二硫化碳—四氯化碳精餾分離板式塔設計

1、河河 西西 學學 院院Hexi University化化工工原原理理課課程程設設計計題題 目目: 二硫化碳二硫化碳四氯化碳精餾分離板式塔設計四氯化碳精餾分離板式塔設計學學 院院: 化學化工學院化學化工學院 專專 業(yè)業(yè): 化學工程與工藝化學工程與工藝 學學 號號: 20142100032014210003 姓姓 名名: 陳維軍陳維軍 指導教師指導教師: 李守博李守博 2016 年年 11 月月 26 日日河西學院化學化工學院課程設計化工原理課程設計任務書一、設計題目二硫化碳二硫化碳- -四氯化碳精餾分離板式塔設計四氯化碳精餾分離板式塔設計二、設計任務及操作條件1.設計任務生產(chǎn)能力（進料量） 80

2、000 噸/年操作周期 7920 小時/年進料組成 36% （二硫化碳） （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 98% （二硫化碳）塔底產(chǎn)品組成 2% （二硫化碳）回流比， 自選 單板壓降 700Pa 2.操作條件操作壓力 塔頂為常壓 進料熱狀態(tài) 泡點進料 加熱蒸汽 0.25MPa (表壓) 冷卻水溫度 203.設備型式 篩板式或浮閥式精餾塔 4.廠址 安徽 三、設計內(nèi)容1.設計方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計算3.主要設備工藝尺寸設計（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學校核（3）塔板的負荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設備選型與計算5.設計結(jié)果匯總6.工藝

3、流程圖及精餾工藝條件圖7.設計評述河西學院化學化工學院課程設計前言前言課程設計是化工原理課程的一個非常重要的實踐教學內(nèi)容。不僅能夠培養(yǎng)學生運用所學的化工生產(chǎn)的理論知識，解決生產(chǎn)中實際問題的能力，還能夠培養(yǎng)學生的工程意識,健全合理的知識結(jié)構(gòu)可發(fā)揮應有的作用。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)得到廣泛應用。精餾過程在能量計的驅(qū)動下，使氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各相分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、

4、傳熱、分離、控制等的設備、儀表。精餾塔的分離程度不僅與精餾塔的塔板數(shù)及其設備的結(jié)構(gòu)形式有關(guān)，還與物料的性質(zhì)、操作條件、氣液流動情況等有關(guān)。本次設計任務為設計一定處理量的分離四氯化碳和二硫化碳混合物精餾塔。精餾塔是化工生產(chǎn)中十分重要的設備，選用篩板塔，其突出優(yōu)點為結(jié)構(gòu)簡單、造價低、板上液面落差小，氣體壓強低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)速率較高。精餾塔內(nèi)裝有提供氣液兩相逐級接觸的塔板，利用混合物當中各組分揮發(fā)度的不同將混合物進行分離。在精餾塔中，塔釜產(chǎn)生的蒸汽沿塔板之間上升，來自塔頂冷凝器的回流液從塔頂逐漸下降，氣液兩相在塔內(nèi)實現(xiàn)多次接觸，進行傳質(zhì)傳熱過程，輕組分上升，重組分下降，使混合物達

5、到一定程度的分離。精餾塔的分離程度不僅與精餾塔的塔板數(shù)及其設備的結(jié)構(gòu)形式有關(guān)，還與物料的性質(zhì)、操作條件、氣液流動情況等有關(guān)。本設計我們使用篩板塔。其突出優(yōu)點為結(jié)構(gòu)簡單，造價低板上液面落差小，氣體壓強低，生產(chǎn)能力較大，氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。篩板塔是最早應于手工業(yè)生產(chǎn)的設備之一。采用篩板塔可解決堵塞問題適當控制漏夜實際操作表明，篩板在一定程度的漏液狀態(tài)下，操作是板效率明顯降低，其操作的負荷范圍較泡罩塔窄，但設計良好的篩板塔其操作彈性仍可達到標準。課程設計是讓同學們理論聯(lián)系實踐的重要教學環(huán)節(jié)，是對我們自身進行的一次綜合性設計訓練。通過課程設計能使我進一步鞏固和加強所學的專業(yè)理論知識，還能培養(yǎng)自

6、身獨立分析和解決實際問題的能力,更能培養(yǎng)我們自身的創(chuàng)新意識、嚴謹認真的學習態(tài)度。河西學院化學化工學院課程設計I目錄目錄1.1.概述概述.11.1 精餾流程設計方案的確定 .11.2 設計思路 .21.2.1 精餾方式的選定.21.2.2 加熱方式.21.2.3 操作壓力的選取.31.2.4 回流比的選擇.31.2.5 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇.31.2.6 板式塔的選擇.31.2.7 關(guān)于附屬設備的設計.52.2.精餾塔工藝設計計算精餾塔工藝設計計算.52.1 物料衡算： .52.2 進料熱狀況的確定 .63.3.塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定.63.1 理論塔板層數(shù)的確定 .6TN3.

