处理量为12吨小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔设计书

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1、处理量为 12 吨 / 小时的二硫化碳和四氯化碳分离精馏塔设计书第一章1.1 流程的设计及说明图 1板式精馏塔的工艺流程简图工艺流程：如图 1 所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品 （釜残液）再沸器中原料液部分汽化， 产生上升蒸汽， 依次通过各层塔板。 塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝， 然后进入贮槽再经过冷却器冷却。 并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体， 其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行， 流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵 , 有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及

2、时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。1.2 【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 g / cm3二硫化碳CS27646.51.260四氯化碳CCl 415476.81.595表 2液体的表面加力( 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气相中二硫化液相中二硫化气相中二硫化碳摩尔分率 x碳摩尔分率 y碳摩尔分率 x碳摩尔分率 y000.

3、39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.01.3选塔依据工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。 对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价：（ 1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高；（ 2） 塔板效率高；（ 3） 塔板压降低；（ 4） 操作弹性大；（ 5） 结构简单，制造成本低。而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟， 具体优点如下：（ 1）结

4、构简单、金属耗量少、造价低廉。（ 2）气体压降小、板上液面落差也较小。（ 3）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。因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。第二章【设计计算】2.1 、精馏流程的确定二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后， 一部分作为回流， 其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中， 塔釜采用间接蒸气再沸器供热， 塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图 1 所示。2.2 、塔的物料衡算( 一) 、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率aF0.34760.2030.34

5、76(10.34)154aD0.97760.9410.9776(10.97)154aW0.04760.02010.0476(10.04)154（二）、平均分子量M F0.3476(10.34)154127.48M D0.9776(10.97)15478.34M W0.0476(10.04)154150.88（三）、物料衡算每小时处理摩尔量1200012000F94.13kmol / hM F127.48总物料衡算DWF易挥发组分物料衡算0.97D0.04W0.34F联立以上三式可得：D 30.43kmol / h W 63.73kmol / h F 94.13kmol / h2.3 、塔板数的

6、确定（一）理论板 NT 的求法 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，用插值法求全塔温度：塔顶温度46.348.5t D46.346.54 100.086.0498.5t D100.0进料温度tF58 塔釜温度74.973.1tW 76.776.65 02.960.0776tW0精馏段平均温度 tm 精= tDtF52.27 ()2提馏段平均温度 tm 提tW tF67.33 )2( 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，用插值法求汽相组成：塔顶处汽相组成48.546.546.6546.599.2693.2100.0yDyD100.0进料处汽相组成59.355.35

7、859.367.07%63.474.7yFyF63.4塔釜处汽相组成74.973.176.773.14.3%8.2315.55yWyW15.55 相对挥发度的求解塔顶处相对挥发度由 xD 0.97; yD0.9926 得D0.9926 / 10.99262.04280.97进料处相对挥发度由 xF 0.34; yF0.6707 得F0.6707 / 10.67071.9570.34塔釜处相对挥发度由 xW 0.04; yW0.043 得0.04310.043W/1.920.04精馏段平均相对挥发度m( 精 )=DF2.002提馏段平均相对挥发度m( 提 )WF1.942（ 1） 平衡线方程x2

8、.88xy1(1)x1.88 x（ 2） q 0.95q 线方程yqx1 xFq1q119x10.2（ 3）最小回流比 Rmin 及操作回流比RxDyq0.970.5813依公式 Rmin1.5894yqxq 0.5813 0.3273取操作回流比 R2Rmin21.5894 3.1788(4) 精馏段操作线方程yRxXD3.1788x0.970.7607x 0.2357R1R 13.178813.17881(5) 提馏段操作线方程提馏段操作线过点c ( xw, xw ) 和精馏段操作线方程与q 线方程的交点d，连接 c、d 即为提馏段操作线方程。图 2 二硫化碳、四氯化碳的 y-x 图及图解

9、理论板上作图解得：NT(9.51)层 （不包括塔釜），其中精馏段为5 层，提馏段为 3.5 层 .( 二) 全塔效率 ETET0.170.616lgm塔内的平均温度为 , 该温度下的平均粘度mm0.34A0.66B0.330.30.660.681.428故 : ET0.43( 三)实际板数 N精馏段 : N精5/ ET12层提馏段 : N提3.5 / ET9层第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 塔工艺条件及物性数据计算( 一)操作压强的计算Pm塔顶压强 PD=4+101.3=105.3kPa 取每层塔板压降 P=1.0kPa 则：进料板压强： P =105.3+101.0=113.7kP

