化工原理课程设计二硫化碳

吉林化工学院

化 工 原 理 课 程 设 计

题目 二硫化碳—四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计（......t/年）

教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工090. 学生姓名 学生学号 指导教师 栾国颜

2011年11月19日

化工原理课程设计任务书

一 设计题目

二硫化碳-四氯化碳分离板式塔设计[82080吨/年]

二 工艺条件

生产能力：11.4吨/小时（料液） 年工作日：每年按300天生产日计算

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97.6%的二硫化碳，釜液3.4%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：q=0.95

冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 回 流 比：自选 塔 型：板式塔

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，际塔板数等。

3 精馏塔设备设计计算

如：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

(泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型)

6 手绘绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图

7 撰写设计说明书

实

目 录

化工原理课程设计任务书 ........................................ Ⅰ 目 录 ..................................................... Ⅱ 摘 要 ........................................ 错误！未定义书签。 前 言 ........................................ 错误！未定义书签。 第一章 设计思路 .................................. 错误！未定义书签。 第二章 板式精馏塔的工艺设计....................... 错误！未定义书签。

2.1全塔工艺设计计算 ........................................ 错误！未定义书签。

2.1.1物料衡算 .......................................... 错误！未定义书签。

2.1.2 q线方程 ........................................................... 4 2.1.3最小回流比和实际回流比的选取 ....................................... 5 2.1.4操作线方程与理论板数的确定 ......................................... 5 2.1.5相对挥发度的计算 ................................................... 5 2.1.6全塔效率及实际板数计算 ............................................. 7 2.1.7气，液相负荷计算 ................................................... 7 2.2物性数据计算 ............................................................. 8

2.2.1操作压强P的计算 ................................................... 8

2.2.2操作温度T .......................................................... 8 2.2.3平均分子量的计算 ................................................... 8 2.2.4精馏段和提馏段各组分的密度 ......................................... 9 2.2.5液体表面张力的计算 ................................ 错误！未定义书签。 2.2.6液体黏度的计算 .................................................... 11 2.3塔的定性尺寸 ............................................ 错误！未定义书签。 2.3.1塔径的计算 ........................................ 错误！未定义书签。

2.3.2精馏塔有效高度的计算 .............................. 错误！未定义书签。 2.3.3溢流装置等尺寸的确定 .............................. 错误！未定义书签。 2.3.4塔板布置 .......................................................... 15 2.3.5筛孔数 n 及开孔率 φ .............................................. 16

2.4筛板塔的流体力学校核 .................................................... 17

2.4.1板压降的校核 ...................................................... 17 2.4.2液沫夹带量eV的校核 ................................................ 18

2.4.3漏液点的校核 ...................................................... 19 2.4.4溢流液泛条件的校核 ................................................ 19 2.5塔板负荷性能图 .......................................................... 20

2.5.1液沫夹带线 ........................................................ 20

2.5.2液泛线 ............................................................ 22 2.5.3液相负荷上限线 .................................... 错误！未定义书签。 2.5.4漏液线 ............................................................ 24 2.5.5液相负荷下限线 .................................................... 25 2.5.6筛板塔的操作弹性 ...................................................................................................... 25

第三章 辅助设备及选型 ......................................... 26

3.1热量衡算 ................................................................ 26 3.2塔顶冷凝器的设计计算 .................................................... 27

3.2.1确定流体空间 ...................................................... 28 3.2.2计算平均传热温差 .................................................. 28

3.2.3 冷凝器型号的选择 .................................................. 29 3.3进料泵的设计计算 ........................................................ 29 3.4主要接管尺寸的选取 ...................................................... 30

3.4.1进料管 ............................................................ 30 3.4.2回流管 ............................................................ 30

3.4.3釜液出口管 ........................................................ 30 3.4.4塔顶蒸汽管 ........................................................ 31 3.4.5加热蒸汽管 ........................................................ 31 3.5塔体计算 ................................................................ 31

3.5.1塔高 .............................................................. 31 3.5.2塔板结构 .......................................................... 32

3.5.3裙座计算 .......................................................... 32 3.5.4再沸器的选择 ...................................................... 32 3.5.5再沸器型号的选择 ...................................................................................................... 33

致 谢 ....................................................... 34 参考文献 ..................................................... 35 附录 ......................................................... 36