7、1.1 理論塔板層數(shù)的確定.6TN3.1.2 最小回流比及操作回流比的確定：.73.1.3 精餾塔的氣液相負荷.73.1.4 操作線方程的確定.73.1.5 圖解法求理論板層數(shù).83.2 全塔效率的計算 .83.2.1 全塔溫度的計算.83.2.2 氣相組成的計算.83.2.3 相對揮發(fā)度的求取.83.2.4 液相平均黏度的計算 .9Lm3.2.5 全塔效率和實際塔板數(shù)的計算 .10TE河西學院化學化工學院課程設計II4.4.精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算.104.1 操作壓力的計算 .104.2 平均摩爾質(zhì)量計算 .104.3 平均密度計算.11m4

8、.3.1 氣相平均密度計算 .11Vm4.3.2 液相平均密度計算 .12Lm4.4 液體平均表面張力的計算.13m5.5.精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算.145.1 塔徑的計算 .145.2 精餾塔有效高度的計算 .166.6.塔板的主要工藝尺寸計算塔板的主要工藝尺寸計算.166.1 溢流裝置的計算 .166.1.1 溢流堰長.16Wl6.1.2 溢流堰高度： .16Wh6.1.3 弓形降液管的寬度和橫截面.17dWfA6.1.4 降液管底隙高度.180h6.2 塔板布置 .196.2.1 塔板的分塊.196.2.2 邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬.196.2.3 開孔區(qū)面積計算.19

9、6.3 篩孔數(shù) N 與開孔率.207.7.塔板的流體力學的驗算塔板的流體力學的驗算.207.1 塔板壓降 .217.1.1 氣體通過篩板塔板的壓降.217.1.2 液面落差.23河西學院化學化工學院課程設計III7.1.3 液泛.237.1.4 霧沫夾帶.237.1.5 漏液.248.8.塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖.248.1 漏液線（氣相負荷下限線） .248.2 霧沫夾帶線 .258.3 液相負荷上限線 .278.4 液相負荷下限線 .288.5 液泛線 .288.6 負荷性能圖 .309.9.塔附件設計塔附件設計.319.1 接管 .319.1.1 進料管.319.1.2 回流管.32

10、9.1.3 塔底料液排出管.329.1.4 塔頂蒸汽出口管道.329.1.5 塔底進氣管.339.1.6 法蘭.339.2 筒體與封頭 .339.2.1 筒體.339.2.2 封頭.339.2.3 除沫器.349.2.4 裙座.349.2.5 吊柱.349.2.6 人孔.359.3 塔總體高度設計 .359.3.1 塔的頂部空間高度.359.3.2 塔的底部空間高度.359.3.3 塔體高度.35河西學院化學化工學院課程設計IV9.4 附屬設備的設計 .359.4.1 冷凝器的選擇.359.4.2 再沸器的選擇.3610.10.設計結(jié)果一覽表設計結(jié)果一覽表.3611.11.設計評述設計評述.3

11、9參考文獻參考文獻.41致謝致謝.42 河西學院化學化工學院課程設計0二硫化碳二硫化碳四氯化碳精餾分離板式塔設計四氯化碳精餾分離板式塔設計陳維軍摘要：摘要：本次設計是針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較 完整的精餾設計過程。我們對此塔進行了工藝設計，包括它的輔助設備及進出口管路的計算，畫出了塔板負荷性能圖，并對設計結(jié)果進行了匯總。此次設計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計的精餾裝置包括精餾塔，再沸器，冷凝器等設備，熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。本文是精餾塔及其進料預熱的設計，分離質(zhì)量

12、分數(shù) 0.36 二硫化碳溶液，使塔頂產(chǎn)品二硫化碳的摩爾含量達到 98%，塔底釜液摩爾分數(shù)小于2.0%。綜合工藝操作方便、經(jīng)濟及安全等多方面考慮，本設計采用了篩板塔對進行二硫化碳-四氯化碳分離提純，塔板為碳鋼材料，按照圖解法求得理論板數(shù)為 14 塊，精餾段為 8 塊，提餾段為6 塊，進料板位置為第 9 塊板。塔頂使用全凝器，部分回流。實際塔板數(shù)為 29 塊，精餾段為 16塊，提餾段為 13 塊，實際加料位置在第 17 塊板。塔徑為 1.7m，選用單溢流弓形降液管，回流比為 2.202。通過板壓降、漏液、液泛、液沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內(nèi)，塔的附屬設備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸

