化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、前言化工生產(chǎn)中所處理的原料，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿(mǎn)足儲(chǔ)存，運(yùn)輸，加工和使用的需求，時(shí)常需要將這些混合物分離為較純凈或幾乎純態(tài)的物質(zhì)。 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(yīng)用。精餾過(guò)程在能量計(jì)的驅(qū)動(dòng)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(shí)現(xiàn)原料混合物中各組成分離該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)傳熱的過(guò)程。本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分離四氯化碳和二硫化碳混合物精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世

2、紀(jì)50年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤(pán)造價(jià)減少40%左右，安裝，維修都較容易?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫(huà)出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過(guò)程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。在設(shè)計(jì)過(guò)程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的業(yè)精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿(mǎn)

3、足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影響，因此設(shè)計(jì)是否合理的利用熱能r等直接關(guān)系到生產(chǎn)過(guò)程的經(jīng)濟(jì)問(wèn)題。本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過(guò)程的物料衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核?！揪s塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)】一 設(shè)計(jì)題目 精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)二 工藝條件生產(chǎn)能力：10噸每小時(shí)（料液）年工作日：自定原料組成：34%的二硫化碳和66%的四氯化碳（摩爾分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 97%的二硫化碳，釜液5%的二硫化碳操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：58進(jìn)料狀況：自定加熱方式：

4、直接蒸汽加熱回流比： 自選三 設(shè)計(jì)內(nèi)容1 確定精餾裝置流程;2 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過(guò)程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。3 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤(pán)布置等。4 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型四 設(shè)計(jì)結(jié)果總匯將精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算的結(jié)果列在精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表中。五 參考文獻(xiàn) 列出在本次設(shè)計(jì)過(guò)程中所用到的文獻(xiàn)名稱(chēng)、作者、出版社、出版日期。流程的設(shè)計(jì)及說(shuō)明圖1 板式精餾塔的工藝流程簡(jiǎn)圖工藝流程：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的

5、從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時(shí)發(fā)現(xiàn)問(wèn)題和采取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表。比如流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表等，以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)?！疽阎獏?shù)】:主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù):表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量沸點(diǎn)()密度二硫化碳7646.5

6、1.2601.595四氯化碳15476.8表2 液體的表面加力 (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液相中二硫化碳摩爾分率x氣相中二硫化碳摩爾分率y00.02960.06150.11060.14350.258000.08230.15550.26600.33250.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0【設(shè)計(jì)計(jì)算】一、精餾流程的確定

7、二硫化碳和四氯化碳的混合液體經(jīng)過(guò)預(yù)熱到一定的溫度時(shí)送入到精餾塔，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作為回流，其余的為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送到貯中，塔釜采用間接蒸氣再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程圖如圖1所示。二、塔的物料衡算(一)、料液及塔頂塔底產(chǎn)品含二硫化碳的質(zhì)量分率（二）、平均分子量（三）、物料衡算每小時(shí)處理摩爾量總物料衡算易揮發(fā)組分物料衡算聯(lián)立以上三式可得：三、塔板數(shù)的確定（一）理論板nt的求法用圖解法求理論板（1） 根據(jù)二硫化碳和四氯化碳的氣液平衡數(shù)據(jù)作出y-x圖,如圖2所示（2） 進(jìn)料熱狀況參數(shù) q （3） q線(xiàn)方程圖2 二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板（4）

8、最小回流比及操作回流比r依公式取操作回流比精餾段操作線(xiàn)方程按常規(guī)m,t，在圖(1)上作圖解得：（不包括塔釜），其中精餾段為5層，提餾段為3.5層.圖2 二硫化碳、四氯化碳的y-x圖及圖解理論板(二) 全塔效率塔內(nèi)的平均溫度為,該溫度下的平均粘度故:(三) 實(shí)際板數(shù)n精餾段:提餾段:四：塔工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算(一) 操作壓強(qiáng)的計(jì)算pm塔頂壓強(qiáng)pd=4+101.3=105.3kpa取每層塔板壓降p=1.0kpa 則：進(jìn)料板壓強(qiáng)：pf=105.3+101.0=113.7kpa塔釜壓強(qiáng)：pw=105.3+90.7=121.3kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)：pm=109.5 kpa 提餾段平均操作壓強(qiáng)：pm

9、 = =116.8kpa.(二) 操作溫度的計(jì)算 近似取塔頂溫度為46.5,進(jìn)料溫度為58,塔釜溫度為76 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 (三) 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由xd=y1=0.97查平衡曲線(xiàn),得x1=0.927 ；進(jìn)料摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線(xiàn)查的： yf=0.582 xf=0.388； ； ；塔釜摩爾質(zhì)量的計(jì)算：由平衡曲線(xiàn)查的：xw=0.05 =0.127 精餾段平均摩爾質(zhì)量：；提餾段平均摩爾質(zhì)量：；（四) 平均密度計(jì)算：m 1、液相密度：塔頂部分 依下式： （為質(zhì)量分率）；其中=0.941,=0.059； 即：； 進(jìn)料板處：由加料板液相組成：由xf=0.34 得=