10、aF塔釜压强： Pw=105.3+9 0.7=121.3kPa精馏段平均操作压强： Pm=105.3113.7 =109.5 kPa2提馏段平均操作压强： Pm = 114.3 121.3 =116.8kPa.( 三) 平均摩尔质量计算2塔顶摩尔质量的计算：由 xd=y1=0.97 查平衡曲线 , 得 x1=0.927M VDm0.9776(10.97)15484.96kg / kmolM LDm0.927 76(10.927) 154 75.07kg / kmol ；进料摩尔质量的计算： xF=0.388 由平衡曲线查的： y F=0.582；M VFm0.58276(10.582)1549

11、8.98kg / kmol ；M LFm0.38876(10.388)154123.74 kg / kmol ；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=0.04x1 =0.127M VWm0.04764(10.04)154150.88 kg / kmolM LWm0.12776(10.127)154144.1kg / kmol精馏段平均摩尔质量：M Vm( 精 )(84.9698.98)291.97kg / kmol ；M Lm( 精)(75.07123.74)299.405kg / kmol ；提馏段平均摩尔质量：MMVm( 提 )Lm( 提)(98.98150.88) 2124.54kg

12、 / kmol ；(123.74144.1) 2133.92kg / kmol ；（四 ) 平均密度计算：m不同温度下 CS2 CCl 4的密度及质量分数列表位置温度(CS2 )(CCl4 )(CS )( CCl)（）24(kg / m3 )(kg / m3)塔顶122415430.9410.05946.54进料口 58120615080.2030.797塔釜117714850.02010.979976.651、液相密度Lm ：塔顶部分依下式：1LmAB （为质量分率）；其中A =0.941,B =0.059 ；LALB即： 10.9410.059Lm15431224Lm1269.5kg /

13、m3 ；进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.34 得AF =0.203 ；0.20310.2031LFm12061508LFm1503.3kg / m3 ；塔釜处液相组成：由xW=0.04 得AW =0.0201；0.020110.02011LWm11771485LWm1524.2kg / m3故 精馏段平均液相密度：L m( 精)(753.4867.9) 2810.7kg / m3 ；提馏段的平均液相密度：Lm (提 )(1627.5 1513.3) 21572.4kg / m3 ；2、气相密度Vm ：精馏段的平均气相密度pm M Vm( 精 )109.5 91.973Vm( 精)RT8

14、.314(52.25273.1)3.78kg / m提馏段的平均气相密度Vm( 提 )116.8 124.545.14kg / m3p mM Vm( 提 )RT8.314 (67.25 273.1)（五）液体平均表面张力m 的计算不同温度下 CS2 CCl 4 的表面张力位置温度( CS2)(CCl 4 )（）(mN / m)(mN / m)塔顶 46.5428.41623.669进料口 5826.75922.286塔釜 76.6524.08920.067n液相平均表面张力依下式计算，及Lmxiii 1塔顶液相平均表面张力的计算：LDm0.9728.4160.0323.66928.73mN /

15、 m ； 进料液相平均表面张力的计算LDm0.3426.759(10.34)22.28623.774mN / m ； 塔釜液相平均表面张力的计算LWm0.0524.089(10.05)20.06720.083mN / m ； 则：精馏段液相平均表面张力为：m(精 )(28.73+23.774)2=26.25 mN / m提馏段液相平均表面张力为：m(提 )(23.77420.083) 221.928 mN / m液体平均粘度的计算Lm液相平均粘度依下式计算，即Lmxii ；塔顶液相平均粘度的计算，由由tD =46.54 查手册得：A 0.33mPags ；B 0.71mPags ；LDm0.9

16、70.330.030.710.414mPags ；进料板液相平均粘度的计算：由tF =58手册得：A 0.28mPags；B 0.64mPags ；LFm 0.34 0.28 0.66 0.640.5176mPags ；塔釜液相平均粘度的计算：由 tW =76.65 查手册得：A 0.25mPags ；B 0.51mPags ；LWm0.040.250.950.510.486mPags ；3.2 、精馏塔气液负荷计算精馏段： V=(R+1)D 139.15kmol / hVVM Vm(精 )139.1591.973s1.01m / s3600 Vm( 精 )36003.78L=RD108.32

