0DlW055. 0TfAA10. 0DWd ，2T2481 . 0269. 2055. 0A0.055mAfmDWd17. 08 . 151 . 015. 0图 5 弓形降液管的参数验算降液管内停留时间： sLHAsTf72.18002.030.01248.01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 . 0DlW055. 0TfAA10. 0DWd ，2T09713. 0766. 1055. 0A0.055mAfmDWd17. 08 . 151 . 01

47、5. 0验算降液管内停留时间： sLHAsTf837.5500.003.009713.02符合要求,5s精馏段和提馏段的停留时间，故降液管可使用。s56.1.4 降液管底隙高度0h降液管底隙高度可由公式计算求得Oh00ulLhWs精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则smu/10. 00mulLhWs0196. 010. 002. 1002. 0010提馏段:取液体通过降液管底隙的流速，则smu/08. 00mulLhWs0613. 008. 002. 1005. 00206.2 塔板布置6.2.1 塔板的分块表 9 塔板的分块数塔径mm/800120014001600180020002200

48、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。查表 9 塔板的分块数得，塔板分为 5 块。河西学院化学化工学院课程设计196.2.2 边缘区宽和安定区宽因，故；边缘区宽度，安定区宽度mD5 . 1mWc035. 0mWs650 . 06.2.3 开孔区面积计算开孔区面积可由公式计算求得RxRxRxAaarcsin1802222精馏段：其中 mWDRc815. 0035. 028 . 12 mWWDxsd615. 065)0 . 071 . 0(28 . 1)(2故 22227931. 1815. 0615. 0arcsin815. 01801

49、4. 3615. 0815. 0615. 02mAa提馏段：其中 mWDRc815. 0035. 028 . 12 mWWDxsd615. 0650 . 071 . 028 . 12故 22227931. 1815. 0615. 0arcsin815. 018014. 3615. 0815. 0615. 02mAa6.3 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mmd50mm4图 6 正三角形排列图故 孔距中心距mdt5 .1755 . 35 . 30计算塔板上筛孔的数目, 则N)(676355.67620175. 07931. 1155. 1155. 1

50、22个tANa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%1005 . 3907. 0%100dtA22000aAA精馏段：每层板上的开孔面积0A2013269. 07931. 1074. 0mAAa气孔通过筛孔的气速0usmAVuS/8454. 713269. 0041. 1010提馏段：每层板上的开孔面积0A2013269. 07931. 1074. 0mAAa气孔通过筛孔的气速0usmAVuS/4836. 713269. 0993. 00207.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h

51、hhhcp1图 7 干筛孔的流量系数图(1) 干板阻力计算ch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202001051. 0aLVcAAcuh根据，查图 7 筛孔的流量系数图，得25. 14/5/0d80. 00C精馏段：液柱mAAcuhaLVc0126. 07931. 113269. 0186.133143. 38 . 08454. 7051. 01051. 022202001提馏段：液柱mAAcuhaLVc0153. 07931. 113269. 0147.145902. 58 . 04836. 7051. 01051. 022202002 (2)气体通过液层的阻力计算气体通

52、过液层的阻力可由公式计算求得owwlhhhLh图 8 充气系数关联图精馏段：气流通过阀孔的速度：smAAVufTSa/4855. 01248. 0269. 2041. 11气相动能因子：8992. 043. 34855. 00VauF查图 8 充气系数关联图，得：66. 0液柱mhhhhowwLl0396. 01045. 004955. 066. 01提馏段：气流通过阀孔的速度：smAAVufTSa/5915. 009713. 0766. 1993. 02气相动能因子：3253. 102. 55915. 00VauF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m

53、hhhhowwLl0360. 001925. 004075. 060. 02(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h04gdhLL精馏段：液柱mgdhLL0016. 0005. 081. 986.13311027.264430气体通过每层塔板的液柱高度ph液柱mhhhhlcp0538. 00016. 00396. 00126. 0气体通过每层塔板的压降pP（设计允许值）aaLppkPPghP7 . 0926.69881. 986.13310538. 0提馏段：液柱mgdhLL0012. 0005. 081. 947.14591096.214430气体通过每层塔板