13、器采用臥式浮頭式熱器，確定了操作點符合操作要求。關(guān)鍵詞：關(guān)鍵詞：二硫化碳四氯化碳、精餾、圖解法、負荷性能圖、精餾塔設備結(jié)構(gòu)1.概述概述 篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質(zhì)設備。它的出現(xiàn)僅遲于泡罩塔 20 年左右，當初它長期被認為操作不易穩(wěn)定，在本世紀 50 年代以前，它的使用遠不如泡罩塔普遍。其后因急于尋找一種簡單而價廉的塔型，對其性能的研究不斷深入，已能作出比較有把握的設計，使得篩板塔又成為應用最廣的一種類型。1.1 精餾流程設計方案的確定本設計任務為分離二硫化碳四氯化碳混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用氣液混合物進料，將原料液通過預熱器加熱

14、至溫度后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，河西學院化學化工學院課程設計1故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。流程簡圖如圖 1 所示。圖 1 板式精餾塔的工藝流程簡圖1.2 設計思路在本次設計中，我們進行的是二硫化碳四氯化碳二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。蒸餾過

15、程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是篩板式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件，在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。1.2.1 精餾方式的選定本設計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。河西學院化學化工學院課程設計21.2.2 加熱方式本設計采用間接蒸汽加熱，加熱設備為再沸器。本設計不易利用直接蒸汽加熱，因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下

16、，釜液濃度相應降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也增加了間接加熱設備。1.2.3 操作壓力的選取本設計采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應采用常壓蒸餾。在化工設計中有很多加料狀態(tài)，這次設計中采用氣液混合物進料。1.2.4 回流比的選擇對于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對于某些特殊體系，如乙醇水體系則要特殊處理，該體系最小回流比的求取應通過精餾段操作線與平minR衡線相切得到。而適宜回流比 R 的確定，應體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設備費與操作費之和最低，我們推薦以下

17、簡化方法計算各項費用，從而確定最佳回流比。一般經(jīng)驗值為(1.1-2)。RminR1.2.5 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當于一塊理論板。塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。1.2.6 板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設計計算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學性能校核、負荷性能圖以及塔高等。其設計計算方法可查閱有關(guān)資料。著重應注意的是：塔板設計的任務是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸

18、。塔板設計的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設計手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨立變量，確定相關(guān)的參數(shù)，然后進行流體力學計算，進行物料衡算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復上述設計步驟直到滿意為止。最后繪制出其負荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定，還與塔頂空河西學院化學化工學院課程設計3間、塔底空間、進料段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料獲得相關(guān)的材料數(shù)據(jù)。 【已知參數(shù)已知參數(shù)】:主要基礎數(shù)據(jù):表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì)項目分子式 分子量沸點() 密度3/g cm二硫化碳2CS 7

19、6 46.5四氯化碳4CCl 154 76.8 1.260 1.595表 2 液體的表面張力 (單位:mN/m)溫度46.55876.5二硫化碳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溫度/液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y溫度/00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.495076.874.973.170.368.663.80.39080.53180.66300.75740.86041.000.

20、63400.74700.82900.87900.93201.0059.355.352.350.448.546.5表 4 參數(shù)選取項 方式壓力加料加熱回流比冷凝器冷卻板式塔河西學院化學化工學院課程設計4目狀態(tài)方式介質(zhì)選 取連續(xù)精餾常壓氣液混合間接蒸汽=(1.1-2.0)RminR全凝器自來水篩板塔1.2.7 關(guān)于附屬設備的設計附屬設備的設計主要有：（1）熱量衡算求取塔頂冷凝器、冷卻器的熱負荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負荷和所需的加熱蒸氣用量。（2）選定冷凝器和再沸器的型式求取所需的換熱面積并查閱換熱器標準，提出合適的換熱器型號。2.精餾塔工藝設計計算精餾塔工藝設計計算2.1 物料衡算：F:原

21、料液流量（kmol/h） XF:原料液的組成D:塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h） XD:塔頂產(chǎn)品組成 W:塔釜殘夜流量（kmol/h） XW:塔釜殘夜組成（1）二硫化碳的摩爾質(zhì)量：MA=76.14kg/kmol 四氯化碳的摩爾質(zhì)量：MB=153.82kg/kmol532. 082.153/ )36. 01 (14.76/36. 014.76/36. 0Fx990. 082.153/ )98. 01 (14.76/98. 014.76/98. 0Dx040. 082.153/ )02. 01 (14.76/02. 014.76/02. 0Wx（2）原料液及塔頂、塔釜產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：MF=XF76

22、.14+（1XF）153.82=112.49kg/kmolMD=XD76.14+（1XD）153.82=76.92kg/kmol MW=XW76.14+（1XW）153.82=150.71kg/kmol河西學院化學化工學院課程設計5（3）物料衡算原料處理量： hkmolF/79.8949.1127920100080000總物料衡算： molkgFWD/79.89二硫化碳物料衡算： 79.89532. 004. 099. 0WD 代入數(shù)據(jù)，聯(lián)立得： hkmolD/50.46 hkmolW/29.432.2 進料熱狀況的確定由表 3 二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)表中相應的數(shù)據(jù)，根據(jù)內(nèi)插法，求得