17、kmol / hLsLM Lm (精 )108.3299.40533600 Lm( 精 )36001394.30.00203m / sLh=36000.00203=8.08 m3 / h提馏段： V V139.15kmol ；VV M Vm(提 )139.15124.540.941m3/ s ；s(提 )360036005.14Vm( 提 )L=L+F=117.37+94.13=209.5kmol/h；209.5133.92LM Lm (提 )3/ s ；L s360036000.00289mLm( 提 )1574.8L h36000.00289 9.92m 3 / h ；3.3 、塔和塔板的

18、主要工艺尺寸的计算（一）塔径 D 参考下表 初选板间距 HT=0.40m,取板上液层高度 HL =0.07m 故：精馏段：HT-h L=0.40-0.07=0.311( Ls )( L )2( 0.0023)(1394.3) 20.047 查图表VsV1.043.78C20 =0.072 ；依公式CC20 () 0.20.072( 26.06 )0.20.0721 ；2020umaxCLv0.0721394.33.781.489m / s3.78v取安全系数为 0.7 ，则：u=0.7umax =0.71.489=1.0423m/s故： D4Vs41.041.272m ；u1.0423按标准，

19、塔径圆整为 1.3m,则空塔气速为u4Vs41.040.78m / sD21.32塔的横截面积 ATD 21.321.3267m244提馏段：Ls10.002771574.8 10.0507；查图( )( L)2(0.956)(5.14) 2VsV0.2C20 =0.068 ；依公式： CC20()0.20.06822.090.0694 ；20201574.85.14umaxCLv0.06941.213m / sv5.14取安全系数为0.70 ，u0.7 umax0.71.2130.849m / s ；D 4Vs40.9561.20m ；u 0.849为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化 ,

20、 在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸 ;故 :D 取 1.3m塔的横截面积 : AT4D 21.321.3267m244Vs4 0.9560.720m / s空塔气速为 u 21.32D板间距取 0.4m 合适（二）溢流装置采用单溢流、 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：1、溢流堰长lw 为 0.7D，即： l w0.7 1.30.91m ；2、出口堰高 h w hw=hL-h ow由 l w/D=0.91/1. =0.7,Lh l 2.5w8.2810.48m 查手册知：0.912.5E 为 1.03 依下式得堰上液高度：22.84 E

21、Lh32.84 1.038.28how1000l w10000.91230.013m故： hwhL -h ow0.070.0130.057m3、降液管宽度 Wd与降液管面积 Af有 lw / D =0.7 查手册得 Wd / D0.14, Af / AT 0.08故： Wd =0.14D=0.141.3=0.182mA 0.08D 20.081.320.1062 m2f44Af H T0.10620.421.8s 5s, 符合要求Ls0.002034、降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u0 =0.1m/s依式计算降液管底隙高度h0Ls0.00203， 即： h00.0212ml wu

22、00.91 0.1提馏段：1、溢流堰长 l w为 0.7 D ，即： l w 0.71.3 0.91m ；2、出口堰高 wh w =h L -h ow ；h由 l w /D=0.91/1.3=0.7 ， Lhl 2.5 w9.7612.63m 查手册知0.912.5E 为 1.04 依下式得堰上液高度：22.84 E3h owLh1000l w232.841.048.980.0119m10000.91hw0.070.01190.0581m 。1、降液管宽度 Wd 与降液管面积 A f0.14,/0.08有 lw / D =0.7 查手册得 W d/ DA fA T故： Wd =0.14D=0.

23、14 1.3=0.182m0.08D 20.081.320.1062 m2A f44Af H T0.10620.4Ls15.28s5s, 符合要求 降液管底隙高度 h 00.00289取液体通过降液管底隙的流速u 0 =0.08m/s依式计算降液管底隙高度h0 ：即L s0.00289h 0wu00.0367ml0.56 0.08（三）塔板布置1、取边缘区宽度 Wc =0.035m , 安定区宽度 Ws =0.065m 精馏段：依下式计算开孔区面积A2 xR2x2R2 sin 1 x180R其中 xDWd Ws1.30.182 0.0650.403m22D1.3WcR0.035 0.615m2

