化工原理课程设计二硫化碳

1、吉林化工学院化 工 原 理 课程设计题目 二硫化碳四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计（.t/年）教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工090.学生姓名 学生学号 指导教师 栾国颜 2021年11月19日化工原理课程设计任务书一 设计题目二硫化碳-四氯化碳分离板式塔设计82080吨/年二 工艺条件生产能力：11.4吨/小时（料液）年工作日：每年按300天生产日计算原料组成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液97.6%的二硫化碳，釜液3.4%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：58进料状况：q=0.95冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流加热方式：塔釜

2、为饱和蒸汽再沸器加热回 流 比：自选塔 型：板式塔三设计内容1 确定精馏装置流程2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率， 实际塔板数等。3 精馏塔设备设计计算 如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算 流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计算及选型(泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型)6 手绘绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图7 撰写设计说明书目 录化工原理课程设计任务书目录摘要1前言2第一章设计思路3第二章板式精馏塔的工艺设计42.1全塔工艺设计计算4物料衡算42.1.2 q线方程42

3、.1.3最小回流比和实际回流比的选取52.1.4操作线方程与理论板数的确定52.1.5相对挥发度的计算52.1.6全塔效率及实际板数计算72.1.7气，液相负荷计算72.2物性数据计算82.2.1操作压强P的计算82.2.2操作温度T82.2.3平均分子量的计算82.2.4精馏段和提馏段各组分的密度92.2.5液体表面张力的计算102.2.6液体黏度的计算112.3塔的定性尺寸122.3.1塔径的计算122.3.2精馏塔有效高度的计算132.3.3溢流装置等尺寸的确定142.3.4塔板布置152.3.5筛孔数 n 及开孔率 162.4筛板塔的流体力学校核172.4.1板压降的校核172.4.2

4、液沫夹带量eV的校核182.4.3漏液点的校核192.4.4溢流液泛条件的校核192.5塔板负荷性能图202.5.1液沫夹带线202.5.2液泛线222.5.3液相负荷上限线232.5.4漏液线242.5.5液相负荷下限线252.5.6筛板塔的操作弹性25第三章辅助设备及选型263.1热量衡算263.2塔顶冷凝器的设计计算273.2.1确定流体空间283.2.2计算平均传热温差283.2.3 冷凝器型号的选择293.3进料泵的设计计算293.4主要接管尺寸的选取303.4.1进料管303.4.2回流管303.4.3釜液出口管303.4.4塔顶蒸汽管313.4.5加热蒸汽管313.5塔体计算31

5、3.5.1塔高313.5.2塔板结构323.5.3裙座计算323.5.4再沸器的选择323.5.5再沸器型号的选择33致谢34参考文献35附录36一、结论数据汇总36二、主要符号说明37三、负荷性能图39四、考核评语40五、化工原理课程设计教师评分标准41摘 要本设计通过物料衡算计算得F=89.43kmol/h D=28.74kmol/h W=60.69kmol/h，回流比R=2.45，精馏段板效率为39.84%，提馏段板效率为39.84%，实际板数为33块，第17块板进料，其中精馏段16块板，提馏段17块板。精馏段与提馏段板间距均为0.40m，塔径均为1.2m。经过流体力学性能校核得出精馏段

6、操作弹性为2.8，提馏段操作弹性为3.47。对冷凝器计算采用塔釜液预热，选用25×2.5的碳钢管，取管长为6m，壳程数为1，管程数为2，传热总管数为226根。通过热量核算和流体阻力核算，可知换热器的选择满足要求。塔顶间距为1.5m，裙座取2.5m。共有4个人孔。关键词：二硫化碳四氯化碳、精馏段、提馏段、精馏塔、筛板塔。前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。 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

7、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。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板式精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。化工原理课程设计是培养

8、学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。设计是一项政策性很强的工作，它涉及经济、技术、环保等诸多方面，而且还涉及多专业、多学科的交叉、综合和相互协调，是集体性的劳动。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积

9、的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。通过板塔的设计，我们能初步熟悉课程设计的步骤、方法及设计原理。使我们了解课程设计也是一个让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，成为我们今后工作中一块坚实的基石。第一章 设计思路塔的选型全塔物料衡算求理论塔板数气液相负荷计算塔的物性数据计算筛板塔设计流体力学性能校核画出负荷性能图热量衡算塔顶冷凝器（塔底再沸器）的设计计算主要接管尺寸的选取进料泵的设计计算第二章精馏塔的工艺设计2.0塔的选型筛板塔是