23、：3 .52t663. 0532. 03 .523 .556630. 05381. 0FtF=55.30則 進料時的泡點溫度為 55.30進料方式為泡點進料：q=13.塔板數(shù)的確定塔板數(shù)的確定3.1 理論塔板層數(shù)的確定TN3.1.1 理論塔板層數(shù)的確定TN二硫化碳和四氯化碳屬理想物系，根據(jù)二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)，可采用圖解法求理論板層數(shù)，如下圖所示河西學院化學化工學院課程設計60.00.81.00.00.81.0dfecaxWxFxDyxyqR+1xDb圖 2 圖解法求理論板層數(shù)由，根據(jù)表 3 得到不同溫度下的揮發(fā)度，如表 5 所示AAAAyxxy

24、11表 5 不同溫度下的相對揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度溫度/揮發(fā)度68.752.9752.452.4663.952.8150.552.3359.452.7048.652.2255.452.6046.652.10則 相對揮發(fā)度：64. 2887654321 平衡線的方程為：xxxxy64. 1164. 2113.1.2 最小回流比及操作回流比的確定：泡點進料 q=1,時532. 0Fqxx河西學院化學化工學院課程設計7采用作圖法求最小回流比，在圖 2 中對角線上，自點 e(0.532,0.532)作垂線 ef,即為進料線（q 線），該線與平衡線的交點坐標為：532. 0750. 0qqxy，故 最小回流

25、比為：101. 1532. 0750. 0750. 0990. 0minqqqDxyyxR即 操作回流比為：202. 20 . 2minRR3.1.3 精餾塔的氣液相負荷精餾段： hkmolRDL/393.10250.46202. 2 hkmolDRV/893.14850.46)202. 21 ()1 (提餾段： hkmolFLL/183.19279.89393.102 hkmolVV/893.1483.1.4 操作線方程的確定精餾段操作線方程： 309. 0688. 01202. 2990. 01202. 2202. 2111nnDnnxxRxxRRy提餾段操作線方程： 012. 0291.

26、 1279.169040. 029.43893.148183.1921mmWmmxxxVWxVLy3.1.5 圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖 2 所示，求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) NT=14(不包括再沸器)，精餾段為 8 塊，提餾段為 6 塊，進料板位置為 NT=9（第 9 板為進料板）。3.2 全塔效率的計算3.2.1 全塔溫度的計算由表 3 二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)表中相應的數(shù)據(jù)，根據(jù)內(nèi)插法，求全塔的溫度：塔頂溫度 64.46tt48.59900. 08604. 05 .465 .4800. 18604. 0DD進料溫度 30.55t3 .52t663. 0532.

27、03 .523 .556630. 05381. 0FF河西學院化學化工學院課程設計8塔釜溫度 23.74tt74.9040. 00269. 08 .769 .7400. 00269. 0WW精餾段平均溫度 97.502tttFDm提餾段平均溫度 77.642tttFWm3.2.2 氣相組成的計算由表 3 二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)表中相應的數(shù)據(jù)，根據(jù)內(nèi)插法，求全塔的氣相組成：塔頂處的氣相組成 9952. 0y5 .4664.46000. 1y5 .465 .48000. 19320. 0DD進料口的氣相組成 7470. 0y3 .523 .558290. 0y3 .523 .558290

28、. 07470. 0FF塔釜處的氣相組成 1095. 0y9 .7423.740823. 0y1 .739 .741555. 00823. 0WW3.2.3 相對揮發(fā)度的求取塔頂處的相對揮發(fā)度 由,得：9952. 0990. 0DDyx，094. 211DDDDDyxxy進料處的相對揮發(fā)度 由,得：747. 0532. 0FFyx，600. 211FFFFFyxxy塔釜處的相對揮發(fā)度 由得：,1095. 0040. 0wwyx，951. 211wwwwwyxxy精餾段平均相對揮發(fā)度 347. 22FDm提餾段平均相對揮發(fā)度 776. 22FWm平均揮發(fā)度：由于兩段的相對揮發(fā)度差距很大，所以只能

29、使用平均揮發(fā)度523. 2951. 2600. 2094. 233FWD3.2.4 液相平均黏度的計算Lm液相的平均黏度依下式計算，即iiLmx河西學院化學化工學院課程設計9表 6 不同溫度下的黏度列表42cclcs 溫度/30405060708090smPaccl/40.3430.3210.3010.2840.2690.2550.243smPacs/20.8470.7410.6530.5800.45190.4670.422塔頂液相平均粘度的計算，由，根據(jù)表 6 利用內(nèi)插法，得：64.46tD，smPacs 0.3082smPaccl 0.6834 smPaDm316. 0683. 002.

