二硫化碳四氯化碳化工原理设计

常压精馏塔的设计CS2-CCl44000kg/h0.3操作压力〔塔顶表压；进料热状况自选；回流比自选；单板压降≤操作压力〔塔顶表压；进料热状况自选；回流比自选；单板压降≤0.7kpa；全塔效率Et=52%；建厂地址陕西宝鸡。试依据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。【设计计算】〔一〕 设计方案确实定CS2-CCl4连续精馏流程。小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜承受间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。〔二〕精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率MCS2=76kg/kmol MCCl4=154kg/kmolMF=0.3*MCS2+0.7*MCCl4=0.3*76+0.7*154=130.6kg/kmolF=4000130.6kmol/h=30.63kmol/hXF=0.3XD=0.95XW=0.025总物料衡算 F=D+WCS2的物料衡算 F*XF=D*XD+W*XW即 30.63=D+W30.63*0.3=0.95D+0.025W联立解得 D=9.12kmol/hW=21.51kmol/h〔三〕 塔板数确实定1．理论塔板层数NT的求取CS2-CCl4属抱负物系，可承受图解法求理论版层数。CS2-CCl4①CS2-CCl4x---yCS2-CCl4x〔摩尔分数〕y〔摩尔分数〕0.00000.00000.02960.08230.06150.15550.11060.26600.14350.33250.25800.49500.39080.63400.53180.74700.66300.82900.75710.87900.86040.93201.00001.0000CS2-CCl4的气液平衡数据及图表CS2-CCl4的气液平衡数据及图表1.00000.90000.80000.70000.6000Y0.50000.40000.30000.20230.10000.00000.00000.10000.20230.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.0000X②求最小回流比及操作回流比承受作图法求最小回流比。在以下图中对角线上，自点e〔0.3、0.3〕做垂线f即为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为Yq= 0.55 xq=0.3 xd=0.3R=1.4Rmin=1.4*2.09=3.74③求精馏塔的气液相负荷L=RD=3.74*9.12=34.1kmol/hV=(R+1)D=43.23kmol/hL`=L+q*F=34.1+30.63*1=64.73kmol/hV`=V+(q-1)*F=43.23kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为+1R+1XD=0.789x+0.20提留段的操作线方程为y`=L+qFL+qF-Wx- WL+qF-WxW=1.50x-0.012CS2-CCl4的气液平衡数据及图表CS2-CCl4的气液平衡数据及图表1.00000.90000.80000.70000.6000Y0.50000.40000.30000.20230.10000.00000.00000.10000.20230.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.0000X图解法求理论版层数总理论版层数 包括再沸釜)进料板位置 2.实际板层数的求取精馏段的实际层数N精=5/NT=5/0.5=10提留段的实际层数N提=5.5/NT=5.5/0.5=11总实际层数 NT=21〔四〕 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算计算精馏段操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa每层塔板压降 ΔP=0.7KPa进料板压力 PF=PD+ΔP*N精=105.3+0.7*10=112.3KPa精馏段的平均压力Pm=105.3+112.32=108.8KPa操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点的温度，CS2,CCl4的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：塔顶温度td=46.5℃进料板温度tf=58℃精馏段平均温度 tm=td+tf2=46.5+582=52.25℃平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由XD=Y1=0.95，查平衡曲线得X1=0.9MVDm=0.95*76+(1-0.95)*154=79.9kmol/hMLDm=0.90*76+(1-0.90)*154=83.8kmol/h进料板的平均摩尔质量计算由图解理论板得yf=0.405 xf=0.225MLFd=0.225*76+(1-0.225)*154=136.45kmol/h精馏段的平均摩尔质量MVm=79.9+122.42=101.15kmol/hMLm=83.8+136.452=110.125kmol/h平均密度的计算①气相平均密度计算由抱负状态方程计算，即ρ〕=4.07kg/m3②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，td=46.5℃，查手册得ρa=1260kg/m3 ρb=1295kg/m3ρldmkg/m3

=1WDρA+WbρB=10.951260+0.0251295=1063.8进料板的液相平均密度计算由tf=58℃，查手册得ρa=1260kg/m3 ρb=1595kg/m3进料板的液相质量分率25*154=0.125ρ lfm=1aa ρ a+(1-aa ρb)=10.1251260+(1-0.1251595)=1540.8kg/m3精馏段液相平均密度为ρlm=〔ρldm+ρlfm〕/2=1302.3kg/m3液体平均外表张力计算σ塔顶液相平均外表张力的计算