10、现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：结构简单、金属耗量少、造价低廉.气体压降小、板上液面落差也较小.塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.2.1全塔工艺设计计算物料衡算已知：Xf=34%XD=96.7%Xw=4.3%每小时处理摩尔量F=总物料衡算物料衡算 联立以上三式可得：F=89.43D=28.74W=60.69平均分子量：=0.3476.1392 + (1-0.34）153.82=127.48 kg/kmol=0.96776+ (1-0.967)154=78.57 kg/kmol=0.04376+ (1-0.043) 154=150.65 kg

11、/kmol2.1.2求操作线方程根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图,如图所示已知进料热状况参数q=0.95，则q线方程为：二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板2.1.3最小回流比和实际回流比的选取依公式取操作回流比2.1.4操作线方程与理论板数的确定精馏段操作线方程按常规M,T，在上图上作图解得：理论板数（不包括塔釜），其中精馏段为6层，提馏段为6.5（不包括塔釜），第7层为进料板。2.1.5相对挥发度的计算 由插值法计算温度塔顶温度：进料温度：=58塔底温度：精馏段平均温度：提留段平均温度： 气相组成由插值法计算 塔顶温度：进料温度：=58:塔底温度：: 相对挥发度=34%

12、、=96.7%、=4.3%、=CS2:A=274.08 B=200.220 CCl4: A=540.15 B=290.840( CS2)=0.2846( CCl4)=0.58192.1.6全塔效率及实际板数计算全塔效率：根据：实际板数计算：精馏段: 圆整后为16提馏段: 圆整后为172.1.7气，液相负荷计算精馏段： Lh=36000.0015=5.4提馏段：；=36000.0042=15.122.2物性数据计算2.2.1操作压强P的计算塔顶压强PD=101.3 kPa取每层塔板压降P=1.0kPa 则：进料板压强：PF=101.3+161.0=117.3kPa塔釜压强：Pw=101.3+17

13、1.0=118.3kPa精馏段平均操作压强：Pm=(PD+PF)/2=109.3 kPa 提馏段平均操作压强：Pm =(PF+Pw)/2=117.8kPa.2.2.2操作温度T由插值法计算温度塔顶温度：进料温度：=58塔底温度：精馏段平均温度：提留段平均温度：2.2.3平均分子量的计算由=34%、 ；=96.7%、；=4.3%、精馏段：X1=(+)/2=65.35%Y1=（+）/ 2=82.73%气相平均摩尔质量：液相平均摩尔质量：提留段：X2=(+)/2=19.15%Y2=（+）/ 2=39.20%气相平均摩尔质量：液相平均摩尔质量：2.2.4精馏段和提馏段各组分的密度液相密度：塔顶部分依下

14、式：（为质量分率）；质量分数：=1225 =1543 带入=58=1208 =1522 带入=1183 =1490 带入则:精馏段的平均液相密度:则:提馏段的平均液相密度：气相密度：精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度2.2.5液体表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，及对于塔顶： ，则塔顶的平均表面张力：对于进料板：=58 ，则进料的平均表面张力：对于塔底： ，则塔底的平均表面张力:精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：2.2.6液体黏度的计算液相平均粘度依下式计算，即m=；对于塔顶： ，对于进料板：=58 ，对于塔底： ，则精馏段平均液相黏度：则提馏段平均液相黏度：

15、 2.3塔的定性尺寸2.3.1塔径的计算塔径D初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.06m 故：HT-hL6=0.34 m精馏段：=查化工原理课程设计图3-12 =0.068；依公式C=C20（umax =C1=取安全系数为0.7，则：U1=0.7=0.71.3809=0.9667m/s 故：；按标准，塔径圆整为1.2 m,精馏段实际塔板总面积：则空塔气速为提馏段：=查化工原理课程设计图3-12 =0.065；依公式C=C20（uf2=C2×=取安全系数为0.70，U2=0.7=0.71.1169=0.7818m/s 故:D取1.2m塔的横截面积:空塔气速为板间距取0.

16、4m合适2.3.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为:提馏段有效高度为:在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每68层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔34层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m。根据此塔人孔设4个。故：精馏塔有效高度2.3.3溢流装置等尺寸的确定单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：精馏段：溢流堰长为0.7D，即：=出口堰高 hw hw=hL-how由lw/D=0.84/1.2=0.7, 查化工原理课程设计图3-17，知E为1.02故：降液管宽度与降液管面积有=0.7查化工原理课程设计图3-16，,降液管底隙高度

17、取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 计算降液管底隙高度即:提馏段：溢流堰长为0.7，即： =0.7=0.84m出口堰高hw2 为0.7，即：hw2=hL-how由lw2/D=0.84/1.2=0.7, 查化工原理课程设计图3-17，知E为1.18故：降液管宽度与降液管面积有=0.7查化工原理课程设计图3-16，,降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 计算降液管底隙高度，即：2.3.4塔板布置取边缘区宽度=0.035m ,安定区宽度=0.065m精馏段：依下式计算开孔区面积=其中 x= -故:提馏段：依下式计算开孔区面积其中 x= -故：2.3.5筛孔数 n 及开孔率 筛

