二硫化碳-四氯化碳精馏分离板式塔设计(共40页)

1、精选优质文档-倾情为你奉上课程设计说明书系（院） 化 学 化 工 学 院 专 业 化 学 工 程 与 工 艺 年 级 姓 名 学 号 设计题目 二硫化碳-四氯化碳精馏分离板式塔设计 指导教师 职称 教 授 2012 年 10 月目 录0011136678811112258899991123345567二硫化碳-四氯化碳精馏分离板式塔设计1 绪论1.1 设计目标分离四氯化碳-二硫化碳混合液体的筛板式精馏塔的设计。1.2 设计任务生产能力：30000吨/年（料液）年工作日：300天工作地点：信阳原料组成：32%二硫化碳，68%四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 96%二硫化碳，釜液2.4%

2、二硫化碳1.3 设计条件操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热（5 kg（f）/cm 2）回流比： 自选1.4 设计内容编制一份设计说明书，主要内容包括：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及 提 馏段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、塔设备机械设计计算及辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔装配图7、设计评述8、参考资料2 工艺设计计算2.1 设计方案的确定本设计任务书为分离四氯化碳-二硫化碳混合液体。对于二元混合物的分离，

3、应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比1,5的2倍。2.2 工艺流程图简易流程见图2-1，具体流程见附图。图2-1 四氯化碳-二硫化碳精馏工艺流程图2.3 精馏塔的物料衡算1、料液、塔顶及塔底产品含二硫化碳的质量分数2、原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量表2-1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质3,4项目分子式分子量沸点()密度(g/)二硫化碳76.1446.51.224四氯化碳153.8476.81.4483、物料衡算原料处理量 每小时处理摩尔量 总物料

4、衡算 (2-1) 易挥发组分物料衡算 (2-2) 联立(2-1)，(2-2)可得： 由上图中相对应的数据可知， 泡点温度61.7。图2-2 二硫化碳与四氯化碳的气液相图表2-2 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/0076.80.39080.63459.30.02960.082374.90.53180.74755.30.06150.155573.10.6630.82952.30.11060.26670.30.75740.87950.40.14350.332568.60.86040.9

5、3248.50.2580.49563.81146.52.4 塔板数的确定2.4.1 理论板层数NT的求取1、全塔温度的求取根据二硫化碳-四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求全塔温度： 塔顶温度 进料温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 2、气相组成的求取根据二硫化碳-四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用内插法求气相组成： (1)塔顶处液相组成 (2)进料口处汽相组成 (3)塔釜处汽相组成 3、相对挥发度的求解 （1）塔顶处相对挥发度 （2）进料处相对挥发度 （3）塔釜处相对挥发度（4）精馏段平均相对挥发度 （5）提馏段平均相对挥发度 （6）平均挥发度由于两段的相对

6、挥发度差距有点大，所以只能使用平均相对挥发度：4、直线方程的求解（1）平衡线方程 （2）q线方程 （3）最小回流比及操作回流比R 依公式：R=2Rmin=3.356（4） 精馏段操作线方程 （5）提馏段操作线方程 提馏段操作线过点c和精馏段操作线方程与线方程的交点连接即为提馏段操作线方程。5、理论塔板数表2-3 不同温度下-的平衡曲线点操作线方程与相平衡方程对理论板数的计算即在平衡线上的点xyxy精馏段提馏段0.91580.960.25040.47790.84770.92540.16620.36230.74600.87300.098100.23690.60830.79430.051980.13

7、440.45970.68850.024160.065570.33460.57380.0.02377图2-3 精馏塔塔板数绘图表2-4 不同温度下-的气液相点精馏塔板数的相关坐标点xyxyxy0.960.960.45970.68850.098100.13440.91580.960.45970.57380.051980.13440.91580.92540.33460.57380.051980.065570.84770.92540.33460.47790.024160.065570.84770.87300.25040.47790.024160.023770.74600.87300.25040.362

8、30.0.023770.74600.79430.16620.3623第7块为进料板0.60830.79430.16620.2369塔板总数12块0.60830.68850.098100.2369 即：总理论板数为12（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7板为进料板。2.4.2 实际塔板数NT的求取 由奥康内尔6,11经验公式可知： 塔顶和塔底的平均温度为: 查表1可知：二硫化碳的L1=0.282mPa·s；四氯化碳的L2=0.573mPa·s 此时的相对粘度2,5可以近似为进料口的温度下进料口的粘度：实际塔板数：NT=12-1=11，精馏段6块，提馏段6块。 精馏段：N=