lm=χiσi查手册得σA=28.5mN/m σB=23.6mN/mσldm=XD*σA+XW*σB=0.95*28.5+0.025*23.6=27.665mN/m进料板液相平均外表张力的计算σB=22.2mN/mσlfm=XF*σA+(1-XF)*σB=0.225*26.8+0.775*22.2=23.235mN/m精馏段的平均外表张力为σLm=(σldm+σlfm)/2=25.45mN/m液体平均粘度的计算，液相平均粘度的计算，即LgμLm=χi*lgi塔顶液相平均粘度的计算查手册得μA=0.33mPas μB=0.71mPasLgμlDm=xd*lgμA+xw*lgμB=0.95*lg0.33+0.025*lg0.71解出μlDm=0.346进料板液相平均粘度的计算，即μB=0.64mPasLgμlfm=xf*lgμA+(1-xf)*lgμB=0.225*lg0.28+0.775lg0.64解出μlfm=0.531精馏段液相平均外表张力μLm=(μlDm+μlfm)/2=0.438(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气液相体积流量为VS=V*Mvm3600ρvm=V*Mvm3600*pm*MvmR*Tm=109.5*8.314*325.253600*113.7=0.732m3/sC=C20(σL20)0.2其中C20由以下图查取图的横坐标LhVh 〔 ρLρV 〕0.5=0.0082*36000.723*3600(1302.34.09)0.5=0.202C20LhVh〔ρLρV〕0.5的图〔斯密斯关联图〕如下HL=0.06m则HT-HL=0.40-0.06=0.34mC20=0.073C=C20(σL20)0.2=0.073*(25.4520)0.2=1.05*0.073=0.0767Umax=CρL-ρVρV=0.0767*(1302.3-4.09)/4.09=1.366m/s0.7，则空塔气速为U=0.7Umax=0.7*1.366=0.9565m/s按标准塔径圆整后为D=1m塔截面积为AT=π4D2=π4*1=0.785实际空塔骑速为U=VsAT=0.7230.785=0.92m/s精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z精=〔N精-1〕*HT=(10-1)*0.40=3.6m提馏段有效高度为Z提=〔N提-1〕*HT〔11-1〕*0.40=4.0m0.8m故精馏段的有效高度为Z=Z精+Z提+H

=3.6+4.0+0.8=8.4m人孔(六)塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算D=1m,如下：①堰长LW取LW=0.66D=0.66m②HW由HW=HL-HOW选用平直堰，堰上液层高度HOW由下式计算，即HOW=2.841000E(LHLW)2/3E=1，则H (0.0082*36000.66)2/3=0.036m③Wd

与降液管面积AfLWD=0.66，查以下图得AFAT=0.0732WDD=0.1242Wd=0.124D=0.124m由式θ=3600AF*HTLH≥3~5验算液体在降液管中停留时间，即≥3s故降液管设计合理。④降液管底隙高度HOH0=LH3600LW*U0`取U0`=0.08m/s则 H0=LH3600LW*U0`=HW-HO=0.036-0.015=0.021m＞0.006m故降液管底隙高度设计合理hw`=50mm=0.05m2.塔板布置①塔板的分块塔径m800--12001400—16001800--20232023—240034塔径m800--12001400—16001800--20232023—24003456②边缘区宽度确定Wc=0.035m③开孔区面积计算r=D2-Wc=0.5-0.035=0.465m=2〔0.465〕2-〔0.311〕2+π〔0.465〕2180sin-10.3110.465〕=0.532m2④筛孔计算及其排列本设计中的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d0=3*5=15mm筛孔数目n为n=1.155Aat2=〔1.155*0.532〕/0.0152=2731个开孔率φ=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.015)2=10.1%气体通过阀孔的气速为U0=VsA0=VsAa*φ=0.7230.532*0.101=13.46m/s(七)筛板的流体力学验算1.塔板压降①干板阻力hc的计算hc=0.051〔u0c0〕2〔ρvρl〕由d0/δ=5/3=1.67.查干筛孔流量系数得c0=0.773=0.048m液柱②hl计算hl=βhLua=VSAT-Af=0.7320.785-0.0575=1.006m/sF0=uaρv=1.0064.07kg0.5/(s*m0.5)=2.029查图充气系数关联图得β=0.52hl=βhL=0.52*0.06=0.0312m液柱③ 液体外表张力阻力hσ的计算h σ =4 σLρLgd0=4*24.45/10001302.3*9.81*0.005=0.00152m液柱hphp=hc+hl+hσ=0.048+0.0312+0.00152=0.0807m液柱气体通过每层塔板的压降ΔPpΔPp=hp*ρL*g=0.0807*1302.3*9.81=1031.24pa<1.2kpa故设计合理。液面落差液面落差的影响。液沫夹带evhf=2.5hL=2.6*0.06=0.15故ev=5.7/1000000σl(uaHT-hf)3.2=5.7/100000025.45/1000(2.0290.4-0.15)3.2ev=0.182＜0.19kg液/kg气ev在允许范围内。4.漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min5-25计算，即u0，min=4.4C00.0056+0.13hl-hσρl/ρv=4.4*0.7720.0056+0.13*0.0312-0.001521302.3/4.7=5.102m/s实际孔速u0=13.46m/s稳定系数为K=u0u0，min=13.465.102=2.638故在本设计中无明显的漏液5、液泛Hd5—32关系，即Hd≤φ〔HT+hw〕φ=0.5.则φ〔HT+hw〕=0.5〔HT+hw〕而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即hd=0.153〔u`0〕2=0.153*0.082=0.001m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0807+0.06+0.001=0.814m液柱Hd≤φ〔HT+hw〕,故本例中不会发生液泛现象。〔八〕塔板负荷性能图漏液线，， l σl u0 min=4.4C00.0056+0.13h-hρ/ρu0 min=Vs，， l σl 2/3lρv)=3.025(0.00961+0.114Ls2/3)12.液沫夹带线ev=0.1kg液/kgVs---Ls关系如下ev=5.7/1000000σl(uaHT-hf)3.2ua=VSAT-Af=0.7320.785-0.0575=1.006m/shf=2.5hL=2.6*(hw+how)hw=0.047HOW=2.841000E(LHLW)2/3=2.841000*(Ls*36000.66)2/3=0.88Ls2/3故hf=0.118+2.2Ls2/3HT-hf=0.282-2.2Ls2/382-2.2Ls2/3)3.2=0.1LsVs值，计算结果如下：23.液相负