2022年化工原理课程设计方案说明书板式精馏塔设计方案.docx

精品学习资源前言化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由如干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质；生产中为了满意储存，运 输，加工和使用的需求，常常需要将这些混合物分别为较纯洁或几乎纯态的物质；精馏是分别液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用；精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分别，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移；实现原料混合物中各组成分别该过程是同时进行传质传热的过程；本次设计任务为设计肯定处理量的分别四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔；板式精馏塔也是很早显现的一种板式塔，20 世纪 50 岁月起对板式精馏塔进行了大量工业规模的讨论，逐步把握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法；与泡罩塔相比，板式精馏塔具有以下优点：生产才能<20% 40%）塔板效率 <10% 50%）而且结构简洁，塔盘造价削减40%左右，安装，修理都较简洁；化工原理课程设计是培育同学化工设计才能的重要教案环节，通过课程设计使我们初步把握化工设计的基础学问、设计原就及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；把握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，仍要考虑生产上的安全性、经济合理性；在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产才能满意工艺要求，另外仍要有肯定的潜力；节约能源，综合利用余热；经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量；另一方面影响到所需传热面积的大小；即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能 R 等直接关系到生产过程的经济问题；本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺运算，结构设计和校核；【精馏塔设计任务书】一设计题目精馏塔及其主要附属设备设计二 工艺条件欢迎下载精品学习资源生产才能： 10 吨每小时 <料液） 年工作日：自定原料组成： 34%的二硫化碳和 66%的四氯化碳 <摩尔分率，下同） 产品组成：馏出液97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度： 58 进料状况：自定加热方式：直接蒸汽加热回流比：自选三 设计内容1 确定精馏装置流程；2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等；3 主要设备的工艺尺寸运算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等；4 流体力学运算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性；5 主要附属设备设计运算及选型四 设计结果总汇将精馏塔的工艺设计运算的结果列在精馏塔的工艺设计运算结果总表中；五 参考文献列出在本次设计过程中所用到的文献名称、作者、出版社、出版日期；欢迎下载精品学习资源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固的进行，流程中仍要考虑设置原料槽；产品槽和相应的泵, 有时仍要设置高位槽；为了便于明白操作中的情形准时发觉问题和实行相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的外表；比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数；【已知参数】 :欢迎下载精品学习资源主要基础数据 :工程二硫化碳四氯化碳分子式CS2 CCl 4分子量76154沸点 >46.576.8密度 g / cm31.2601.595表 3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平稳数据液相中二硫化碳气相中二硫化碳液相中二硫化碳气相中二硫化碳表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质表 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摩尔分率x摩尔分率y摩尔分率x摩尔分率 y000.39080.63400.02960.08230.53180.74700.06150.15550.66300.82900.11060.26600.75740.87900.14350.33250.86040.93200.25800.49501.01.0【设计运算】一、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肯定的温度时送入到精馏塔， 