18、孔数的计算取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚为4mm,取孔径与孔间距t之比：故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm精馏段：提馏段： 个开孔率的计算：=塔板上的筛孔总面积：精馏段： 提馏段： 气孔通过筛孔的气速精馏段：提馏段：2.4筛板塔的流体力学校核2.4.1板压降的校核 气体通过筛板压降相当的液柱高度1、根据 干板压降相当的液柱高度2、根据，查化工原理课程设计干筛孔的流量系数图 精馏段由下式得m 液柱提馏段由下式得m 液柱3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由化工原理课程设计图3-22充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.62则=液柱提馏段气流穿过板上液层

19、压降相当的液柱高度由化工原理课程设计图3-22充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.58则=液柱4、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由公式：求算液体表面张力的阻力m液柱由公式：计算气体通过每层塔板的液层高度液柱由公式： 计算气体通过每层塔板的压降< 1000（设计允许值）提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度m液柱由公式： 计算气体通过每层塔板的液层高度液柱由公式： 计算气体通过每层塔板的压降=< 1000（设计允许值）2.4.2液沫夹带量eV的校核精馏段雾沫夹带量的验算 由式=kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带提馏段雾沫

20、夹带量的验算由式=kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带2.4.3漏液点的校核精馏段漏液的验算筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液2.4.4溢流液泛条件的校核精馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度二硫化碳-四氯化碳物系属于一般物系，取由计算液柱 液柱故，在设计负荷下不会发生液泛提馏段液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度二硫化碳-四氯化碳物系属于一般物系，取由计算液柱液柱故，在设计负荷下不会发生液泛2.5塔板负荷性能图2.5.1液沫夹带线以

21、=0.1kg液/kg气为限，求VSLS关系如下：（a）(b)则精馏段：提馏段：在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算得：1 精馏段液沫夹带线VS-LS:Ls,m3/sVs,m3/s1.72061.64591.55171.47211.40102 提馏段液沫夹带线VS-LS:Ls,m3/sVs,m3/s178431.71191.61901.54101.47142.5.2液泛线精馏段令联立得 近似的取E=1.0, 则整理得 (c)=整理得：hc=0.0683取,近似的有 (d)由式 (e)将m,及(c),(d),(e)代入得整理得:此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值,

22、结果如下：精馏段液泛线VS-LSLs. Vs. 1.31471.18750.98540.7605提留段令联立得 近似的取E=1.0, 则整理得 (c)=整理得：hc=0.0745取,近似的有 (d)由式 (e)将m,及(c),(d),(e)代入得整理得:此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值,结果如下：提馏段液泛线VS-LSLs. Vs. 1.83511.73711.60761.49452.5.3液相负荷上限线精馏段以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限提留段以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 据此可作出与气体流量无关

23、的垂直液相负荷上限2.5.4漏液线精馏段由=4.4=-=得整理得:此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。精馏段液相负荷上限线VS-LSLs. Vs. 0.35240.35970.36890.3765提留段由=4.4=-=整理得:此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。提留段液相负荷上限线VS-LSLs. Vs. 0.35320.36000.36850.37552.5.5液相负荷下限线精馏段对于平直堰，取堰上液层告诉=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由=即:则 ，提留段=即:则 ， 2.5.6筛板塔的操作

24、弹性精馏段操作弹性： 提留段操作弹性：第三章辅助设备及选型3.1热量衡算=46.82温度下：=74.14温度下：=46.82温度下： 0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准回流液的焓塔顶流出液的焓冷凝器消耗的焓进料口的焓温度下：塔底残液的焓再沸器(全塔范围列衡算式)塔釜热损失为10%，则设再沸器损失能量：3.2塔顶冷凝器的设计计算3.2.1确定流体空间二硫化碳-四氯化碳混合气体温度较高，走壳程可以更好的散热，冷却水应走管程。确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管冷凝器的型号。设冷却水的进口温度为20，出口温度为30，壁温设为46二硫化碳四氯化碳混合气体定性温度为3.2.2计算平均传热温差逆流平均

25、温差：二硫化碳和四硫化碳 46.41 46.41 冷却水 20 30 =暂按单壳程、偶数管程考虑，则：R=，故温差校正系数=1>0.8，可行。则两流体的平均传热温差为：=21.01选K值，估算传热面积初选K=4180KJ/（m3·h·），则估算面积为：A=取安全系数为1.04，则管径的选择：设流率为25，取碳钢直径25×2.5mm的管子。管长、管程和总管数的确定：=L=换热器的总管数为：3.2.3 冷凝器型号的选择冷凝器型号：25×2.5mm直径：公称直径：500；管程数：2；管子根数：1643.3进料泵的设计计算进料管内流速为=1.5m/s设泵在