10、0.203； ； 塔釜處液相組成：由xw=0.05 得=0.0253； ； 故 精餾段平均液相密度：； 提餾段的平均液相密度： ；2、氣相密度： 精餾段的平均氣相密度 提餾段的平均氣相密度 （五）液體平均表面張力 的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，及 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由=45.5查手冊(cè)得： ； ； ； 進(jìn)料液相平均表面張力的計(jì)算 由=58查手冊(cè)得： ； ； ； 塔釜液相平均表面張力的計(jì)算 由=97.33查手冊(cè)得： ； ； 則： 精餾段液相平均表面張力為： 提餾段液相平均表面張力為： （六）液體平均粘度的計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即； 塔頂液相平均粘度的計(jì)算，由由=46.5查手

11、冊(cè)得： ； ； ； 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算：由=58手冊(cè)得： ； ； ； 塔釜液相平均粘度的計(jì)算： 由=76.8查手冊(cè)得： ； ； ；五、精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段：v=(r+1) = l=rd= lh=36000.0023=8.28 提餾段：； ； ； ； ；六、塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算（一）塔徑d 參考下表 初選板間距ht=0.40m,取板上液層高度hl=0.07m 故： 精餾段：ht-hl=0.40-0.07=0.3 查圖表=0.078；依公式； 取安全系數(shù)為0.7，則： u=0.7=0.72.14=1.047m/s 故：； 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.m,則空塔氣速為 塔的橫截面積 提

12、餾段： ；查圖=0.068；依公式：； 取安全系數(shù)為0.70，；為了使得整體的美觀(guān)及加工工藝的簡(jiǎn)單易化,在提餾段與精餾段的塔徑相差不大的情況下選擇相同的尺寸;故:d取1.m塔的橫截面積:空塔氣速為板間距取0.4m合適 （二）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤(pán)及平形溢流堰，不設(shè)進(jìn)流堰。各計(jì)算如下：精餾段： 1、溢流堰長(zhǎng) 為0.7d，即：； 2、出口堰高 hw hw=hl-how 由lw/d=0.91/1.=0.7, 查手冊(cè)知：e為1.03 依下式得堰上液高度：故：3、 降液管寬度與降液管面積有=0.7查手冊(cè)得故：=0.14d=0.14 1.3=0.182m 4、降液管底隙高度取液體通過(guò)

13、降液管底隙的流速=0.1m/s 依式計(jì)算降液管底隙高度， 即： 提餾段：1、 溢流堰長(zhǎng)為0.7，即：；2、 出口堰高 ；由 ，查手冊(cè)知e為1.04依下式得堰上液高度：。3、 降液管寬度與降液管面積有=0.7查手冊(cè)得故：=0.14d=0.14 1.=0.182m 降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙的流速=0.008m/s 依式計(jì)算降液管底隙高度 ：即 （三）塔板布置 1、取邊緣區(qū)寬度=0.035m ,安定區(qū)寬度=0.065m 精餾段：依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 其中 故: 提餾段：依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 =0.304 其中 （四）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率 取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚為

14、4mm,取 故孔中心距t=3.5 5.0=17.5mm 依下式計(jì)算塔板上篩孔數(shù)n ,即 依下式計(jì)算塔板上開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率，即： （在515%范圍內(nèi)） 精餾段每層板上的開(kāi)孔面積為氣孔通過(guò)篩孔的氣速提餾段每層板上的開(kāi)孔面積為氣孔通過(guò)篩孔的氣速（五）塔有效高度 精餾段； 提餾段有效高度； 在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高為0.8m，一般每68層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時(shí)每隔34層塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600m。根據(jù)此塔人孔設(shè)3個(gè)。故：精餾塔有效高度七篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算(一) 氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?1、根據(jù) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?、根據(jù)，查干篩孔的流量系數(shù)圖精

15、餾段由下式得=提餾段由下式得3、精餾段氣流穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔蓤D充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.57 則=提餾段氣流穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔蓤D充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖查取板上液層充氣系數(shù)為0.58 則=3、精餾段克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?=提餾段克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?=故精餾段 單板壓降 =（設(shè)計(jì)允許值）故提餾段 單板壓降 =（設(shè)計(jì)允許值）（二）精餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 由式= =kg液/kg氣0.1kg液/kg氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶提餾段霧沫夾帶量的驗(yàn)算 由式= =kg液/kg氣0.1kg液/kg氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)

16、量霧沫夾帶 （三）精餾段漏液的驗(yàn)算 = =8.6 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液提餾段漏液的驗(yàn)算 =8.6 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液 （四）精餾段液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計(jì)算 =0.082+0.06+0.00098=0.143m 取=0.5，則=0.5（0.4+0.057）=0.229m 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛提餾段液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由計(jì)算 取=0.5，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛八塔板負(fù)荷性能圖提餾段(一) 霧沫夾帶線(xiàn)（1） 式中 （a） = 近似取e1.0，=0.

