處理量為Ta的二硫化碳和四氯化碳精餾塔工藝設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)報(bào)告處理量為250T/a的二硫化碳和四氯化碳精餾塔工藝設(shè)計(jì) 專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 單 位 河南科技學(xué)院 班 級(jí)： 化工103班 【精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書】一 設(shè)計(jì)題目 精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)二 工藝條件生產(chǎn)能力：7.5萬噸每年（料液）年工作日：7200小時(shí)原料組成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩爾分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料；加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 1.8工作時(shí)間：每年工作300天，每天工作24小時(shí)三 設(shè)計(jì)內(nèi)容1 確定精餾裝置流程;2 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝

2、過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。3 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型四 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯將精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算的結(jié)果列在精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表中。五 參考文獻(xiàn) 列出在本次設(shè)計(jì)過程中所用到的文獻(xiàn)名稱、作者、出版社、出版日期。流程的設(shè)計(jì)及說明圖1 板式精餾塔的工藝流程簡(jiǎn)圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂

3、蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時(shí)發(fā)現(xiàn)問題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)?！疽阎獏?shù)】:主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù):表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)()密度二硫化碳7646.51.2601.595四氯化碳15476.8表2 液體的表面加力 (單位:mN/m)溫度46.55876.

4、5二硫化碳28.526.824.5四氯化碳23.622.220.2表3 常壓下的二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0【設(shè)計(jì)計(jì)算】一、精餾流程的確定 二硫化碳和四氯化碳的混合液體經(jīng)過預(yù)熱到一定的溫度時(shí)送入到精餾塔，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷若冰霜凝后，一部

5、分作為回流，其余的為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程圖如圖1所示。二、塔的物料衡算(一)、料液及塔頂塔底產(chǎn)品含二硫化碳的質(zhì)量分率（二）、平均分子量（三）、物料衡算每小時(shí)處理摩爾量總物料衡算易揮發(fā)組分物料衡算聯(lián)立以上三式可得：三、塔板數(shù)的確定（一）理論板NT的求法用圖解法求理論板（1） 根據(jù)二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)作出y-x圖,如圖2所示（2） 進(jìn)料熱狀況參數(shù) q =1（3） q線方程圖2 二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板（4） 最小回流比及操作回流比R依公式取操作回流比精餾段操作線方程按常規(guī)M,T，在圖(1)上作圖解得：（不包

6、括塔釜），其中精餾段為7層，提餾段為4層. (二) 全塔效率塔內(nèi)的平均溫度為60,該溫度下的平均粘度故:(三) 實(shí)際板數(shù)N精餾段:提餾段:四：塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算(一) 操作壓強(qiáng)的計(jì)算Pm塔頂壓強(qiáng)PD=101.3取每層塔板壓降P=0.7kPa 則：進(jìn)料板壓強(qiáng)：PF=101.3+170.7=113.2kPa塔釜壓強(qiáng)：Pw=101.3+100.7=108.3kPa精餾段平均操作壓強(qiáng)：Pm=109.5 kPa 提餾段平均操作壓強(qiáng)：Pm = =116.8kPa.(二) 操作溫度的計(jì)算 近似取塔頂溫度為47.5,進(jìn)料溫度為58,塔釜溫度為76精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 (三) 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔

7、頂摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由xD=y1=0.96查平衡曲線,得x1=0.927 ；進(jìn)料摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線查的： yF=0.582 xF=0.32； ； ；塔釜摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線查的：xW=0.024 =0.0796精餾段平均摩爾質(zhì)量：；提餾段平均摩爾質(zhì)量：；（四) 平均密度計(jì)算：m 1、液相密度：塔頂部分 依下式： （為質(zhì)量分率）；其中=0.941,=0.059； 即：； 進(jìn)料板處：由加料板液相組成：由xF=0.32得=0.203； ； 塔釜處液相組成：由xW=0.024 得=0.0253； ； 故 精餾段平均液相密度：； 提餾段的平均液相密度： ；2、氣相密度： 精餾段的平均氣相密度