26、地面上，忽略其他因素，料液面至加料孔的高度为h主加料管长20米，标准弯头两个，截止阀两个，相关管件的局部阻力系数为标准弯头：；截止阀：，则总的局部阻力系数为进料液密度：1445.71 黏度：为湍流取管壁绝对粗糙度两截面间列柏努力方程求泵的扬程为：流量选IS65-50-160型号的进料泵3.4主要接管尺寸的选取3.4.1进料管进料管结构有很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下：VF=，取管内流速=1.5m/s，则进料管直径:=取进料管尺寸为57×4mm3.4.2回流管回流液体积流率VD=取管内流速=1.5m/s，则回流管直径:=取回流管尺寸为57&

27、#215;4mm3.4.3釜液出口管回流液体积流率VW=取管内流速=1.5m/s，则釜液出口管直径:=取釜液出口管尺寸为57×4mm3.4.4塔顶蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽的体积流率，则VS=0.6820 ,并取管内蒸汽流速u=20m/s，则塔顶蒸汽管直径:d=取塔顶蒸汽管尺寸273×15mm3.4.5加热蒸汽管近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽的体积流率，则VS=0.6820 ,并取管内蒸汽流速u=20m/s，则加热蒸汽管的直径:=204.9mm取加热蒸汽管尺寸为125×7mm3.5塔体计算3.5.1塔高根据实际的工作经验，及相似条件下的精馏塔的相关参数的

28、选择。已知全塔板间距，可选择塔顶空间。塔底空间。全塔共有33块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的人孔数为4个，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为500mm，其伸出劳动塔体的长度为220mm。塔高全塔的板间距相同，则上式可化为：3.5.2塔板结构出于对劳动塔安装、维修、刚度等方面的考虑，将塔板分成多块。由表塔板分块数表查得，塔径为1.4m时，塔板分为4块。3.5.3裙座计算其中取基础环的内外径与裙座截面内径的差为200mm3.5.4再沸器的选择选120饱和水蒸汽，K2=2926 KJ/（m3·h·）料液温度： 5874.14水蒸汽温度：120120=A=取安全系数为1

29、.04，则管径的选择：设流率为25，取碳钢直径25×2.5mm的管子。管长、管程和总管数的确定：=L=换热器的总管数为：3.5.5再沸器型号的选择冷凝器型号：25×2.5mm直径：公称直径：500；管程数：2；管子根数：164致 谢经过查阅文献、计算数据和上机调试，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的

30、许多知识都需要查阅资料和文献，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,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用，通过此次设计让我学会了如何细心地做事，很多数据需要精细的核对，防止由于计算导致的错误，同时，还要有耐心的做事，在校核过程中，对于出现的问题要重新计算，让我成长了许多。在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。在此，特别感谢栾国颜老师的指导，使得我的设计工作得以圆满完成，在此表示衷心的感谢！参考文献

31、1柴诚敬,刘国维,李阿娜编,化工原理课程设计,天津大学化工原理教研室,天津科学技术出版社 1994年2陈敏恒,丛德滋,方图南,齐鸣斋编,化工原理第三版（上册）、（下册）,北京,化学工业出版社,2006年3贾绍义,柴诚敬主编,化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）, 天津大学化工原理教研室,天津大学出版社,2002年4郭长生，谢丰毅等，化学工程手册（1），北京，化学工业出版社，1989年5唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年6张轩，管殿柱，AtuoCAD2006机械设计应用范例，北京，清华大学出版社，2006年7崔鸿斌，AtuoCAD2007中文版使

32、用教程，北京，人民邮电出版社，2006年8王卫东，化工原理课程设计，化学工业出版社，2021年附录一、精馏塔的工艺设计计算结果总表项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段各段平均压强109.3117.8各段平均温度52.4166.07平均流量气 相0.68200.6593液 相0.00150.0042实际塔板数块1617板间距0.40.4塔的有效高度6.06.4塔 径1.21.2空塔气速0.60330.5832塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰 长0.840.84堰 高0.05020.0406溢流堰宽度0.2160.216管底与受液盘距离0.01790.0600板上清液层高度0.060.06孔 径5.05.0孔间距17.517.5孔 数个25732819开孔面积0.05040.0552筛孔气速13.5511.95塔板压降0.890.98液体在降液管中停留时间18.518.5降液管内清液层高度0.12910.1295雾沫夹带0.00600.0063液相负荷上限0.01270.0127液相负荷下限0.000720.00072气相最大负荷1.34321.5036气相