24、2故 :A2 0.403 0.61520.40320.6152 sin 1 0.4031800.61520.915m提馏段：依下式计算开孔区面积22x221 xAxRR sinR18020.4030.61520.22321800.6152 sin 1 0.4030.615=0.915m2其中 xD W dW s1.30.1820.065 0.403m22D Wc1.30.615mR20.0352（四）筛孔数 n 与开孔率取筛孔的孔径 d0 为 5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚为 4mm,取 t / d03.5故孔中心距 t=3.55.0=17.5mm依下式计算塔板上筛孔数n , 即n1158

25、10311581030.915孔t2A17.523970依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即：A 0%0.9077.5% （在 515%范围内）A2(t / d0 )精馏段每层板上的开孔面积Ao 为AoA0.0750.9150.0686m2气孔通过筛孔的气速Vs1.04u015.16m / sAo0.686提馏段每层板上的开孔面积Ao 为AoA0.075 0.9150.0686m2气孔通过筛孔的气速 u0V s0.94115.72m / sA o0.686（五）塔有效高度精馏段 Z精 （ 12-1 ） 0.4=4.4 m ；提馏段有效高度Z提 （ 9-1 ） 0.4=3.2 m ；在进料板上方开

26、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ZZ精Z 提30.84.43.22.410m3.4 筛板的流体力学验算( 一)气体通过筛板压降相当的液柱高度hp1、根据hphchlh干板压降相当的液柱高度hc2、根据 d0 /5/ 41.25，查干筛孔的流量系数图 c0 0.89精馏段由下式得u0215.162v3.78hc =0.0510.0510.0271mC0l0.891394.3提馏段由下式得u0215.162v5.14hc 0.0510.0510

27、.0428mC0l0.891574.83、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hlvs1.04uAf1.3270.8595 m / sAt0.1062F uav0.85953.78 1.878由图充气系数0 与 Fa 的关联图查取板上液层充气系数0 为 0.57则 hl = 0 hL = 0 hwhow0.570.070.0399m提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hlvs0.9560.783m / suAf1.327At0.1062F uav0.7835.141.775由图充气系数0 与 Fa 的关联图查取板上液层充气系数0 为 0.58则 hl =0 hL = 0 hwhow0.

28、58 0.07 0.0406m3、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h由h =44 26.06 10 30.001515mL gd01384.3 9.810.005提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h由h =44 22.0910 30.001236mL gd01574.8 9.810.005故精馏段hp =0.0301+0.0399+0.001515=0.05851m单板压降Php L g =0.05851 1394.3 9.81800.3pa 0.8003kpa( 1.0kpa) （设计允许值）故提馏段hp0.00483+0.0406+0.001236=0.06463m单板压降

29、PhpL g = 0.06463 1521.4 9.81964.6pa0.9646kpa(1.0kpa)（设计允许值）（二）精馏段雾沫夹带量ev 的验算由式 ev = 5.7 10 6u3.2H T hf5.710 60.85953.2= 0.0249kg 液/kg 气0.1kg液26.0610 30.42.50.07/kg 气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带提馏段雾沫夹带量ev 的验算3.2由式 ev = 5.7 10 6uH T hf5.710 60.7833.2=0.0239kg 液/kg气0.1kg液22.0910 30.42.50.07/kg 气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带（

30、三）精馏段漏液的验算uow4.4C00.00560.13hLhlV=8.6m / s筛板的稳定性系数u015.16k1.76( 1.5)uow8.9故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算uow4.4C00.00560.13hLhlV4.40.890.00560.130.070.001441574.8/ 5.14=8.6m / s筛板的稳定性系数u015.16k1.92( 1.5)uow7.89故在设计负荷下不会产生过量漏液（四）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H dHThw由 H dhphL hd 计算 H dLS22hd 0.1530.1530.0023l

31、w h00.91 0.0251.5610 30.001526mH d =0.082+0.06+0.00098=0.13m取=0.5 ，则H Thw =0.5 （0.4+0.057 ）=0.2285m故H dHThw，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H dHThw由 H dhphL hd 计算H d22hd 0.153LS0.1530.00277lw h00.91 0.03041.53410 30.00153mHd=0.0903+0.07+0.00153=0.162m取=0.5 ， 则H Thw =0.5 (0.4+0.0554)=0.2272