8、 提餾段的平均氣相密度 （五）液體平均表面張力 的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，及 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由=47.5查手冊(cè)得： ； ； ； 進(jìn)料液相平均表面張力的計(jì)算 由=58查手冊(cè)得： ； ； ； 塔釜液相平均表面張力的計(jì)算 由=76.33查手冊(cè)得： ； ； 則： 精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： （六）液體平均粘度的計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即； 塔頂液相平均粘度的計(jì)算，由由=47查手冊(cè)得： ； ； ； 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算：由=58手冊(cè)得： ； ； ； 塔釜液相平均粘度的計(jì)算： 由=76查手冊(cè)得： ； ； ；五、精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段：V=(

9、R+1) = L=RD= Lh=36000.0027=9.72 提餾段：； ； ； ； ；六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算（一）塔徑D 參考下表 初選板間距HT=0.40m,取板上液層高度HL=0.07m 故： 精餾段：HT-hL=0.40-0.07=0.33 查圖表=0.078；依公式； 取安全系數(shù)為0.6，則： u=0.6=0.61.496=0.898m/s 故：； 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.8m,則空塔氣速為 塔的橫截面積 提餾段： ；查圖=0.068；依公式：； 取安全系數(shù)為0.60，；為了使得整體的美觀及加工工藝的簡(jiǎn)單易化,在提餾段與精餾段的塔徑相差不大的情況下選擇相同的尺寸;故:D取1

10、.m塔的橫截面積:空塔氣速為板間距取0.4m合適 （二）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)流堰。各計(jì)算如下：精餾段： 1、溢流堰長(zhǎng) 為0.7D，即：； 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=1.26/1.8=0.7, 查手冊(cè)知：E為1.03 依下式得堰上液高度：故：3、 降液管寬度與降液管面積有=0.7查手冊(cè)得故：=0.14D=0.14 1.8=0.252m 4、降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速=0.1m/s 依式計(jì)算降液管底隙高度， 即： 提餾段：1、 溢流堰長(zhǎng)為0.7，即：；2、 出口堰高 ；由 ，查手冊(cè)知E為1.04依下式得堰上液高度：

11、。3、 降液管寬度與降液管面積有=0.7查手冊(cè)得故：=0.14D=0.14 1.=0.182m 降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速=0.008m/s 依式計(jì)算降液管底隙高度 ：即（三）塔板布置 1、取邊緣區(qū)寬度=0.035m ,安定區(qū)寬度=0.065m 精餾段：依下式計(jì)算開孔區(qū)面積其中故: 提餾段：依下式計(jì)算開孔區(qū)面積 =0.304 其中 （四）篩孔數(shù)n與開孔率 取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚為4mm,取 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm 依下式計(jì)算塔板上篩孔數(shù)n ,即 依下式計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即： （在515%范圍內(nèi)） 精餾段每層板上的開孔面積

12、為氣孔通過篩孔的氣速提餾段每層板上的開孔面積為氣孔通過篩孔的氣速（五）塔有效高度 精餾段； 提餾段有效高度； 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高為0.8m，一般每68層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時(shí)每隔34層塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600m。根據(jù)此塔人孔設(shè)3個(gè)。故：精餾塔有效高度七篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(一) 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?1、根據(jù) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?、根據(jù)，查干篩孔的流量系數(shù)圖精餾段由下式得=提餾段由下式得3、精餾段氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔蓤D充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.57 則=提餾段氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?/p>

13、圖充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.58 則=3、精餾段克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?=提餾段克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?=故精餾段 單板壓降 =（設(shè)計(jì)允許值）故提餾段 單板壓降 =（設(shè)計(jì)允許值）（二）精餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 由式= =kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶提餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 由式= =kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶 （三）精餾段漏液的驗(yàn)算 = =8.7 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液提餾段漏液的驗(yàn)算 =7.89 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)