9、6/ET=6/0.460=14（层） 提馏段：=6/ET=6/0.460=14（层）2.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.5.1 操作压强的计算 塔顶压力=101.33kPa取每层塔板压降P=0.7kPa（一般情况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa），则： 进料板压力：PF=101.33+140.7=111.13kPa 塔釜压力：=111.13+140.7=120.93 kPa 精馏段平均操作压力： 提馏段平均操作压力：2.5.2 平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由查平衡曲线得： 进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得： 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：=0.0

10、24 =0.0655 精馏段平均摩尔质量： 提馏段平均摩尔质量：2.5.3 平均密度计算1、气相平均密度 由 PVnRT 推出：（1） 精馏段平均气相密度：（2） 提馏段的平均气相密度2、液相密度表2-5 不同温度下-的密度列表温度/47.0761.775.26二硫化碳液体密度(kg/m)122312001179四氯化碳液体密度(kg/m)154215141487（x为质量分率）（1） 塔顶部分 其中 ， 即： （2） 进料板处其中 =0.189，=0.811 （3） 塔釜处液相组成 其中 =0.012，=0.988（4） 精馏段平均液相密度（5） 提馏段的平均液相密度2.5.4 液体平均表面

11、张力的计算表2-6 不同温度下-的表面张力温度/47.0761.775.26二硫化碳28.3026.1724.22四氯化碳22.5320.8219.28 液相平均表面张力依下式计算 （1）塔顶液相平均表面张力的计算 （2）进料液相平均表面张力的计算（3）塔釜液相平均表面张力的计算（3）精馏段液相平均表面张力（4）提馏段液相平均表面张力2.5.5 液体平均黏度的计算 液相平均黏度依式计算，即表2-7 不同温度下的黏度温度/47.0761.775.26 二硫化碳液体黏度（mPa·s）0.3080.2820.262四氯化碳液体黏度（mPa·s）0.6840.570.494（1）

12、塔顶液相平均黏度的计算 由=47.07查手册3,4得：；（2）进料板液相平均黏度的计算 由=61.7查手册得：；（3）塔釜液相平均黏度的计算 由=75.26查手册得：；（4）精馏段液相平均黏度（5）提馏段液相平均黏度2.5.6 精馏塔气液负荷计算1、精馏段 2、提馏段 3 精馏塔工艺尺寸设计3.1 塔径的计算取板间距，取板上液层高度由 式中的C4由 （3-1）1、精馏段HT-=0.40-0.06=0.34m 由图3-17,9得=0.072图3-1 史密斯关联图 依公式（3-1） 取安全系数为0.7，则： 故： 按化工机械标准，塔径圆整为0.7m。2、提馏段 查图3-1得 依公式（3-1） 取安

13、全系数为0.7，则： 故： 按化工机械标准10，塔径圆整为0.8m, 板间距取0.4m合适。 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化，在提馏段和精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸，故塔径取D=0.8m。3、空塔气速塔的横截面积：则空塔气速为：塔的横截面积：则空塔气速为：3.2 精馏塔高度的计算1、精馏塔的有效高度精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板下方开一人孔，其高度为0.45m，设人孔处的板间距HT人等于800mm，根据化工设备机械要求D1000mm时此塔人孔设1个。 故精馏塔的有效高度为 Z0=5.2+5.2+0.8=11.2m 2、精馏塔总高度（1）筒体壁厚 所选材质为1

14、6MnR，采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8 查得16MnR在100下的许用应力为170MPa，Pc=1.1PW=1.10.11603=0.128MPa 又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的=4mm，故取=4mm =+=4+1=5mm 由=5mm查得=0.25mm，+=5.25mm，经圆整取=6mm 复验，故最后取=0.25mm，该塔体可用6mm厚的16MnR钢板制作。（2）封头 选取标准椭圆形封头，即K=1.0 所选材质为16MnR，采用单面焊对接接头局部无损检测=0.8 又对于碳素钢和低合金钢制塔式容器的=4mm，故取=4mm =+=4+1=5mm 由=5mm查得=0.25mm，+=5.