30、0308. 098. 0進料板液相平均黏度的計算，由，根據(jù)表 6 利用內(nèi)插法，得：30.55tF ，smPacs 0.2922smPaccl 0.6144 smPaFm466. 0614. 064. 0292. 036. 0塔釜液相平均粘度的計算，由，根據(jù)表 6 利用內(nèi)插法，得：23.74tW ，smPacs 0.2632smPaccl 0.4974 smPaWm492. 0497. 098. 0263. 002. 0精餾段平均黏度為：smPaFD407. 02/ )498. 0316. 0(2/ )(精提留段平均黏度為：smPaWF495. 02/ )492. 0498. 0(2/ )(提3

31、.2.5 全塔效率和實際塔板數(shù)的計算TE全塔效率可由奧康奈爾公式求得245. 0)(49. 0LTE精餾段：0.496)0.4072.374(49. 0245. 0)(精TE提餾段：0.453)0.4952.875(49. 0245. 0)(提TE利用圖解法求得的理論塔板數(shù)：塊，精餾段為 8 塊，提餾段為 6 塊。14NT則 精餾段實際塔板數(shù)：塊精精精1616.13496. 0/8/E)T()()(TPNN 提餾段實際塔板數(shù)：塊提提提1313.25453. 0/6/E)T()()(TPNN河西學院化學化工學院課程設計10全塔所需實際塔板數(shù)：塊提精291316)()(PPPNNN 全塔效率：48

32、3. 02914PTTNNE4.精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算精餾塔的工藝條件和有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1 操作壓力的計算塔頂操作壓力：kPaPD33.101取每層塔板壓降：kPaP7 . 0進料板壓力：kPaPF53.1127 . 01633.101塔釜壓力：kPaPW63.1217 . 01333.101則 精餾段的平均壓力：kPaPm106.932112.53101.332PPFD)(精 提餾段的平均壓力：kPaPPPFWm117.082112.53121.632)(提4.2 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂摩爾質(zhì)量計算由,根據(jù)：,得：990. 01 yxDxxxxy66. 1166. 2) 1

33、(1974. 01xkmolkgMVDm/917.7682.153)990. 01 (14.76990. 0kmolkgMLDm/160.7882.153)974. 01 (14.76974. 0進料摩爾質(zhì)量計算由，利用平衡線方程，根據(jù)表 3 中的數(shù)據(jù)，內(nèi)插法求得：532. 0Fx747. 0FykmolkgMVFm/793.9582.153747. 0114.76747. 0）（kmolkgMLFm/494.11282.153532. 0114.76532. 0）（塔釜摩爾質(zhì)量計算由，利用平衡線方程，根據(jù)表 3 中的數(shù)據(jù)，內(nèi)插法得：040. 0Wx110. 0WykmolkgMVWm/275

34、.14582.153110. 0114.76110. 0）（kmolkgMLWm/713.15082.153040. 0114.76040. 0）（河西學院化學化工學院課程設計11 則 精餾段的平均摩爾質(zhì)量：kmolkgMMMVFmVDmVm/86.35595.793)/276.917(2)(精kmolkgMMMLFmLDmLm/95.327112.494)/278.160(2)(精 提餾段的平均摩爾質(zhì)量：kmolkgMMMVFmVWmVm/120.48495.793)/2145.275(2)(提kmolkgMMMLFmLWmLm/131.604112.494)/2150.713(2)(提4.

35、3 平均密度計算m4.3.1 氣相平均密度計算Vm由理想氣體狀態(tài)方程計算求得RTMPVmmVm 精餾段的平均氣相密度：3)()()(3.43kg/m273.15)50.97(8.31486.355106.93RTMPVmmVm精精精 提餾段的平均氣相密度：3)()()(/5.02273.15)64.77(8.314120.484117.08mkgRTMPVmmVm提提提4.3.2 液相平均密度計算Lm液相平均密度可由公式計算求得）為質(zhì)量分率（LBBLAALm1表 7 不同溫度下的密度42cclcs 溫度/304050607080903)(/2mkgcs124812341219120311881

36、17211563)(/4mkgccl1574155615361517149814781457（1）塔頂液相密度 塔頂液相組成：020 . 0, 089 . 0BA由，根據(jù)表 7 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：64.46tD河西學院化學化工學院課程設計12，3/04.1224mkgA3/72.1542mkgB3mLDm/26.571272.154220 . 004.122498. 01mkgLD （2）進料板處液相密度 加料板液相組成：；360. 0A406 . 0B 由，根據(jù)表 7 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：30.55tF ,3/52.1210mkgA3/30.1606mkgB3mLFm/14

37、.143730.160664. 052.121036. 01mkgLF （3）塔釜處液相密度 塔釜處液相組成：；020. 0A980. 0B 由，根據(jù)表 7 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：23.74tW,3/23.1181mkgA3/54.1489mkgB3mLWm/80.148154.1489980. 023.1181020. 01mkgLW則 精餾段平均液相密度：3)(/1331.8621437.141226.57mkgLm精 提餾段平均液相密度：3)(/1459.4721437.141481.80mkgLm提4.4 液體平均表面張力的計算m表 8 不同溫度下的表面張力)()(42-cclc