一、结论数据汇总 ............................................................................................................................ 36 二、主要符号说明 ............................................................................................................................ 37 三、负荷性能图 ............................................................................................................................... 39 四、考核评语 ................................................................................................................................... 40 五、化工原理课程设计教师评分标准 ................................................................................................ 41

摘 要

本设计通过物料衡算计算得F=89.43kmol/h D=28.74kmol/h W=60.69kmol/h，回流比R=2.45，精馏段板效率为39.84%，提馏段板效率为39.84%，实际板数为33块，第17块板进料，其中精馏段16块板，提馏段17块板。精馏段与提馏段板间距均为0.40m，塔径均为1.2m。经过流体力学性能校核得出精馏段操作弹性为2.8，提馏段操作弹性为3.47。

对冷凝器计算采用塔釜液预热，选用Ф25×2.5的碳钢管，取管长为6m，壳程数为1，管程数为2，传热总管数为226根。通过热量核算和流体阻力核算，可知换热器的选择满足要求。塔顶间距为1.5m，裙座取2.5m。共有4个人孔。

关键词：二硫化碳—四氯化碳、精馏段、提馏段、精馏塔、筛板塔。

前 言

化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。

精馏是分离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离，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离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物板式精馏塔。

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；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；掌握各种结果的校核，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，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。设计是一项政策性很强的工作，它涉及经济、技术、环保等诸多方面，而且还涉及多专业、多学科的交叉、综合和相互协调，是集体性的劳动。

在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，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，工艺计算，结构设计和校核。通过板塔的设计，我们能初步熟悉课程设计的步骤、方法及设计原理。使我们了解课程设计也是一个让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，成为我们今后工作中一块坚实的基石。

第一章 设计思路

塔的选型

全塔物料衡算



求理论塔板数

 气液相负荷计算

塔的物性数据计算



筛板塔设计

 流体力学性能校核

画出负荷性能图



热量衡算



塔顶冷凝器（塔底再沸器）的设计计算







主要接管尺寸的选取

进料泵的设计计算

第二章 精馏塔的工艺设计

2.0塔的选型

筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：

⑴结构简单、金属耗量少、造价低廉.

⑵气体压降小、板上液面落差也较小. ⑶塔板效率较高.

⑷改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.

2.1全塔工艺设计计算

2.1.1物料衡算 已知： Xf=34% XD=96.7% Xw=4.3%

每小时处理摩尔量F=总物料衡算 DWF

物料衡算

FxF=DxD+WxW

11400127.48

89.43kmol/h

联立以上三式可得： F=89.43kmol/h D=28.74kmol/h W=60.69kmol/h 平均分子量：

MM

F

=0.3476.1392 + (1-0.34）153.82=127.48 kg/kmol =0.96776+ (1-0.967) 154=78.57 kg/kmol

D

MW=0.04376+ (1-0.043) 154=150.65 kg/kmol

2.1.2求操作线方程

根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图,如图所示 已知进料热状况参数q=0.95，则q线方程为：

y

qq1

x

1q1

xF

0.950.951

x

10.951

0.3419x6.8

二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板

2.1.3最小回流比和实际回流比的选取 依公式Rmin

xDyqyexq



0.9670.5710.5710.328

1.63

取操作回流比R1.5Rmin2.45

2.1.4操作线方程与理论板数的确定 精馏段操作线方程yn1

RR1

Xn

x

D

R1

0.710Xn0.3947

按常规M,T，在上图上作图解得：理论板数NT(12.51)层（不包括塔釜），其中精馏段为6层，提馏段为6.5（不包括塔釜），第7层为进料板。

2.1.5相对挥发度的计算

① 由插值法计算温度tw、tD、tF 塔顶温度：

48.546.386.04100



t

D

48.5

96.786.04



t

D

46.82

o

c

进料温度：tF=58oc 塔底温度：

74.973.12.966.15



t

F

74.9

4.32.96

D



t

W

74.14

o

c

o

精馏段平均温度：t1

tt

F

2



5846.82

25874.14

2

52.41

c

o

提留段平均温度：t2② 气相组成

tt

F

W

2

66.07

c

由插值法计算 yD、yF、yw 塔顶温度：tD46.82oc

y

D

：

48.546.393.2100.0



46.8246.3100

D

100.0



y

D

98.39%

进料温度：tF=58oc

y

F

:

59.355.363.4074.70



59.35863.40100



F

y

F

67.07%

塔底温度：tW74.14oc

y

W

:

74.973.18.2315.55



74.974.148.23100



y

W

11.32%

W

③ 相对挥发度

0.6707

x=34%、y

F

F

67.07% F

0.34

3.9537

10.670710.34

0.9839

x=96.7%、y

D

D

98.39% D

0.967

2.0855

10.983910.967

0.1132

x=4.3%、y

W

W

11.32% w

2.8410 10.113210.043



L

D

F

W

3.95372.08552.84104.84

L

u=xiui logu

L



AT



BT

CS2:A=274.08 B=200.220 CCl4: A=540.15 B=290.840

u( CS2)=0.2846 u( CCl4)=0.5819 u0.340.28460.660.58190.4808

L

L

2.1.6全塔效率及实际板数计算 ①全塔效率：

根据：ET0.49(uL)0.245

ET0.49(4.840.4808)

0.245

39.84%

②实际板数计算： 精馏段: N16

0.3984

15.06

圆整后为16 圆整后为17

提馏段: N26.5

.3984

16.32

2.1.7气，液相负荷计算

精馏段：V(R1)D(2.451)28.7499.15kmol/h VS

VMVM13600VM1



99.1589.4736003.6129

0.6820m/s

3

LRD2.4528.7470.41kmol/h LS

LM

LM1

3600M1



70.41103.0336001343.67

0.0015m/s

3

Lh=36000.0015=5.4m3/h 提馏段：VV'99.15kmol/h； VS

VMVM

22

3600VM



99.15123.4236005.1551

0.6593m/s；

3

L'LF70.4189.43159.84kmol/h；

LS

LM

LM2



159.84139.063

0.0042m/s；

3600LM

2

36001463.63

L'h=36000.0042=15.12m3/h

2.2物性数据计算

2.2.1操作压强P的计算

塔顶压强PD=101.3 kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：PF=101.3+161.0=117.3kPa 塔釜压强：Pw=101.3+171.0=118.3kPa 精馏段平均操作压强：Pm=(PD+PF)/2=109.3 kPa 提馏段平均操作压强：P′m =(PF+Pw)/2=117.8kPa.

2.2.2操作温度T

由插值法计算温度tw、tD、tF 塔顶温度：

48.546.3D

.5

86.04100



t

4896.786.04



t

D

46.82

o

c

进料温度：tF=58oc 塔底温度：

74.973.1t

F

74.9

2.966.15



4.32.96



t

W

74.14

o

c

精馏段平均温度：tF

D

1

tt

o

2



5846.82

252.41

c

提留段平均温度：tF

t

W

5874.14

2to

2

2

66.07

c

2.2.3平均分子量的计算 由xF=34%、y

F

67.07% ；xD=96.7%、y

D

98.39%；xW=4.3%、精馏段：

X1=(xD+xF)/2=65.35% Y1=（yF+yD）/ 2=82.73%

y

W

11.32%

气相平均摩尔质量：MVM1

y

1

MA(1

y

1)

MB

0.8273760.172715489.47kg/kmol

液相平均摩尔质量：MLM1

x

1

MA(1

x

1)

MB

0.6535760.3465154103.03kg/kmol

提留段：

X2=(xw+xF)/2=19.15% Y2=（yF+yw）/ 2=39.20% 气相平均摩尔质量：M

VM

2



y

2

MA(1

y

2)

MB

0.3920760.6080154123.42kg/kmol

液相平均摩尔质量： MLM2

x

2

MA(1

x

2)

MB

0.1915760.8085154139.06kg/kmol

2.2.4精馏段和提馏段各组分的密度 ①液相密度Lm： 塔顶部分 依下式： 1Lm

ALA



BLB

（为质量分率）；

质量分数：

DA

0.96776

0.967760.033154

0.935

DB1DA0.065

t

D

46.82

1

o

c CS=1225 kg/m ccl4=1543 kg/m

2

33

带入

ρlD

=

αDAρ1

+

αDBρ2

LD1241.63kg/m

3

FA

0.3476

0.34760.66154

0.203

FB1FA0.797

F

o

2

3

3

t=58c CS=1208 kg/m ccl4=1522 kg/m

带入

WA

1LF

AA

1AB

LF1445.71kg/m

3

0.04376

0.043760.957154

0.022

WB1WA0.978

t

W

74.141ρlw

o

c CS=1183 kg/m ccl4=1490 kg/m

2

33

带入

=

αwAρLA

+

αwBρLB

LW1481.54kg/m

3

则:精馏段的平均液相密度:

LM1

LDLF

2



1241.631445.71

2

1343.67kg/m

3

则:提馏段的平均液相密度：

LM



LWLF

2

2



1445.711481.54

2

1463.63kg/m

3

②气相密度Vm：

① 精馏段的平均气相密度

VM1

PM1MVM1

RTM1



109.389.478.314(273.1552.41)

3.6129kg/m

3

②

VM

提馏段的平均气相密度



PM2MVM

RTM2

2

2



117.8123.428.314(273.1566.07)

5.1551kg/m

3

2.2.5液体表面张力的计算

n

液相平均表面张力依下式计算，及σm=xii

i=1

对于塔顶：tD46.82oc A28.34mN/m ，B23.64mN/m 则塔顶的平均表面张力：

D0.96728.34(10.967)23.6428.18mN/m

对于进料板：tF=58℃ A26.76mN/m ，B22.29mN/m 则进料的平均表面张力：

F0.3426.76(10.34)22.2923.81mN/m

对于塔底：tW74.14oc 

24.44mN/m ，B20.36mN/m

A

则塔底的平均表面张力:

W0.04324.44(10.043)20.3620.54mN/m

精馏段液相平均表面张力为：

M1

DF

2



28.1823.81

2

26.00mN/m

提馏段液相平均表面张力为：

M2

WF

2



23.8120.54

2

22.18mN/m

2.2.6液体黏度的计算

n

液相平均粘度依下式计算，即μm=ixiLm；

i1

对于塔顶：tD46.82oc LA3.07672104Pa.s ，LB6.78753104Pa.s

LD0.9673.0767210

4

(10.967)6.7875310

4

3.1991810

4

Pa.s

对于进料板：tF=58℃ LA2.87834104Pa.s ，LB5.95205104Pa.s

LF0.342.8783410

4

(10.34)5.9520510

4

4.9069910

4

Pa.s

对于塔底：tW74.14oc LA2.63417104Pa.s ，LB4.99797104Pa.s

LW0.0432.6341710

4

(10.043)4.9979710

4

4.8963310

4

Pa.s

则精馏段平均液相黏度：

LM1

LDLF

2



3.199184.90699

2

10

4

4.0530910

4

Pa.s

2.3塔的定性尺寸

2.3.1塔径的计算

塔径D 初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.06m 故： HT-hL=0.40-0.06=0.34 m 精馏段：

FLV1=(

LS1VS1

)(

LM1VM1

)

1/2

=(

0.00150.6820

)(

1343.673.6129

)

0.5

0.0424

查《化工原理课程设计》图3-12 C20=0.068；依公式

C=C20（

20)

0.2

0.068(

26.0020

)

0.2

0.0717

umax =C1

=0.0717

.673.6129

3.6129

1.3809m/s

取安全系数为0.7，则：

U1=0.7umax=0.71.3809=0.9667m/s 故：D1

4Vs



40.68203.140.9667

0.9466m；

un1

按标准，塔径圆整为1.2 m,

精馏段实际塔板总面积：AT1

3.14D1

4

2

22

0.7851.21.1304m

则空塔气速为u

VSAT1



0.68201.1304

0.6033m/s

提馏段：

FLV2=(

LS2VS2

)(

LMVM

22

)

1/2

= (

0.00420.6593

)(

1463.635.1551

)

0.5

0.1073

查《化工原理课程设计》图3-12 C20=0.065；依公式 C=C20（



20)

0.2

0.065(

22.1820

)

0.2

0.0664

1.1169m/s

uf2=C2

0.0664

1463.635.1551

5.1551

取安全系数为0.70，

U2=0.7umax=0.71.1169=0.7818m/s

D2'

4VS



40.65933.140.7818

1.0365m

un2'

故:D'取1.2m 塔的横截面积: AT2

VSAT2

3.14D2

40.65931.1304

2

0.7851.21.1304m

22

空塔气速为u

0.5832m/s

板间距取0.4m合适

2.3.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为:

Z1(N1)HT150.46.0m

提馏段有效高度为:

Z2(N1)HT160.46.4m

在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每6~8层塔板设一人孔（安装、检修用）， 需经常清洗时每隔3~4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4个。 故：精馏塔有效高度

ZZ1Z26.06.440.815.6m

2.3.3溢流装置等尺寸的确定

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 lw为0.7D，即：lw=0.71.20.84m ②出口堰高 hw hw=hL-how

由lw/D=0.84/1.2=0.7, Lh/lw2.55.4/0.842.58.35m 查《化工原理课程设计》图3-17，知E为1.02

how1

2.841000

1

(

Lhlw1

2

)

3

2.841000

(

5.40.84

2

)30.009819m

故： hw

hl1how10.060.009819

0.050181m

③降液管宽度Wd与降液管面积Af

有lw/D=0.7查《化工原理课程设计》图3-16， Wd/D0.18,Af/AT0.14

Wd0.18D0.181.20.216mAf0.14AT0.141.13040.1583m

2

42.21s5s

1

3600AfHT

Lh



36000.15830.40

5.4

④降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u0=0.1m/s 计算降液管底隙高度h0 即:u0提馏段：

①溢流堰长lw2为0.7D'，即：lw2 =0.7D2=0.84m

Lslwh

ho

Lslw0



0.00150.840.1

0.0179m

②出口堰高 hw2 为0.7D'，即：hw2=hL-how

由lw2/D=0.84/1.2=0.7, Lh/lw2.515.12/0.842.523.38m 查《化工原理课程设计》图3-17，知E为1.18

how2

2.841000

(Lhlw2

2

)3

2.8415.123()0.019353m 10000.84

2

故：hw2hl2how20.060.0193530.040647m

‘

③降液管宽度W‘d与降液管面积A f

’

lw/D=0.7查《化工原理课程设计》图3-16，Wd/D0.18,Af/AT0.14 有‘

Wd0.18D0.181.20.216mAf0.14AT0.141.13040.1583m

2

15.08s5s

2

3600AfHT

Lh2



'

36000.15830.4

15.12

④降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u0=0.1m/s 计算降液管底隙高度h0， 即： u0

'

'

Ls

'

'

lwh0

h0

‘

Ls

'

'

'

lw0



0.00420.70.1

0.06m

2.3.4塔板布置

取边缘区宽度Wc=0.035m ,安定区宽度Ws=0.065m 精馏段：依下式计算开孔区面积

A

1=2(r

2

180

sin

1

xr

)

其中 x=

D2

-(WdWS) 

1.22

(0.2160.065)0.319m

R

D2

WC

1.22

0.0350.465m

故:

A12(0.319

0.565

2

0.319

2





180

0.565

2

sin

1

0.3190.565

)0.6804m

2

提馏段：依下式计算开孔区面积

A

'

2x





180

Rsin

'21

'x

'R

其中 x=

R

D2

D2

-(WdWS) 

1.22

1.22

(0.180.065)0.355m

WC

0.0350.565m

2

故：A22(0.3550.56520.355





180

0.565

2

sin

1

0.3550.565

)0.7455m

2

2.3.5筛孔数 n 及开孔率 φ

①筛孔数的计算

取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚为4mm, 取孔径d0与孔间距t之比：t1/d03.5 故孔中心距t=3.5  5.0=17.5mm 精馏段：n

115810

t

2

3

A

11581017.5

2

3

0.68042573个

提馏段： n

115810

t

2

3

A

11581017.5

2

3

0.74552819个

②开孔率φ的计算：

0.907(

dot1

)=0.907/3.527.4%

2

塔板上的筛孔总面积：A0A

精馏段： A0A0.0740.44930.050350m2 提馏段： A0A0.0740.74550.055167m2

气孔通过筛孔的气速 精馏段：u01

VSA0VSA0



0.68200.050350

13.55m/s

提馏段： u02



0.65930.055167

11.95m/s

2.4筛板塔的流体力学校核

2.4.1板压降的校核

① 气体通过筛板压降相当的液柱高度h

p

1、根据 hphchlh 干板压降相当的液柱高度hc

5查《化工原理课程设计》干筛孔的流量系数图 c00.89 2、根据d0/5/41.2，hc0.051(

u0c0

)(

2

vL

)