54、的液柱高度ph液柱mhhhhlcp0704. 00012. 00360. 00332. 0气体通过每层塔板的压降pP（设计允许值）aaLppkPPghP7 . 0987.69981. 947.14590704. 07.1.2 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dH，二硫化碳和四氯化碳属于一般物系，取)(WTdhHH5 . 0精馏段：mhHWT1748. 004955. 03 . 05 . 0)(而，塔板不设进口堰dLpdhhhH河西学院化学化工学院课程设计2

55、3其中 液柱mhlLhWsd0.001540196. 002. 10020. 0153. 0153. 02201 液柱mhhhHdLpd1153. 000154. 006. 00538. 0故 ，在设计负荷之下不会发生液泛)(WTdhHH提馏段：mhHWT1704. 004075. 03 . 05 . 0)(而，塔板不设进口堰dLpdhhhH其中 液柱mhlLhWsd0.000160613. 002. 1005. 0153. 0153. 02202液柱mhhhHdLpd1127. 000016. 006. 00525. 0故 ，在设计负荷之下不会发生液泛)(WTdhHH7.1.4 雾沫夹带雾沫

56、夹带量可由公式计算求得2 . 3065 . 2107 . 5LTLVhHue精馏段：气液气液kgkgkgkgeV/1 . 0/0093. 006. 05 . 23 . 04855. 01027.26107 . 52 . 336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. 006. 05 . 23 . 05915. 01096.21107 . 52 . 336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owu计算求得VLLowhhCu13. 00056. 04 . 40精馏段：smuow/2091. 5

57、43. 386.13310016. 006. 013. 00056. 080. 04 . 4实际孔速：owusmu/8454. 70稳定系数：5 . 15061. 12091. 58454. 70owuuK故 在设计负荷之下不会发生过量漏液河西学院化学化工学院课程设计24提馏段：smuow/9490. 402. 547.14590012. 006. 013. 00056. 080. 04 . 4实际孔速：owusmu/4836. 70稳定系数：5 . 15122. 19490. 44836. 70owuuK故 在设计负荷之下不会发生过量漏液8.塔板负荷性能图塔板负荷性能图8.1 漏液线（气相负

58、荷下限线）精馏段： 由，得：VLLohhCu13. 00056. 04 . 40min，其中 , ,0min,minAVuso，OWWLhhh32100084. 2WhOWlLEhVLWSWshlLEhACV3200min,3600100084. 213. 00056. 04 . 443. 386.13310016. 002. 1360000284. 004955. 013. 00056. 013269. 080. 04 . 432SL 整理，得：32min,0856. 00104. 02037. 9SsLV此为液相负荷上限线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，SLSV结果列于表

59、10 所示表 10 漏液线上气、液体积流量smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/30.64310.65150.66070.6689由表 10 数据即可做出漏液线 1提馏段：由，得：VLLohhCu13. 00056. 04 . 40min，其中 , ,0min,minAVuso，OWWLhhh32100084. 2 WhOWlLEh河西学院化学化工学院课程设计25VLWSWshlLEhACV3200min,3600100084. 213. 00056. 04 . 402. 547.14590012. 002. 1360000284. 004075. 013. 0

60、0056. 013269. 080. 04 . 432SL 整理，得：32min,6583. 00097. 09644. 7SsLV此为液相负荷上限线的关系式，在操作范围内取几个值，计算出相应的值，SLSV结果列于表 11 所示表 11 漏液线上气、液体积流量smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/30.55720.56620.59010.5993由表 11 数据即可做出漏液线 18.2 雾沫夹带线取雾沫夹带气液 kgkgeV/1 . 0由计算求得2 . 306107 . 5fTLVhHue精馏段：其中 SSfTSVVAAVu4664. 01248. 0269.