14、荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液 （四）精餾段液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計(jì)算=0.082+0.06+0.00098=0.143m 取=0.5，則=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛提餾段液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計(jì)算 取=0.5，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛八塔板負(fù)荷性能圖提餾段(一) 霧沫夾帶線（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.1425+1.776 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1Kg液/Kg氣，已知=， =0.4m，并將（a），（b）式代入 得

15、 整理得 = （1） 此為霧沫夾帶線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表中表 Ls. Vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 （二）液泛線令 聯(lián)立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e)將,及(c),(d),(e)代入得整理得:此為液泛線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表中表Ls. Vs. 1.855 1.800 1.718 1.633 （三）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限(四)漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由=4.4= =-

16、 =得 整理得:此為液相負(fù)荷上限線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表表Ls. Vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 (五)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層告訴=0.006m，化為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn), 取E1.0。由=即:0.006=則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線可知設(shè)計(jì)供板上限有霧沫夾帶線控制，下限由漏夜線控制精餾段操作彈性=提餾段(一) 霧沫夾帶線（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.136+1.776 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1Kg液/Kg氣，已知=， =0.4m，并將（a

17、），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此為霧沫夾帶線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列于表中。表 Ls. Vs. 4.097 3.924 3.701 3.514 （二）液泛線令 聯(lián)立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e)將,及(c),(d),(e)代入得整理得:此為液泛線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列表表 Ls. Vs. 1.604 1.537 1.385 1.151 （三）液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限(四)漏液線（氣相負(fù)荷下限線

18、）由=4.4= =- =得 整理得:此為液相負(fù)荷上限線的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)Ls,計(jì)算出相應(yīng)的Vs值。列表10中。表10Ls. Vs. 0.516 0.528 0.543 0.555 (五)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層告訴=0.006m，化為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn), 取E1.0。由=即:則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線可知設(shè)計(jì)供板上限有霧沫夾帶線控制，下限由漏夜線控制精餾段操作彈性=九、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 表11精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)109.5116.8各段平均溫度52.567平均流量氣相1.120.617液

19、相0.00230.0028實(shí)際塔板數(shù)塊129板間距0.40.4塔的有效高度4.43.2塔徑1.81.8空塔氣速0.450.409塔板溢流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)1.261.26堰高0.2520.252溢流堰寬度0.9830.182管底與受液盤距離0.0250.030板上清液層高度0.070.07孔徑5.05.0孔間距17.517.5孔數(shù)個(gè)34603460開孔面積0.06860.0307篩孔氣速16.3219.87塔板壓降0.9970.805液體在降液管中停留時(shí)間18.518.5降液管內(nèi)清液層高度0.1430.162霧沫夾帶0.00150.0239負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾

20、帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷1.3261.324氣相最小負(fù)荷0.5240.525操作彈性2.532.522十、精餾塔的的附屬設(shè)備及接管尺寸(一) 塔體結(jié)構(gòu)、塔高 :根據(jù)實(shí)際的工作經(jīng)驗(yàn)，及相似條件下的精餾塔的相關(guān)參數(shù)的選擇。已知全塔板間距，可選擇塔頂空間。塔底空間。全塔共有21塊塔板，考慮清理和維修的需要，選擇全塔的人孔數(shù)為4個(gè)，在進(jìn)料板上方開一人孔，人孔的直徑選擇為500mm，其伸出勞動(dòng)塔體的長(zhǎng)度為220mm。塔高全塔的板間距相同，則上式可化為：、塔體壁厚（二） 塔板結(jié)構(gòu) :出于對(duì)勞動(dòng)塔安裝、維修、剛度等方面的考慮，將塔板分成多塊。由表塔板分塊數(shù)表查得，塔徑為1.4m時(shí)，塔板分為4塊。（三）精餾塔的附屬設(shè)備、再沸器（蒸餾釜）該設(shè)備是用于加