塔顶上升蒸气采纳全凝器冷如冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采纳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；二、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欢迎下载精品学习资源Fa0.34760.2030.347610.34154Da0.97760.9410.977610.97154a0.05760.0235W0.057610.05154欢迎下载精品学习资源<二）、平均分子量0.347610.34154127.480.977610.9715478.340.057610.05154150.1M F M D M W<三）、物料衡算每小时处理摩尔量F100001000078.44kmol / h欢迎下载精品学习资源M F127.48总物料衡算DWF易挥发组分物料衡算欢迎下载精品学习资源0.97 D0.05W0.34F欢迎下载精品学习资源联立以上三式可得：D 24.75kmol / h W 53.70kmol / h F 78.44kmol / h三、塔板数的确定<一）理论板 N T 的求法用图解法求理论板（ 1） 依据二硫化碳和四氯化碳的气液平稳数据作出y-x 图,如图 2 所示（ 2） 进料热状况参数 q欢迎下载精品学习资源q1kmol变为饱和蒸汽所需要的能量原料液千摩尔汽化热0.661540.8576.8580.05830.34763390.66154188（ 3） q 线方程欢迎下载精品学习资源Fyqx1x0.0563x10.34欢迎下载精品学习资源q1q10.058310.058310.0619x0.3610图 2二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板欢迎下载精品学习资源（ 4） 最小回流比Rmin 及操作回流比R欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源依公式RminxDyqyqxq0.970.353.1630.350.154欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源取操作回流比R1.5Rmin1.53.1634.744欢迎下载精品学习资源精馏段操作线方程欢迎下载精品学习资源yRxXD4.744x0.970.826x0.169欢迎下载精品学习资源R1R14.74414.7441按常规 M,T ，在图 1>上作图解得：NT9.51层 <不包括塔釜），其中精馏段为5 层，提馏段为3.5 层.图 2二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板 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m欢迎下载精品学习资源m0.34 A0.66 B0.33 0.30.66 0.681.428欢迎下载精品学习资源故: ET0.170.616lg1.4280.43 三> 实际板数 N欢迎下载精品学习资源精馏段 : N精5/ ET11.6层取12层欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源提馏段 : N提3.5/ ET8.13层 取9层欢迎下载精品学习资源四：塔工艺条件及物性数据运算一>操作压强的运算 Pm塔顶压强 PD =4+101.3=105.3kPa 取每层塔板压降P=1.0kPa 就： 进料板压强： PF=105.3+101.0=113.7kPa塔釜压强： Pw=105.3+90.7=121.3kPa105.3113.7欢迎下载精品学习资源精馏段平均操作压强：Pm=109.5 kPa2欢迎下载精品学习资源提馏段平均操作压强：P m114.3121.3=2=116.8kPa.欢迎下载精品学习资源二>操作温度的运算近似取塔顶温度为46.5 ,进料温度为 58 ,塔釜温度为 76欢迎下载精品学习资源精馏段平均温度t= tVDt F46.55852.25 欢迎下载精品学习资源m 精22欢迎下载精品学习资源提馏段平均温度t三>平均摩尔质量运算tWtF5876.567.25 m 提22欢迎下载精品学习资源塔顶摩尔质量的运算：由xD=y1=0.97 查平稳曲线 ,得 x1=0.927M VDm0.977610.9715484.96kg / kmolM LDm0.9277610.92715475.07kg / kmol ；进料摩尔质量的运算：由平稳曲线查的：y F=0.582x F=0.388 ；M VFm0.5827610.582 15498.98kg / kmol ；M LFm0.3887610.388 154123.74kg / kmol ；欢迎下载精品学习资源1塔釜摩尔质量的运算：由平稳曲线查的：x W =0.05x' =0.127欢迎下载精品学习资源M VWm0.0576410.05154150.1kg / kmolM LWm0.1277610.127154144.1kg / kmol精馏段平均摩尔质量：M Vm 精84.9698.98 291.97kg / kmol ；欢迎下载精品学习资源M Lm精 75.07123.74 299.405kg / kmol ；欢迎下载精品学习资源提馏段平均摩尔质量：Vm 提M '98.98150.1 2124.54kg / kmol ；Lm提 M '123.74 144.1 2133.92kg / kmol ；<四>平均密度运算：m1、液相密度Lm ：欢迎下载精品学习资源塔顶部分依下式：欢迎下载精品学习资源1LmABLALB<为质量分率）；其中A =0.941,B =0.059；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源即： 10.9410.059LmLm126012951275.2 kg /m3；欢迎下载精品学习资源进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.34 得 AF =0.203 ；欢迎下载精品学习资源10.20310.203LFmLFm126015951513.3kg/ m3 ；欢迎下载精品学习资源塔釜处液相组成：由x W=0.05得 AW =0.0253 ；欢迎下载精品学习资源10.025310.0253LWmLWm126015951636.3kg / m3 ；欢迎下载精品学习资源故精馏段平均液相密度：753.4867.9 2810.7kg / m3 ；L m精提馏段的平均液相密度：1636.3 1513.3 21574.8kg / m3 ；L m 提2、气相密度Vm ：欢迎下载精品学习资源精馏段的平均气相密度pm M Vm 精Vm 精RT109.5 91.978.31452.2523.13.78kg / m3欢迎下载精品学习资源提馏段的平均气相密度欢迎下载精品学习资源p m MVm提116.8 124.545.14kg / m3欢迎下载精品学习资源Vm 提RT8.31467.25273.1欢迎下载精品学习资源<五）液体平均表面张力m 的运算欢迎下载精品学习资源液相平均表面张力依下式运算，及Lmnxiii 1欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源塔顶液相平均表面张力的运算由tD =45.5 查手册得：欢迎下载精品学习资源A28.5mN / m ； B23.6mN / m；LDm0.9728.50.0323.628.35mN / m ；欢迎下载精品学习资源进料液相平均表面张力的运算由tF =58 查手册得：欢迎下载精品学习资源A26.8mN / m ； B22.2mN / m；LDm0.3426.810.3422.223.76mN / m；欢迎下载精品学习资源 塔釜液相平均表面张力的运算由tW =97.33 查手册得：欢迎下载精品学习资源A24.5mN / m ； B20.2mN / mLWm0.0524.510.0520.220.42mN / m ；就：精馏段液相平均表面张力为：欢迎下载精品学习资源m精 20.17+51.242=35.71mN / m欢迎下载精品学习资源提馏段液相平均表面张力为：m提23.7620.42 222.09 mN / m<六）液体平均粘度的运算Lm欢迎下载精品学习资源液相平均粘度依下式运算，即Lmxii ；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源塔顶液相平均粘度的运算，由由t D =46.5查手册得：欢迎下载精品学习资源A0.33mPa s ； B0.71mPa s ；欢迎下载精品学习资源LDm0.970.330.030.710.414mPa s；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源进料板液相平均粘度的运算：由tF =58手册得：欢迎下载精品学习资源A0.28mPa s； B0.64mPa s ；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源LFm0.340.280.660.640.5176mPa s ；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源塔釜液相平均粘度的运算：由tW =76.8查手册得：欢迎下载精品学习资源A0.25mPa s ； B0.51mPa s ；欢迎下载精品学习资源LWm0.050.250.950.510.497mPa s；欢迎下载精品学习资源五、精馏塔气液负荷运算欢迎下载精品学习资源精馏段： V=R+1>D ' = 4.744124.75142.11kmol / h欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源VMVm精Vs142.11 91.971.04m3 / s欢迎下载精品学习资源3600Vm 精 36003.78欢迎下载精品学习资源L=RD= 4.74424.74117.37 kmol / h欢迎下载精品学习资源LM Lm 精Ls117.3799.4050.0023m3 / s欢迎下载精品学习资源3600Lm 精 3600 1394.3欢迎下载精品学习资源3L h=36000.0023=8.28 m / h欢迎下载精品学习资源提馏段：V's提 V 'V ' MVVm 提142.11kmol ；142.11124.540.956m 3 / s ；欢迎下载精品学习资源3600Vm 提36005.14欢迎下载精品学习资源L=' L+F=117.37+78.44=195.81kmol/h；L'M欢迎下载精品学习资源'L s3600Lm 提Lm 提195.81133.920.00277m 3 / s；36001574.8欢迎下载精品学习资源Lh'36000.002779.98m 3 / h ；六、塔和塔板的主要工艺尺寸的运算< 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：欢迎下载精品学习资源精馏段：H T-hL=0.40-0.07=0.3L10.0023 1394.3 1欢迎下载精品学习资源s L 2 20.0425查图表欢迎下载精品学习资源VsV1.043.78欢迎下载精品学习资源C20 =0.078 ；依公式欢迎下载精品学习资源CC200.20.078 26.06 0.20.0733 ；欢迎下载精品学习资源2020欢迎下载精品学习资源umaxCLv0.078v1394.33.783.781.496m / s欢迎下载精品学习资源取安全系数为 0.7，就：欢迎下载精品学习资源u=0.7umax=0.72.14=1.047m/s欢迎下载精品学习资源故： D4Vsu4 1.041.265m ；1.047欢迎下载精品学习资源按标准，塔径圆整为1. m,欢迎下载精品学习资源就空塔气速为u4VsD 241.040.78m / s1.32欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源塔的横截面积AD 21.420.636m2欢迎下载精品学习资源T提馏段：L''1440.002771574.8 1欢迎下载精品学习资源s L 2 20.0507；查图欢迎下载精品学习资源VsV''0.9565.14C20 =0.068 ；依公式：欢迎下载精品学习资源CC20 0.20.06822.090.20.0694；欢迎下载精品学习资源2020欢迎下载精品学习资源umaxCLv0.06941574.85.141.213m / s''v5.14欢迎下载精品学习资源取安全系数为 0.70，欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源u'0.7umax0.71.2130.849m / s ；欢迎下载精品学习资源'4VsDu'40.9560.8491.20m ；欢迎下载精品学习资源为了使得整体的美观及加工工艺的简洁易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情形下挑选相同的尺寸；'故:D 取 1. m欢迎下载精品学习资源T塔的横截面积 : A'D '2441.421.327m2欢迎下载精品学习资源空塔气速为 u '4Vs D 240.9561.320.720m / s欢迎下载精品学习资源板间距取 0.4m 合适<二）溢流装置采纳单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰；各运算如下：精馏段：欢迎下载精品学习资源1、溢流堰长l w 为 0.7D，即： l w0.7 1.40.91m ；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源2、出口堰高 hwhw=hL -how由 l2.5w/D=0.91/1. =0.7,Lh lw知：8.280.912.510.48m 查手册欢迎下载精品学习资源E 为 1.03 依下式得堰上液高度：2233欢迎下载精品学习资源how2.84Lh E2.841.038.280.013m欢迎下载精品学习资源1000l w10000.91欢迎下载精品学习资源故： hwhL -how0.070.0130.057m欢迎下载精品学习资源3、 降液管宽度Wd 与降液管面积 Af欢迎下载精品学习资源有 l w / D =0.7 查手册得Wd / D0.14, Af/ AT0.08欢迎下载精品学习资源故： Wd=0.14D=0.141.3=0.182m欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源2Af0.08D40.081.3240.1062 m2欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源Af H TLs0.10620.40.002318.5s5s,符合要求欢迎下载精品学习资源4、降液管底隙高度 h0欢迎下载精品学习资源取液体通过降液管底隙的流速u0 =0.1m/s欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源依式运算降液管底隙高度h0 ，即：欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源hLs0lwu00.00230.025m0.910.1欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源提馏段：w1、溢流堰长l ' 为 0.7 D ''，即： l w0.71.40.91m ；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源2、出口堰高 h'h =h -h；欢迎下载精品学习资源''wwLow欢迎下载精品学习资源由 l ' /D=0.91/1.4=0.7 ， Ll '2.59.9812.63m 查手册知欢迎下载精品学习资源whw0.912.5欢迎下载精品学习资源E 为 1.04 依下式得堰上液高度：223'2.84Lh2.849.983欢迎下载精品学习资源h owE'1000l w10001.040.910.0146m欢迎下载精品学习资源hw0.070.01460.0554m ；欢迎下载精品学习资源3、降液管宽度W 与降液管面积A欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源df有 /欢迎下载精品学习资源l wD =0.7 查手册得W d / D0.14,A f / AT0.08欢迎下载精品学习资源d故： W =0.14D=0.141. =0.182m欢迎下载精品学习资源A f0.08222D '0.081.40.1062m44欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源Af HT0.10620.418.5s5s, 