1、化工原理课程设计- 1 -课程设计报告处理量为 250T/a 的二硫化碳和四氯化碳精馏塔工艺设计专 业： 化学工程与工艺 单 位 河南科技学院 班 级： 化工 103 班 姓 名： 高珍琪 指导教师： 乔梅英 日 期 2012 年 12 月 15 日 化工原理课程设计- 2 -【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：7.5 万吨每年（料液）年工作日：7200 小时原料组成：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：泡点进料状况：泡点进料；加热方式：直接蒸
2、汽加热回流比： 1.8工作时间：每年工作 300天，每天工作 24小时三 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。化工原理课程设计- 3 -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
3、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
4、 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 3/gcm二硫化碳 2CS76 46.5四氯化碳 4l154 76.81.2601.595化工原理课程设计- 4 -表 2 液体的表面加力 (单位:mN/m)温度 46.5 58 76.5二硫化碳 28.5 26.8 24.5四氯化碳 23.6 22.2 20.2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 y00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.3325
5、0.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0【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 0.32Fx.96D0.24Wx（二）、平均分子量 .7(1.3)519.70.2460.24.28DWM（三）、物料衡算每小时处理摩尔
6、量 550.72/19.4*FkmolhM化工原理课程设计- 5 -总物料衡算 DWF易挥发组分物料衡算0.96.240.3联立以上三式可得： 5./180.72kmolhF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 =13 q 线方程 0.32Fx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 RminR依公式 min0.96541.623Dqxy取操作回流比 min1.8.9精馏段操作线方程 3.240.6.70.23DXRyxxx按常规 M,T，
7、在图(1)上作图解得：（不包括塔釜），其中精馏段为 7 层，(1)TN层提馏段为 4 层.(二) 全塔效率 TE0.76lgTmE塔内的平均温度为 60,该 温度下的平均粘度 m0.34.60.3.6081.42mAB故: 17lg428TE化工原理课程设计- 6 -(三) 实际板数 N精馏段: 7/16.3(TE精 层 取 7层 )提馏段: 49提 层 取 0层四：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 取每层塔板压降P=0.7kPa 则：进料板压强：P F=101.3+17 0.7=113.2kPa塔釜压强：P w=101.3+10 0.7=108
8、.3kPa精馏段平均操作压强：P m= =109.5 kPa 13.208.1.75提馏段平均操作压强：P m = =116.8kPa.2(二) 操作温度的 计算近似取塔顶温度为 47.5,进料温度为 58,塔釜温度 为 76精馏段平均温度 () 47.582.2VDFmt精 =提馏段平均温度 () 6Wt提(三) 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 VDm0.967(10.96)547.12/Mkgmol；L20进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： yF=0.582 xF=0.32；VFm.58(.8)9.8/kl；L037610
9、32541go塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W=0.024 =0.07961xVWm.4(.)52./MkmlL9796479精馏段平均摩尔质量：；Vm()7.128.).0/kgol精化工原理课程设计- 7 -；Lm(75.0129.4)02.6/Mkgmol精 )提馏段平均摩尔质量：；V()8.15./l提；Lm147920)3842kgo提（四) 平均密度计算： m1、液相密度 ：L塔顶部分 依下式：（ 为质量分率）；其中 =0.941, =0.059；ABLmLAB即： ；30.941.51275./26Lmkg进 料板处：由加料板液相 组成：由 xF=0.32 得 =0.2
10、03；AF；3.3.0./159LFmLm塔釜处液相 组成：由 xW=0.024 得 =0.0253；AW；3.2.316./60LWmLmkg故 精馏段平均液相密度：；3L()753.48.9)0.7/kg精提馏段的平均液相密度：；3()16.2154.8/m提2、气相密度 ：V 精馏段的平均气相密度 m() 3m()p109.57.8/834(231)MkgmRT精精 提馏段的平均气相密度Vm() 3Vm() 6.5./1(7)k提提（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 Lm1nix化工原理课程设计- 8 -塔 顶液相平均表面 张力的计算 由 =47.5查手册得：D
11、t； ；A28.5/mN23.6/BmN；LD096.048.04/ 进料液相平均表面 张力的计算 由 =58查手册得：Ft； ；A././B；LDm32.5(132)63.5/ 塔釜液相平均表面 张力的计算 由 =76.33查手册得：Wt； A4.6/N0.8/BmN； 则：LWm0.(4).20./m精馏段液相平均表面张力为： () /精 2.17+5.2=3.71提馏段液相平均表面张力为： m()3.60.9)./N提（六）液体平均粘度的计算 Lm液相平均粘度依下式计算，即 ；Lmix塔顶液相平均粘度的计算，由由 =47查手册得：Dt； ；0.35APas0.72BPasA；96.41.
12、365LDm进料板液相平均粘度的计算：由 =58手册得：Ft； ；.As.Bms；032.80.LFm PaA塔釜液相平均粘度的计算： 由 =76查手册得：Wt； ；.5APas.51Bs；4.96.49LWm五、精馏塔气液负荷计算精馏段：V=(R+1) = D(2.)3.82.7/kmolh) 3Vm( 05613606.sMs精 精L=RD= .9.9/kl化工原理课程设计- 9 -() 3Lm7.1802.6.7m/3603sMs精 精Lh=3600 0.0027=9.72 /h提馏段： ；1.9Vkol；()() 3Vm.7125.0.6/360368s s提 提 提；L=+F.58.
13、=.kol/h；() 3Lm4.7m/0157sMs提 提； 3360.2/h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11220.394.()()0.578sV=0.078；依公式20C；0.20.26()()3max 194.78.781.496/Lvu ms取安全系数为 0.6，则：u=0.6 =0.6 1.496=0.898m/s ax故： ；41.5.63089sVDu按标准，塔径圆整为 1.8m,则空塔气速为 224.0./1s ms塔的横截
14、面积 2.854TA提馏 段：化工原理课程设计- 10 -；查图11220.754.8()()(0.5796sLV=0.068；依公式： ；20C0.2.20 9664Cmax 1574.8.691.3/Lvu ms取安全系数为 0.60，； ax0.6.230./s；495617.84sVDu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下选择相同的尺寸;故:D 取 1.m塔的横截面积: 2221.8544TADm空塔气速为 22096 ./.3sVus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： ；wl0.718.26wlm2、出口堰高 hw hw=hL-how 由 lw/D=1.26/1.8=0.7, 查手册知：2.52.59lE 为 1.03 依下式得堰上液高度：223384.849.7100.14106howwLhEml故： Lowh-0.74.56m3 降液管宽度 与降液管面积dWfA有 =0.7 查手册得/lD/0.1,/0.8dfTD故： =0.14D=0.14 1.8=0.252m d