38、s溫度/30405060708090mmN /)(cs230.8129.3327.8726.4124.9723.5422.13mmN /)(ccl424.5323.3522.1821.0219.8818.7417.62液相平均表面張力可由公式計算求得mniiiLmx1塔頂液相平均表面張力計算：河西學院化學化工學院課程設計13由，根據(jù)表 8 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：64.46tD，mmNA/29.28mmNB/57.22mmNLDm/23.2857.22)990. 01 (29.28990. 0進料板液相平均表面張力計算：由，根據(jù)表 8 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：30.55tF，mmNA/

39、10.27mmNB/14.21mmNLFm/31.2414.21)532. 01 (10.27532. 0塔釜液相平均表面張力計算：由，根據(jù)表 8 中的數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法，求得：23.74tW，mmNA/37.24mmNB/40.19mmNLWm/60.1940.19)040. 01 (37.24040. 0則 精餾段液相平均表面張力為：mmNm/26.27224.3128.23)(精 提餾段液相平均表面張力為：mmNm/21.96231. 4260. 91)(提5.精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為： smVMVVmVms/1.0413

40、.43360086.355148.89336003)()(1精精smLMLLmLms/002. 031.86313600327. 59393.02136003)()(1精精 hmLLsh/2 . 7002. 036003600311提餾段的氣、液相體積流率為： smMVVVmVms/0.9935.023600120.484148.89336003)()(2提提smMLLLmLms/300.01459.473600131.604183.92136003)提()提(2河西學院化學化工學院課程設計14 hmLLsh/18003. 036003600322圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖初選板間距,取版上液層高度

41、mHT003 . 0mhL05. 0由，其中計算求得VVLCumax2 . 020)20(LCC精餾段：mhHLT250. 0 040. 03.431481.8036001.0413600002. 02121)()(11精精VmLmssVL查圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖，得：540 . 020C0.0572026.27540 . 0202 . 02 . 020LmCC最大空塔氣速：smCuVVL/1.1223.433.431331.86057. 0max取安全系數(shù)為 0.7，空塔氣速為：smuu/0.7851.1227 . 07 . 0max1河西學院化學化工學院課程設計15故 muVDs689. 1

42、0.78514. 31.04144111按標準塔徑圓整為：；mD8 . 11塔的橫截面積：2221269.27.1785.04mDAT空塔氣速：smAVuTS/0.4592.2691.04111提餾段：mhHLT250. 0 086. 05.021459.4736000.9933600500. 02121)()(22提提VmLmssVL查圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖，得：500 . 020C0.0512021.96500 . 0202 . 02 . 020LmCC最大空塔氣速：smCuVVL/0.8685.025.021459.47051. 0max取安全系數(shù)為 0.7，空塔氣速：smuu/0.608

43、0.8687 . 07 . 0max2故 muVDs443. 10.60814. 30.99344122按標準塔徑圓整為：；mD6 . 12塔的橫截面積：；2222766.15.1785.04mDAT空塔氣速：smAVuTS/0.5621.7660.99321根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計算，可知全塔塔徑，板間距取mD8 . 1合適mHT30. 05.2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算：mHNZTP50. 430. 0) 116(1)-()(精精河西學院化學化工學院課程設計16提餾段有效高度的計算：mHNZTP60. 330. 0) 131 (1)-()()(提提在進料板上方開一人孔

44、，其高度為m80. 0故 精餾塔的有效高度為: mZZZ90. 880. 050. 460. 38 . 0提精6.塔板的主要工藝尺寸計算塔板的主要工藝尺寸計算因為塔徑為 1.8m，所以可選用單溢流弓形降液管、凹形受液盤。6.1 溢流裝置的計算6.1.1 溢流堰長Wl取mDlW02. 18 . 16 . 06 . 06.1.2 溢流堰高度：Wh由，本設計采用平直堰，堰上液層高度,用費蘭西斯公式計算，OWLWhhhOWh即32100084.2WhOWlLEh 圖 4 液流收縮系數(shù)計算圖精餾段：由,，查圖 4 液流收縮系數(shù)計2DlW852. 602. 12 . 75 . 25 .