15、25mm，经圆整取=6mm 复验，故最后取=0.25mm，该塔体可用6mm厚的16MnR钢板制作。由公称直径800mm，查得曲面高度hl=150mm，直边高度h0=25mm，故选用封头（3）校核水压试验强度： 式中PT=1.25PC=1.250.128=0.16MPa，=-C=6-1.25=4.75mm，=345MPa 则= =0.90.8345=248.4MPa 可见，故水压试验强度足够（4）裙座 塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为800mm，取裙座壁厚16mm，则基础环内径： 基础环外径： 圆整：

16、，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器裙座高取2m，地角螺栓直径取。（5）除沫器 空塔气速较大，塔顶带液严重以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。 这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。 设计气速选取：，系数 除沫器直径：（6）塔的总体高度塔顶部空间高度 塔顶部空间高度是指塔顶第一层到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，塔总体高度3.3 塔板主要工

17、艺尺寸的计算3.3.1 溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）溢流堰长 取堰长为0.66D 即 （2）溢流堰高度计算如下： 依式 近似取E=1，则 取板上清夜高度 （3）弓形降液管宽度和截面积 由，查图3-2知： 故 液体在降液管中的停留时间，即 图3-2 弓形降液管的宽度与面积（4）降液管底隙高度h0 取则 选用凹形受液盘，深度。3.3.2 塔板布置（1）因为D800mm，故采用分塔式，塔板分为3块。（2）边缘区宽度确定 取（3）开

18、孔区面积计算开孔面积 其中（4）筛孔计算及其排列 由于处理的物系无腐蚀，可选的碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为开孔率为（在515%范围内）筛孔数目n为气体通过阀孔的气速为3.4 筛板的流体力学验算3.4.1气体通过筛板压降相当的液柱高度 依式 （1）干板阻力计算干板阻力 = 由，查图3-36得： 故 液柱故 液柱图3-3 孔流系数（2）气体通过液层的阻力由式计算的，即 查图3-47得 故 查图3-4得 故 图3-4 充气系数（3）液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由式计算即 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即 =0.0029+0.0372+0.001

19、28=0.0414m液柱 气体通过每层塔板的压降为 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即=0.0034+0.0342+0.=0.0386m液柱 气体通过每层塔板的压降为 3.4.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且此塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.4.3 雾沫夹带量的验算 液沫夹带量由式计算，即 故 液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。故 kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。3.4.4 漏液的验算 对筛板塔，漏液点气速可由式（3-2）计算得 （3-2）实际孔度 稳定系数为，精馏段无明显液

20、漏。实际孔度 稳定系数为，提馏段无明显液漏3.4.5 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从 四氯化碳-二硫化碳物系属于一般物系，取 而 板上不设进口堰，可由故在本设计中不会发生液泛现象。3.5 塔板负荷性能图3.5.1 精馏段漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。1、漏液线 由 得 整理得 2、液体夹带线 以由 故 整理得 3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度取E=1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。4、液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（3-3）得 （3-3）故 据此

21、可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。5、液泛线 令 （3-4）由 联立得 忽略 （3-5）式（3-5）中 （3-6） （3-7） （3-8） （3-9）将有关的数据代入，得 故 图3-5 精馏段负荷性能图查图3-5，可知： 故精馏段弹性操作为3.5.2 提馏段：1、漏液线 由 得 整理得 2、液体夹带线 以由 故 整理得 3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度：取E=1,则：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。4、液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式（3-3）得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。5、液泛线 令 （3-10）由 （3-1

22、1）联立得（3-10）、（3-11）得 忽略将有关的数据代入（3-6）、（3-7）、（3-8）、（3-9），得故 图3-6 提馏段负荷性能图查图3-6，可知： 故提馏段弹性操作为 4 辅助设备选型与计算4.1接头管设计 接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得 （1）塔顶蒸气出口管径，取u=13m/s 根据工艺标准，将其圆整到D=0.20m。选取规格的热轧无缝钢管。 （2）回流管管径， 取u=1.0m/s根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。选取规格的热轧无缝钢管。 （3）塔底进气管，直管进气 u=13m/s 根据工艺标准，将其圆整到D=0.20m。选取规格的热轧无缝

23、钢管。（4）加料管管径取u=1.0m/s根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。选取规格的热轧无缝钢管。（5）料液排出管管径取 u=0.6m/s, 根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。选取规格的热轧无缝钢管。表4-1 管型选取表管型进料管回流管塔底出料管塔顶蒸汽出料管塔底蒸汽进气管规格4.2 热量衡算4.2.1 加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度120。原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜太高。4.2.2 冷凝剂的选择选冷却水，温度25，温升10。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用

24、水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择10。4.2.3 热量衡算由汽液平衡数据 则=47.07时： =75.26时：=61.7时：当=47.07时，由物性表查的 塔顶以0为基准，则0上升热量 塔顶馏出液热量：回流液热量：进料热量：塔底残液热量： 冷凝器消耗的热量: 再沸器提供的热量（全塔范围内列热量衡算式8）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失。再沸器实际热负荷：计算得： 4.3 冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围500-1200，取K=700。出料液温度：61.7（饱和气）61.7（饱和液），冷却水温度取2035，逆流操作： 传热面积：根据全塔热量衡算得，取安全系数