精馏段由下式得hc10.051(

u01C0u02C0

)(

2

V1L1

)0.051(

13.550.89

)(

2

3.61291343.675.15511463.63

)0.0318m 液柱

提馏段由下式得hc20.051(

)(

2

V2L2

)0.051(

11.950.89

)(

2

)0.0324m 液柱

3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

VSATAf

0.68201.13040.1583

u

1

0.7016

F0ua0.7016

3.61291.3336

由《化工原理课程设计》图3-22充气系数0与Fa的关联图查取板上液层充气系数0为0.62 则hl=0

hL

=0(hwhow)0.62(0.0489120.011088)0.0342m液柱

提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

u2

VSATAf



0.65931.13040.1583

0.6782

F2u2

V20.6782

5.15511.5398

由《化工原理课程设计》图3-22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 则hl=0

hL

=0(hwhow)0.580.060.0348m液柱

4、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h

4Lgd0

由公式：h

求算液体表面张力的阻力

h1

41

lgd0



426.0010

3

3

1343.679.81510

0.001578m液柱

由公式：hphchlh计算气体通过每层塔板的液层高度

hp1hc1hl1h10.03180.03420.0015780.0676m液柱

②由公式：PphpLg 计算气体通过每层塔板的压降

PphpLg0.06761343.679.81891.06Pa

提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h2

4

422.1810

3

3

h2

2

lgd0



1463.639.81510

0.001236

m液柱

由公式： hphchlh计算气体通过每层塔板的液层高度

hp2hc2hl2h20.03240.03480.0012360.0684m液柱

③由公式：PphpLg 计算气体通过每层塔板的压降

PphpLg=0.06841463.639.81982.10Pa

2.4.2液沫夹带量eV的校核 精馏段雾沫夹带量ev的验算 由式ev=

5.710

6



u

Hh

fT

63



3.2

0.7016

)

3.2



5.710

26.0010

(

0.42.50.06

0.005956kg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ev的验算 由式ev=

5.710

6



uHh

fT

63

3.2



5.710

22.1810

(

0.67820.42.50.06

)

3.2

0.006264kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

2.4.3漏液点的校核 精馏段漏液的验算

Uo,min4.4Co

4.40.89

(0.00560.130.060.001578)1343.67

3.6129

u0u0,min

13.558.2112

1.651.5

8.2112m/s

筛板的稳定性系数 K

故在设计负荷下不会产生过量漏液 提馏段漏液的验算

uow4.4C7.2774m/s

4.40.89

(0.00560.130.060.001236)1463.63

5.1551

11.957.2774

1.641.5

筛板的稳定性系数 K2

故在设计负荷下不会产生过量漏液

2.4.4溢流液泛条件的校核 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HdHThw 二硫化碳-四氯化碳物系属于一般物系，取0.5

1(HThw1)0.5(0.40.050181)0.2251

由HdhphLhd计算

hd0.153(u0)

'

2

)0.153(

2

hd10.153(

LS1lwh01

0.00150.840.0179

)0.001523m液柱

2

Hd1hp1hL1hd10.06760.060.0015230.1291m 液柱

故HdHThw，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HdHThw 二硫化碳-四氯化碳物系属于一般物系，取0.5

2(HThw2)0.5(0.40.040647)0.2203

由HdhphLhd计算

hd0.153(u0)

'

2

)0.153(

2

hd20.153(

LS2lwh02

0.00420.840.0600

)0.001063m液柱

2

Hd

2

hp2hL2hd

2

0.06840.060.0010630.1295m液柱

故HdHThw，在设计负荷下不会发生液泛

2.5塔板负荷性能图

2.5.1液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求VS—LS关系如下：

5.710

3.26uaVs

, u= a

HhATAf

fT

ev

L

（a）

2/3

hf2.5hL2.5hwhow, how2.8410

3

3600LS

1

lw

(b)

3.2



6VS/ATAf5.710

则ev2/3

L3600LS3

HT2.5hw2.8410lw



精馏段：

VS

5.710

63

26.0010

{

1.13040.1583

0.42.5[0.0501812.8410

2

3

(

3600LS0.84

2

3.2

0.1

)3]

VS1.808412.3392LS3

提馏段：

VS

5.710

63

22.1810

{

1.13040.1583

0.42.5[0.0406472.8410

2

3

(

3600LS0.84

2

3.2

0.1

)3]

VS1.870212.0784LS3

在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算得：

2 提馏段液沫夹带线VS-LS:

2.5.2液泛线 精馏段

令HdHThw

HdhphLhd

hphchLh hLhwhow

联立得 (HThw)hphwhowhd 近似的取E=1.0, lw0.84 则how2.84103E(Lh2

lw

)

2.8410

3

1.0(

3600Ls0.84

)

2

整理得how0.75Ls

(c)

hphchlh

hvVs2

v3.6129c0.051(

u0c)2

(

)=0.051(

L

C0.051(

Vs

2

0A)(

)=l

0.890.050350

)(

1343.67

)

整理得：hc=0.0683Vs2 取0

0.6,近似的有

hl0hL0(hwhow)0.6(0.0501810.75Ls2/3

)0.03010.45Ls

2/3

hp0.0683Vs20.03010.45Ls

2/3

0.0015780.03170.45Ls

2/3

0.0683Vs2

(d)

由式 hS12

LS1

2

d10.153(

Llwh)0.153(

0.840.0179

)676.75Ls12

(e)

01

将HT0.4m,hw0.050181m,0.5及(c),(d),(e)代入得

0.5(0.40.050181)0.03170.45Ls

2/3

0.0683Vs

2

0.0501810.75Ls

2

676.75Ls1

2

得:

Vs

2

1.4417.57Ls

2/3

9908.49Ls

2

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,结果如下：

精馏段液泛线VS-LS

整理

提留段

令HdHThw

HdhphLhd

hphchLh hLhwhow

联立得 (HThw)hphwhowhd 近似的取E=1.0, lw0.84 则how'2.84103E(整理得how'0.75Ls

hphchlh

2

Lhlw

)

2

3

2.8410

3

1.0(

3600Ls0.84

)

2

(c)

vL

)=0.051(

hc0.051(

u0c0

)(

2

VsC0A0

)(

2

vl

)=0.051(

Vs

0.890.055167

)(

2

5.15511463.63

)

整理得：hc’=0.0745Vs2 取0

'

0.6,近似的有

2/3

hl0hL0(hwhow)0.6(0.0551670.75Ls)0.03310.45Ls

2/3

hp0.0745Vs0.03310.45Ls

'

22/3

0.0012360.03430.45Ls

LS2

2

2

2/3

0.0745Vs (d)

2

由式 hd20.153(

LS2lwh02

)0.153(

2

0.840.0600

)60.23Ls2 (e)

将HT0.4m,hw'0.040647m,0.5及(c),(d),(e)代入得

0.5(0.40.040647)0.03430.45Ls2

2/3

0.0745Vs

2

0.0406470.75Ls

2

60.23Ls2

2

整理得:

Vs

2

1.9516.11Ls

2/3

808.46Ls

2

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,结果如下：

2.5.3液相负荷上限线 精馏段

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限 则 Ls,max

HTAf



0.40.1583

5

0.012664

3



AfHTLs

5



m/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 提留段

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限 则 Ls,max

HTAf



0.40

.1583

5

0.012664

3



AfHTLs

5



m/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

2.5.4漏液线 精馏段 由uo,min=4.4Co

Vs,minAo

2

uo,min

=

Lh32

hL=hw-how how=EAo0.050350m

1000lw

2.84

得

Vs,min0.050350

4.40.89

0.0056

0.13(0.03010.45Ls

2/3

)0.001578

1343.67

3.6129

整理得:Vs,min0.202.9521.76Ls2/3

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。

提留段 由uo,min=4.4Co

uo,min

=

Vs,minAo

'

2

Lh3

hL=hw-how how=E

1000lw

2.84

Ao20.055167m2

Vs,min

0.050350

4.40.89

0.0056

0.13(0.03310.45Ls

2/3

)0.001236

1463.63

5.1551

整理得:Vs,min'0.222.4616.61Ls2/3

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。

2.5.5液相负荷下限线 精馏段

对于平直堰，取堰上液层告诉how=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由

3600Ls

how=E

1000lw



2.84

2/3

0.006

2/3

即:0.0062.84103(

3600Ls0.84

)

则Ls,min7.17104m3/s

US,max11.3432m/s ，US,min10.4799m/s

3

3

提留段

3600Ls

how=E

1000lw



2.84

2/3

0.006

2/3

即:0.0062.84103(

3600Ls0.84

)

