化工原理课程设计说明书--板式精馏塔设计(共29页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上河南科技学院化工原理（下）课程设计处理量为7万吨/年二硫化碳和四氯化碳体系精馏分离板式塔设计学 院：化学化工学院专 业：化学工程与工艺班 级：化工094班姓 名：吕庆宝 指导教师：杨胜凯【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 工艺条件生产能力：7万吨每年（料液）年工作日：7200小时原料组成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：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

2、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计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4 流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计算及选型四 设计结果总汇将精馏塔的工艺设计计算的结果列在精馏塔的工艺设计计算结果总表中。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。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

3、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。【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()密度二硫化碳7646.51.2601.595四氯化碳15476.8表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)温

4、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碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y液相中二硫化碳摩尔分率x气相中二硫化碳摩尔分率y00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0【设计计算】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一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝

5、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。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（二）、平均分子量（三）、物料衡算每小时处理摩尔量总物料衡算易挥发组分物料衡算联立以上三式可得：三、塔板数的确定（一）理论板NT的求法用图解法求理论板（1） 根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图,如图2所示（2） 进料热状况参数 q =1（3） q线方程图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板（4） 最小回流比及操作回流比R依公式取操作回流比精馏段操作线方程按常规M,T，在图(1

6、)上作图解得：（不包括塔釜），其中精馏段为7层，提馏段为4层. (二) 全塔效率塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度故:(三) 实际板数N精馏段:提馏段:四：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=101.3恐怕取每层塔板压降P=0.7kPa 则：进料板压强：PF=101.3+170.7=113.2kPa塔釜压强：Pw=101.3+100.7=108.3kPa精馏段平均操作压强：Pm=109.5 kPa 提馏段平均操作压强：Pm = =116.8kPa.(二) 操作温度的计算 近似取塔顶温度为46.5,进料温度为58,塔釜温度为76 精馏段平均温度 提馏段平均温度 (三

7、) 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.96查平衡曲线,得x1=0.927 ；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： yF=0.582 xF=0.32； ； ；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：xW=0.024 =0.0796 精馏段平均摩尔质量：；提馏段平均摩尔质量：；（四) 平均密度计算：m 1、液相密度：塔顶部分 依下式： （为质量分率）；其中=0.941,=0.059； 即：； 进料板处：由加料板液相组成：由xF=0.32得=0.203； ； 塔釜处液相组成：由xW=0.024 得=0.0253； ； 故 精馏段平均液相密度：； 提馏段的平均液相密度： ；2、气相密度

8、： 精馏段的平均气相密度 提馏段的平均气相密度 （五）液体平均表面张力 的计算 液相平均表面张力依下式计算，及 塔顶液相平均表面张力的计算 由=45.5查手册得： ； ； ； 进料液相平均表面张力的计算 由=58查手册得： ； ； ； 塔釜液相平均表面张力的计算 由=97.33查手册得： ； ； 则： 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： （六）液体平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算，即； 塔顶液相平均粘度的计算，由由=46.5查手册得： ； ； ； 进料板液相平均粘度的计算：由=58手册得： ； ； ； 塔釜液相平均粘度的计算： 由=76.8查手册得： ； ； ；五、精

9、馏塔气液负荷计算 精馏段：V=(R+1) = L=RD= Lh=36000.0021=7.66 提馏段：； ； ； ； ；六、塔和塔板的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-hL=0.40-0.07=0.33 查图表=0.078；依公式； 取安全系数为0.7，则： u=0.7=0.72.14=1.047m/s 故：； 按标准，塔径圆整为1.m,则空塔气速为 塔的横截面积 提馏段： ；查图=0.068；依公式：； 取安全系数为0.70，；为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化,在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况

10、下选择相同的尺寸;故:D取1.m塔的横截面积:空塔气速为板间距取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 为0.7D，即：； 2、出口堰高 hw hw=hL-how 由lw/D=0.91/1.=0.7, 查手册知：E为1.03 依下式得堰上液高度：故：3、 降液管宽度与降液管面积有=0.7查手册得故：=0.14D=0.14 1.3=0.182m 4、降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度， 即： 提馏段：1、 溢流堰长为0.7，即：；2、 出口堰高 ；由 ，查手册知E为1

11、.04依下式得堰上液高度：。3、 降液管宽度与降液管面积有=0.7查手册得故：=0.14D=0.14 1.=0.182m 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速=0.008m/s 依式计算降液管底隙高度 ：即 （三）塔板布置 1、取边缘区宽度=0.035m ,安定区宽度=0.065m 精馏段：依下式计算开孔区面积 其中 故: 提馏段：依下式计算开孔区面积 =0.304 其中 （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 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm 依下式计算塔板上筛孔数n ,即 依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即： （在515%范