32、m故H dHThw，在设计负荷下不会发生液泛2.5 塔板负荷性能图精馏段( 一)雾沫夹带线（ 1）5.7x10 6u3.2evH Thf式中 uvsvs0.819vs（a）Af1.327 0.1062AT2/3hf = 2.5 hwhow 2.5 hw 2.84 10 3 E3600Lsl w近似取 E1.0 ， hw =0.0569m， lw =0.91m2/333600LS故 hf = 2.5 0.05692.84x10=0.1423+1.677LS2/ 3（ b）取雾沫夹带极限值 ev 为 0.1Kg 液 /Kg 气，已知=20.06mN / m ，10 63.25.7uH T =0.4

33、m，并将（ a），（b）式代入 evH T h f5.710 63.20.8574vs得 0.10.4 0.1423 1.677LS 2/326.465 10 3整理得vs = 2.132 14.70LS2/3（ 1）此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表中表 Ls.Vs.m3/ s0.6 10-31.5 10-33.0 10 -34.5 10-3m3/ s2.1072.0121.9311.843（二）液泛线令 H d(H Thw )H dhphLhdhphchLhhLhw how联立得( H Thw )hphw how hd近似的取 E=1.0,

34、lw0.91how 2.8410 3(3600l s ) 2/ 3lw2.84 10 3 (3600ls ) 2/ 30.91整理得 how0.6954ls2/3(c)hc0.51(u0)2 ( v )0.51( Vs )2 (v )C0lC0 A0l0.51(Vs)2(3.780.0686)0.891394.30.031351Vs2取 00.6 , 近似的有hc0 (hwhow )0.6 (0.0570.7104Ls2/3 )0.31410.409Lsh0.0015152/3故 :hp0.3071Vs20.3141 0.409Ls2/30.001515(d)由式 hd0.153(Ls)20.

35、153(Ls)2lwh00.910.025296.6 L s2(e)将 H T 0.4m, hw 0.057,0.5 , 及(c),(d),(e)代入得22/30.5(0.40.057)0.03570.03071Vs0.409Ls0.057整理得 :Vs23.6632.427 L2/3s7794.6 L2S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。列于表中表Ls.Vs.m3/ s0.6 10-31.5 10-33.0 10-34.5 10-3m3/ s1.8551.8001.7181.633（三）液相负荷上限线以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限Af H

36、 T5Ls则Af H T0.4 0.10623/ sLs.max0.008496 m55据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限( 四) 漏液线（气相负荷下限线）由 uo,min =4.4 Co (0.00560.13hLh ) lvuo,min =Vs,min2h = h - hh=2.84Lh3AoLwowowElw1000A0 0.686m2得Vs,min4.4 0.8930.00560.13(0.0570.7104Ls2/30.0015151394.3整0.71843.78理得 : Vs ,min0.2845 6.572932.87421Ls2/3此为液相负荷上限线的关系式， 在操作

37、控制范围内去几个 Ls, 计算出相应的 Vs 值。列于表表Ls.Vs.m3/ s0.6 10-31.5 10-33.0 10 -34.5 10-3m3/ s0.5480.55840.57160.5822( 五) 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉how =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E 1.0 。由how = 2.84 E3600Ls2/30.0061000lw2/3即 :0.006= 0.006 2.84 3600Ls,min10000.91则 Ls,min7.76 10 4 m3 s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线

38、控制精馏段操作弹性 =Vs,max1.7033.171Vs,min0.537提馏段( 一)雾沫夹带线（ 1）5.7x10 63.2evuH Thf式中 uvsvs0.812vsATAf1.327 0.1062（a）2/3hf = 2.5 hwhow 2.5 hw2.84 10 3 E 3600Lsl w近似取 E 1.0 ， hw =0.057m， l w =0.91m2/3故 hf = 2.5 0.05982.84 10 33600LS0.91=0.1416+1.729LS2 /3（b）取雾沫夹带极限值 ev 为 0.1Kg 液/Kg 气，已知=22.09mN / m ，5.7 10 63.2uH T =0.4m，并将（ a），（b）式代入 evH T h f5.710 63.20.812vs得 0.110 3 0.40.136 1.729LS2/322.09整理得vs = 4.29428.56LS 2/3（1）此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表中。表 Ls.Vs.m3/ s0.6 10-31.5 10-33.0 10 -34.5 10-3m3/ s3.9963.8733.7093.512（二）液泛线令 H d(H Thw )H dhphLhdhphchLhhLhw how联立得( H Thw )hphw how hd近