符合要求降液管底隙高欢迎下载精品学习资源Ls0.00230度 h'欢迎下载精品学习资源'取液体通过降液管底隙的流速u0 =0.008m/s欢迎下载精品学习资源依式运算降液管底隙高度h 0 ：即欢迎下载精品学习资源'L'hs0.001420.0317m欢迎下载精品学习资源w00l ' u0.560.08欢迎下载精品学习资源<三）塔板布置1、取边缘区宽度Wc =0.035m ,安定区宽度Ws =0.065m欢迎下载精品学习资源精馏段：依下式运算开孔区面积欢迎下载精品学习资源A2xR2x2D180R2 sin1 x R1.3欢迎下载精品学习资源其中 xWdWs0.1820.0650.403m22D1.3RWc0.0350.615m欢迎下载精品学习资源22故:A2 0.403 0.61520.40320.6152 sin1 0.403欢迎下载精品学习资源1800.61520.915m提馏段：依下式运算开孔区面积欢迎下载精品学习资源A'2x'R'2x'2180'xR'2 sin 1R'欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源20.2230.36520.22320.3652 sin1 0.223欢迎下载精品学习资源1800.3652=0.304 m欢迎下载精品学习资源W'Wds其中 x'D''0.80.1120.0650.223m欢迎下载精品学习资源22欢迎下载精品学习资源'D 'RWc0.80.0350.365m欢迎下载精品学习资源22<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依下式运算塔板上筛孔数n ,即33欢迎下载精品学习资源1158 10nt 2A1158100.9153460孔17.52欢迎下载精品学习资源依下式运算塔板上开孔区的开孔率，即：欢迎下载精品学习资源2A 0 %0.9077.5% <在 515% 范畴内）欢迎下载精品学习资源At / d0 欢迎下载精品学习资源精馏段每层板上的开孔面积Ao 为欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源AoA0.0750.9150.0686m2欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源Vs气孔通过筛孔的气速u0Ao1.0415.16m / s'0.6086欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源提馏段每层板上的开孔面积Ao 为欢迎下载精品学习资源AAo''0.1010.3040.0307m2欢迎下载精品学习资源''V s'气孔通过筛孔的气速u 0Ao0.6270.030720.42m / s欢迎下载精品学习资源<五）塔有效高度欢迎下载精品学习资源精馏段Z精 （ 12-1 ） 0.4=4.4 m ；欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源提馏段有效高度Z提 （ 6-1 ） 0.4=2.0 m ；欢迎下载精品学习资源在进料板上方开一人孔，其高为 0.8m ，一般每 68 层塔板设一人孔 <安装、检修用），需常常清洗时每隔 34 层块塔板处设一人孔；设人孔处的板间距等于或大于 600m ；依据此塔人孔设 3 个；故：精馏塔有效高度ZZ精 Z提 30.88.02.02.412.4m七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、依据hphchlh干板压降相当的液柱高度hc欢迎下载精品学习资源2、依据d0 /5/ 41.25，查干筛孔的流量系数图c00.89欢迎下载精品学习资源精馏段由下式得22欢迎下载精品学习资源0uhc = 0.051C0v0.051l15.163.780.891394.30.0301m欢迎下载精品学习资源提馏段由下式得22欢迎下载精品学习资源u0hc0.051C0v0.051l15.165.140.891574.80.0483 m欢迎下载精品学习资源3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl欢迎下载精品学习资源uvsAtAf1.040.20m / s1.3270.1062欢迎下载精品学习资源Fuav0.2 3.780.389欢迎下载精品学习资源由图充气系数0 与Fa 的关联图查取板上液层充气系数0 为欢迎下载精品学习资源0.57欢迎下载精品学习资源就 hl =0hL =0hwhow0.570.070.0399m欢迎下载精品学习资源提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl欢迎下载精品学习资源uvsAtAf0.9560.783m / s1.3270.1062欢迎下载精品学习资源Fuav0.7835.141.775欢迎下载精品学习资源由图充气系数0 与Fa 的关联图查取板上液层充气系数0 为 0.58欢迎下载精品学习资源欢迎下载精品学习资源就 hl=0 hL =0hwhow0.580.070.0406m欢迎下载精品学习资源3、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h欢迎下载精品学习资源由 h =4426.06 10 30.00152m欢迎下载精品学习资源L 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欢迎下载精品学习资源由 h=4422.0910 30.00144m欢迎下载精品学习资源L gd01574.89.810.00