45、2WhlL算圖，近似取 E=1，則：mlLEhWhOW01045. 002. 12 . 7100084. 2100084. 22/332河西學院化學化工學院課程設計17取板上清液層高度，則：mhL06. 0mhhhOWLW04955.001045.006.0提餾段：由,，查圖 4 液流收縮系數(shù)計2DlW131.1702. 1185 . 25 . 2WhlL算圖，近似取 E=1，則：mlLEhWhOW01925. 002. 118100084. 2100084. 22/332取板上清液層高度，則：mhL06. 0mhhhOWLW04075.001925.006.06.1.3 弓

46、形降液管的寬度和橫截面dWfA精餾段：由,查圖 5 弓形降液管的參數(shù)，得：，6 . 0DlW055. 0TfAA10. 0DWd ，2T2481 . 0269. 2055. 0A0.055mAfmDWd17. 08 . 151 . 015. 0圖 5 弓形降液管的參數(shù)驗算降液管內(nèi)停留時間： sLHAsTf72.18002.030.01248.01符合要求,5s河西學院化學化工學院課程設計18提餾段：由,查圖 5 弓形降液管的參數(shù)，得：，6 . 0DlW055. 0TfAA10. 0DWd ，2T09713. 0766. 1055. 0A0.055mAfmDWd17. 08 . 151 . 01

47、5. 0驗算降液管內(nèi)停留時間： sLHAsTf837.5500.003.009713.02符合要求,5s精餾段和提餾段的停留時間，故降液管可使用。s56.1.4 降液管底隙高度0h降液管底隙高度可由公式計算求得Oh00ulLhWs精餾段：取液體通過降液管底隙的流速，則smu/10. 00mulLhWs0196. 010. 002. 1002. 0010提餾段:取液體通過降液管底隙的流速，則smu/08. 00mulLhWs0613. 008. 002. 1005. 00206.2 塔板布置6.2.1 塔板的分塊表 9 塔板的分塊數(shù)塔徑mm/800120014001600180020002200

48、2400塔板分塊數(shù) 3 4 5 6本設計塔徑 D=1.8m,采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。查表 9 塔板的分塊數(shù)得，塔板分為 5 塊。河西學院化學化工學院課程設計196.2.2 邊緣區(qū)寬和安定區(qū)寬因，故；邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度mD5 . 1mWc035. 0mWs650 . 06.2.3 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積可由公式計算求得RxRxRxAaarcsin1802222精餾段：其中 mWDRc815. 0035. 028 . 12 mWWDxsd615. 065)0 . 071 . 0(28 . 1)(2故 22227931. 1815. 0615. 0arcsin815. 01801

49、4. 3615. 0815. 0615. 02mAa提餾段：其中 mWDRc815. 0035. 028 . 12 mWWDxsd615. 0650 . 071 . 028 . 12故 22227931. 1815. 0615. 0arcsin815. 018014. 3615. 0815. 0615. 02mAa6.3 篩孔數(shù) N 與開孔率取篩孔的孔徑,按正三角形排列，一般碳鋼板厚，如圖 6 所示mmd50mm4圖 6 正三角形排列圖故 孔距中心距mdt5 .1755 . 35 . 30計算塔板上篩孔的數(shù)目, 則N)(676355.67620175. 07931. 1155. 1155. 1

50、22個tANa河西學院化學化工學院課程設計20計算塔板上開孔率，則 范圍內(nèi)在%15%5%40. 7%1005 . 3907. 0%100dtA22000aAA精餾段：每層板上的開孔面積0A2013269. 07931. 1074. 0mAAa氣孔通過篩孔的氣速0usmAVuS/8454. 713269. 0041. 1010提餾段：每層板上的開孔面積0A2013269. 07931. 1074. 0mAAa氣孔通過篩孔的氣速0usmAVuS/4836. 713269. 0993. 00207.塔板的流體力學的驗算塔板的流體力學的驗算7.1 塔板壓降7.1.1 氣體通過篩板塔板的壓降可根據(jù)計算h

51、hhhcp1圖 7 干篩孔的流量系數(shù)圖(1) 干板阻力計算ch河西學院化學化工學院課程設計21干板阻力可由公式計算202001051. 0aLVcAAcuh根據(jù)，查圖 7 篩孔的流量系數(shù)圖，得25. 14/5/0d80. 00C精餾段：液柱mAAcuhaLVc0126. 07931. 113269. 0186.133143. 38 . 08454. 7051. 01051. 022202001提餾段：液柱mAAcuhaLVc0153. 07931. 113269. 0147.145902. 58 . 04836. 7051. 01051. 022202002 (2)氣體通過液層的阻力計算氣體通

52、過液層的阻力可由公式計算求得owwlhhhLh圖 8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖精餾段：氣流通過閥孔的速度：smAAVufTSa/4855. 01248. 0269. 2041. 11氣相動能因子：8992. 043. 34855. 00VauF查圖 8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得：66. 0液柱mhhhhowwLl0396. 01045. 004955. 066. 01提餾段：氣流通過閥孔的速度：smAAVufTSa/5915. 009713. 0766. 1993. 02氣相動能因子：3253. 102. 55915. 00VauF河西學院化學化工學院課程設計22查圖 8 充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得：60. 0液柱m