17、057m，=0.91m 故= =0.1425+1.776 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣，已知=， =0.4m，并將（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此為霧沫夾帶線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)ls,計(jì)算出相應(yīng)的vs值。列于表中表 ls. vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 （二）液泛線(xiàn)令 聯(lián)立得 近似的取e=1.0, 整理得 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e)將,及(c),(d),(e)代入得整理得:此為液泛線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)ls,計(jì)算出相應(yīng)的vs值。列于表中表ls. vs. 1.855 1.800 1.718 1.6

18、33 （三）液相負(fù)荷上限線(xiàn)以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限(四)漏液線(xiàn)（氣相負(fù)荷下限線(xiàn)）由=4.4= =- =得 整理得:此為液相負(fù)荷上限線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)ls,計(jì)算出相應(yīng)的vs值。列于表表ls. vs. 2.127 2.039 1.926 1.831 (五)液相負(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于平直堰，取堰上液層告訴=0.006m，化為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn), 取e1.0。由=即:0.006=則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn)可知設(shè)計(jì)供板上限有霧沫夾帶線(xiàn)控制，下限由漏夜線(xiàn)控制精餾段操作彈性=提餾段(一) 霧沫夾帶線(xiàn)（1） 式中 （a） =

19、近似取e1.0，=0.057m，=0.91m 故= =0.136+1.776 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣，已知=， =0.4m，并將（a），（b）式代入 得 整理得 = （1） 此為霧沫夾帶線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)ls,計(jì)算出相應(yīng)的vs值。列于表中。表 ls. vs. 4.097 3.924 3.701 3.514 （二）液泛線(xiàn)令 聯(lián)立得 近似的取e=1.0, 整理得 (c)取,近似的有故: (d)由式 (e)將,及(c),(d),(e)代入得整理得:此為液泛線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)ls,計(jì)算出相應(yīng)的vs值。列表表 ls. vs. 1.604 1.537

20、 1.385 1.151 （三）液相負(fù)荷上限線(xiàn)以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 則 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限(四)漏液線(xiàn)（氣相負(fù)荷下限線(xiàn)）由=4.4= =- =得 整理得:此為液相負(fù)荷上限線(xiàn)的關(guān)系式，在操作控制范圍內(nèi)去幾個(gè)ls,計(jì)算出相應(yīng)的vs值。列表10中。表10ls. vs. 0.516 0.528 0.543 0.555 (五)液相負(fù)荷下限線(xiàn)對(duì)于平直堰，取堰上液層告訴=0.006m，化為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn), 取e1.0。由=即:則據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線(xiàn)可知設(shè)計(jì)供板上限有霧沫夾帶線(xiàn)控制，下限由漏夜線(xiàn)控制精餾段操作彈性=九、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表

21、 表11精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)109.5116.8各段平均溫度52.2567.25平均流量氣相1.040.956液相0.00230.0028實(shí)際塔板數(shù)塊129板間距0.40.4塔的有效高度4.43.2塔徑1.41.4空塔氣速0.780.72塔板溢流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)0.910.91堰高0.0570.054溢流堰寬度0.1820.182管底與受液盤(pán)距離0.0250.030板上清液層高度0.070.07孔徑5.05.0孔間距17.517.5孔數(shù)個(gè)34603460開(kāi)孔面積0.06860.066篩孔氣速15.1615.16塔

22、板壓降0.970.99液體在降液管中停留時(shí)間18.518.5降液管內(nèi)清液層高度0.1430.162霧沫夾帶0.00150.0239負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷1.2431.252氣相最小負(fù)荷0.5240.525操作彈性2.3722.385十、精餾塔的的附屬設(shè)備及接管尺寸(一) 塔體結(jié)構(gòu)、塔高根據(jù)實(shí)際的工作經(jīng)驗(yàn)，及相似條件下的精餾塔的相關(guān)參數(shù)的選擇。已知全塔板間距，可選擇塔頂空間。塔底空間。全塔共有21塊塔板，考慮清理和維修的需要，選擇全塔的人孔數(shù)為4個(gè)，在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，人孔的直徑選擇為500mm，其伸出勞動(dòng)塔體的長(zhǎng)度為220mm。塔高全塔的板間距相同，則上式可化為：、塔體壁厚（二） 塔板結(jié)構(gòu)出于對(duì)勞動(dòng)塔安裝、維修、剛度等方面的考慮