25、为1.04，则所需传热面积A=1.04A=14.636m2。表4-2 换热器列表公称直径/管程数排管数管程流通面积/换热面积A/换热管长度L/4004960.004815.0820004.4 再沸器的选择选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K=600。料液温度61.775.26，水蒸汽温度120120，逆流操作：传热面积：根据全塔热量衡算得：取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04A=12.83m2。表4-3 换热器列表公称直径/管程数排管数管程流通面积/换热面积A/换热管长度L/4004960.004815.0820004.5 泵的选型以进料泵为例，由上面设计可知其流速为： 设泵在地

26、面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.4(14-2)+1.6+2=8.4m，主加料管长20m。90O标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是：90O标准弯头： =0.75 截止阀： =6.0则总的局部阻力系数为： =0.75+62=13.5由上面设计可知：进料液密度为：，黏度为 取管壁绝对粗糙度则： 在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的查泵性能表，油泵型号为：50Y-60B 表4-4 泵性能表型号50Y-60B流量/h9.9扬程m38功率Kw机5.5轴2.39转速2950效率35%泵壳许用压力Kgf/cm16/26结构单级因所

27、选压头大于管路压头，故应采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为：故多消耗的轴功率为： 4.6 贮罐的计算 以回流罐为例，回流罐通过的物流量 设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数为0.7，则该罐的容积计算如下： 故回流罐容积可取V=1.25 操作说明 本设计任务为分四氯化碳-二硫化碳混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，降原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝。冷凝器在泡点下一部分回流到塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送入储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比去最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔

28、底产品冷却送到储罐。6 设计一览表 将设计筛板的主要结果汇总于下表： 项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强106.23116.03各段平均温度54.3968.48平均流量气相 0.31390.3024液相 0.0.00178实际塔板数块1414板间距0.40.4塔的有效高度5.25.2塔径0.80.8空塔气速0.6360.602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0.5280.528堰高0.05160.045溢流堰宽度0.1080.108管底与受液盘距离0.01420.0337板上清液层高度0.060.06孔径6.06.0孔间距1818孔数个31803180开孔面积0

29、.2790.279筛孔气速11.3310.73塔板压降0.54540.5538液体在降液管中停留时间20.38.58降液管内清液层高度Hd0.10290.1001雾沫夹带kg液/k气0.005750.007负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷Vs,maxm3/s0.59720.4392气相最小负荷Vs,minm3/s0.2020.1759操作弹性2.9562.497结束语通过本次课程设计，培养了我们多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力，要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工

30、程设计必不可少的基础工作。工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算、工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流。 因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。 通个本次课程设计，让我们深刻的明白了学无止境。在做课程设计的过程中，我们遇到了种种超自己所学的知识能够解决的问题，但是我们通过不断的查找细料，翻阅相关的工具书，最终将困难一一击破。同样团队的协作也是很重要的，我们的团队合理分工，各司其职，同时又相互帮助，最终完成了本次课程设计

31、。由于我的学术水平有限，所写论文难免有不足之处，恳请各位老师和学友批评和指正！历时将近三个星期终于将这篇课程设计写完，在课程设计的写作过程中遇到了无数的困难和障碍，都在同学和老师的帮助下度过了。尤其要强烈感谢我的课程设计指导老师刘鹏老师，在我对课程设计一筹莫展的时候是他不厌其烦的督促和教导，我才能顺利的结束课程设计的写作。另外，在校图书馆查找资料的时候，图书馆的老师也给我提供了很多方面的支持与帮助。在此向帮助和指导过我的每一位老师表示最衷心的感谢！此外，感谢这篇课程设计所涉及到的各位学者。本文引用了数位学者的研究文献，如果没有各位学者的研究成果的帮助和启发，我将很难完成本篇课程设计的写作。参考文献1 王志魁、刘丽英、刘伟化工原理M第四版北京：化学工业出版社,2010.05 2 王松汉.石油化工设计手册（第一卷）.石油化工基础数据M.北京：化学工业出版社, 2001.93 刘光启、马连湘、刘杰. 化工物性数据手册(有机卷).M. 北京：化学工业出版社,2002.5 4 刘光启、马连湘、刘杰. 化工物性数据手册(无机卷).M. 北京：化学工业出版社,2002.5 5 刘光启、马连湘、