53、hhhhowwLl0360. 001925. 004075. 060. 02(3)液體表面張力的阻力計算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力可由公式計算求得h04gdhLL精餾段：液柱mgdhLL0016. 0005. 081. 986.13311027.264430氣體通過每層塔板的液柱高度ph液柱mhhhhlcp0538. 00016. 00396. 00126. 0氣體通過每層塔板的壓降pP（設計允許值）aaLppkPPghP7 . 0926.69881. 986.13310538. 0提餾段：液柱mgdhLL0012. 0005. 081. 947.14591096.214430氣體通過每層塔板

54、的液柱高度ph液柱mhhhhlcp0704. 00012. 00360. 00332. 0氣體通過每層塔板的壓降pP（設計允許值）aaLppkPPghP7 . 0987.69981. 947.14590704. 07.1.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計中的塔徑與液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。7.1.3 液泛為了防止降液管液泛現(xiàn)象的發(fā)生，降液管內(nèi)液層高度應服從下列關(guān)系式，即dH，二硫化碳和四氯化碳屬于一般物系，取)(WTdhHH5 . 0精餾段：mhHWT1748. 004955. 03 . 05 . 0)(而，塔板不設進口堰dLpdhhhH河西學院化學化工學院課程設計2

55、3其中 液柱mhlLhWsd0.001540196. 002. 10020. 0153. 0153. 02201 液柱mhhhHdLpd1153. 000154. 006. 00538. 0故 ，在設計負荷之下不會發(fā)生液泛)(WTdhHH提餾段：mhHWT1704. 004075. 03 . 05 . 0)(而，塔板不設進口堰dLpdhhhH其中 液柱mhlLhWsd0.000160613. 002. 1005. 0153. 0153. 02202液柱mhhhHdLpd1127. 000016. 006. 00525. 0故 ，在設計負荷之下不會發(fā)生液泛)(WTdhHH7.1.4 霧沫夾帶霧沫

56、夾帶量可由公式計算求得2 . 3065 . 2107 . 5LTLVhHue精餾段：氣液氣液kgkgkgkgeV/1 . 0/0093. 006. 05 . 23 . 04855. 01027.26107 . 52 . 336故 在設計負荷之下不會發(fā)生過量霧沫夾帶提餾段：氣液氣液kgkgkgkgeV/1 . 0/0209. 006. 05 . 23 . 05915. 01096.21107 . 52 . 336故 在設計負荷之下不會發(fā)生過量霧沫夾帶7.1.5 漏液對于篩板塔，漏液點氣速可由公式owu計算求得VLLowhhCu13. 00056. 04 . 40精餾段：smuow/2091. 5

57、43. 386.13310016. 006. 013. 00056. 080. 04 . 4實際孔速：owusmu/8454. 70穩(wěn)定系數(shù)：5 . 15061. 12091. 58454. 70owuuK故 在設計負荷之下不會發(fā)生過量漏液河西學院化學化工學院課程設計24提餾段：smuow/9490. 402. 547.14590012. 006. 013. 00056. 080. 04 . 4實際孔速：owusmu/4836. 70穩(wěn)定系數(shù)：5 . 15122. 19490. 44836. 70owuuK故 在設計負荷之下不會發(fā)生過量漏液8.塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖8.1 漏液線（氣相負

58、荷下限線）精餾段： 由，得：VLLohhCu13. 00056. 04 . 40min，其中 , ,0min,minAVuso，OWWLhhh32100084. 2WhOWlLEhVLWSWshlLEhACV3200min,3600100084. 213. 00056. 04 . 443. 386.13310016. 002. 1360000284. 004955. 013. 00056. 013269. 080. 04 . 432SL 整理，得：32min,0856. 00104. 02037. 9SsLV此為液相負荷上限線的關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個值，計算出相應的值，SLSV結(jié)果列于表

59、10 所示表 10 漏液線上氣、液體積流量smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/30.64310.65150.66070.6689由表 10 數(shù)據(jù)即可做出漏液線 1提餾段：由，得：VLLohhCu13. 00056. 04 . 40min，其中 , ,0min,minAVuso，OWWLhhh32100084. 2 WhOWlLEh河西學院化學化工學院課程設計25VLWSWshlLEhACV3200min,3600100084. 213. 00056. 04 . 402. 547.14590012. 002. 1360000284. 004075. 013. 0

60、0056. 013269. 080. 04 . 432SL 整理，得：32min,6583. 00097. 09644. 7SsLV此為液相負荷上限線的關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)取幾個值，計算出相應的值，SLSV結(jié)果列于表 11 所示表 11 漏液線上氣、液體積流量smLS/30.00060.00150.00300.0045smVS/30.55720.56620.59010.5993由表 11 數(shù)據(jù)即可做出漏液線 18.2 霧沫夾帶線取霧沫夾帶氣液 kgkgeV/1 . 0由計算求得2 . 306107 . 5fTLVhHue精餾段：其中 SSfTSVVAAVu4664. 01248. 0269.