12、围内） 精馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速提馏段每层板上的开孔面积为气孔通过筛孔的气速（五）塔有效高度 精馏段； 提馏段有效高度； 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3个。故：精馏塔有效高度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 1、根据 干板压降相当的液柱高度2、根据，查干筛孔的流量系数图精馏段由下式得=提馏段由下式得3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.57 则=提馏段气流

13、穿过板上液层压降相当的液柱高度由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为0.58 则=3、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由 =提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度由 =故精馏段 单板压降 =（设计允许值）故提馏段 单板压降 =（设计允许值）（二）精馏段雾沫夹带量的验算 由式= =kg液/kg气0.1kg液/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的验算 由式= =kg液/kg气0.1kg液/kg气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 （三）精馏段漏液的验算 = =8.6 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液提馏段漏液的验算 =8.6 筛板的稳定性系

14、数 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 由计算 =0.082+0.06+0.00098=0.143m 取=0.5，则=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故，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 由计算 取=0.5，则 故，在设计负荷下不会发生液泛八塔板负荷性能图提馏段(一) 雾沫夹带线（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.1425+1.776 （b） 取雾沫夹带极限值为0.1Kg液/Kg气，已知=， =0.4m，并将（a），

15、（b）式代入 得 整理得 = （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. 2.127 2.039 1.926 1.831 （二）液泛线令 联立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e)将,及(c),(d),(e)代入得整理得: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. 1.855 1.800 1.718 1.633 （三）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 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

16、=4.4= =- =得 整理得:此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列于表表Ls. Vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 (五)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由=即:0.006=则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，下限由漏夜线控制精馏段操作弹性=提馏段(一) 雾沫夹带线（1） 式中 （a） = 近似取E1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.136+1.776 （b） 取雾沫夹带极限值为0.1Kg液/Kg气，已知=， =0

17、.4m，并将（a），（b）式代入 得 整理得 = （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. 4.097 3.924 3.701 3.514 （二）液泛线令 联立得 近似的取E=1.0, 整理得 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e)将,及(c),(d),(e)代入得整理得: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。列表表 Ls. Vs. 1.604 1.537 1.385 1.151 （三）液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 则 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

18、（气相负荷下限线）由=4.4= =- =得 整理得:此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls,计算出相应的Vs值。列表10中。表10Ls. Vs. 0.516 0.528 0.543 0.555 (五)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层告诉=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由=即:则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，下限由漏夜线控制精馏段操作弹性=九、精馏塔的工艺设计计算结果总表 表11精馏塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强109.5116.8各段平均温度52.2567.25平均流量

19、气相1.040.956液相0.00230.0028实际塔板数块129板间距0.40.4塔的有效高度4.43.2塔径1.41.4空塔气速0.780.72塔板溢流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长0.910.91堰高0.0570.054溢流堰宽度0.1820.182管底与受液盘距离0.0250.030板上清液层高度0.070.07孔径5.05.0孔间距17.517.5孔数个34603460开孔面积0.06860.066筛孔气速15.1615.16塔板压降0.970.99液体在降液管中停留时间18.518.5降液管内清液层高度0.1430.162雾沫夹带0.00150.0239负荷上限雾

20、沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷1.2431.252气相最小负荷0.5240.525操作弹性2.3722.385十、精馏塔的的附属设备及接管尺寸(一) 塔体结构、塔高 :根据实际的工作经验，及相似条件下的精馏塔的相关参数的选择。已知全塔板间距，可选择塔顶空间。塔底空间。全塔共有21块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的人孔数为4个，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为500mm，其伸出劳动塔体的长度为220mm。塔高全塔的板间距相同，则上式可化为：、塔体壁厚（二） 塔板结构 :出于对劳动塔安装、维修、刚度等方面的考虑，将塔板分成多块。由表塔板分块数表查得，塔径为1

21、.4m时，塔板分为4块。（三）精馏塔的附属设备、再沸器（蒸馏釜）该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。、塔顶回流冷凝器塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器,有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。(四)裙座的相关尺寸计算、基础环内坏径其中取基础环的内外径与裙座截面内径的差为200mm、基础环板厚度、地脚螺栓、裙座与塔体封头的

22、焊接结构根据实际情况，由于这个塔的塔身较大，宜选用对接焊接。（五）接头管设计 接管尺寸 :接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得 1、塔顶蒸气出口管径 取u=15m/s, ,根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。 2、回流管管径: 取u=2.0m/s, ,根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m。4、 加料管管径 取u=0.6m/s, 根据工艺标准，将其圆整到D=0.07m。5、 料液排出管管径取u=0.8m/s, 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。参考文献1化工原理课程设计 化工原理教研室室选编2 谭蔚，聂清德化工设备设计基础天津大学出版社2008. 3 陈国桓化工机械基础化学工业出版社2006.14 夏清陈常贵化工原理（上）天津大学出版社2006.35 夏清陈常贵化工原理（下）天津大学出版社2006.36 中国石化 化工工艺设计手册(第三版) 化学工业出版社2003.7专心-专注-专业