则Ls,min7.17104m3/s

US,max21.5036m/s ， US,min20.4328m/s

3

3

2.5.6筛板塔的操作弹性 精馏段操作弹性：

US,max1US,min1

1.34320.4799

2.8

3.47 提留段操作弹性：S,max2

U0.4328 S,min2

U

1.5036

第三章 辅助设备及选型

3.1热量衡算

Cp177.422KJ/(kmol.K)

tD=46.82℃温度下：Cp

Cp

2D

133.71KJ/(kmol.K)Cp1xDCp

2

(1xD)

77.4220.967133.910.03379.29KJ/(kmol.K)

Cp178.074KJ/(kmol.K)

tW

=74.14℃温度下：Cp2136.25KJ/(kmol.K)

CpWCp1xWCp

2

(1xW)

78.0740.043136.250.957133.75KJ/(kmol.K)

r12.701210KJ/kmol355.42KJ/kg

44

tD=46.82℃温度下： r23.144110KJ/kmol204.16KJ/kg

rr1xDr2(1xD)

355.420.967204.160.033350.43KJ/kg

①0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准

QVVCp

D

tDVrM

D

99.1579.2946.8299.15350.4378.573098005.49KJ/h ②回流液的焓QR

QRLCptD70.4179.2946.82261387.11KJ/h

③塔顶流出液的焓QD

QDDCptD28.7479.2946.82106693.16KJ/h

④冷凝器消耗的焓QC

QCQVQRQD

3098005.49261387.11106693.162729925.22KJ/h

⑤进料口的焓QF

Cp178.074KJ/(kmol.K)

tF温度下：Cp

Cp

2F

136.25KJ/(kmol.K)Cp1xFCp

2

(1xF)

78.0740.34136.250.66116.47KJ/(kmol.K)

QFFCp

tF89.43116.4758604122.90KJ/h

F

⑥塔底残液的焓QW

QWWCp

tW60.69133.7574.14601815.70KJ/h

W

⑦再沸器QB(全塔范围列衡算式) 塔釜热损失为10%，则0.9 设再沸器损失能量：QS0.1QB

QBQFQCQWQSQD

0.9QBQCQWQDQF

2729925.22601815.70106693.16604122.90 

283341.18KJ/h

QB3149234.64KJ/h

3.2塔顶冷凝器的设计计算

3.2.1确定流体空间

二硫化碳-四氯化碳混合气体温度较高，走壳程可以更好的散热，冷却水应走管程。确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管冷凝器的型号。

设冷却水的进口温度为20℃，出口温度为30℃，壁温设为46℃ 二硫化碳—四氯化碳混合气体定性温度为3.2.2计算平均传热温差 逆流平均温差：

二硫化碳和四硫化碳 46.41 ℃ 46.41 ℃

冷却水 20 ℃ 30 ℃

Δtm'=

(T1t2)(T2t1)

lnT1t2T2t1



(46.4130)(46.4120)

ln

46.413046.4120

21.0146.8246

2

46.41

℃

℃

暂按单壳程、偶数管程考虑，则： R=

T1T2t2t1

0，故温差校正系数=1>0.8，可行。

则两流体的平均传热温差为： Δtm=Δtm'=21.01℃

①选K值，估算传热面积

初选K=4180KJ/（m3·h·℃），则估算面积为： A=

QcKtm



2729925.22418021.01

31.08m

2

取安全系数为1.04，则A1.0431.0832.32m2 ②管径的选择：

设流率为25m3/s，取碳钢直径Ф25×2.5mm的管子。 管长、管程和总管数的确定：

nS

=

Vw0.785diu

A

2



74.65

0.7850.0213600

2

66.04

L=

nsd0



32.32

66.043.140.02

8.00m

Np

=

Ll



8.006

2

换热器的总管数为：NTNpnS266.04132.08133 3.2.3 冷凝器型号的选择

冷凝器型号：Ф25×2.5mm直径：公称直径：500；管程数：2；管子根数：164

3.3进料泵的设计计算 进料管内流速为uF=1.5m/s

设泵在地面上，忽略其他因素，料液面至加料孔的高度为h

h0.4(92)0.82.0628.06m

主加料管长20米，90o标准弯头两个，截止阀两个，相关管件的局部阻力系数为90o标准弯头：0.75；截止阀：6.0，则总的局部阻力系数为0.7526.0213.5

进料液密度：1445.71kg/m3 黏度：4.90699104Pa.s

Re

du



0.04701.51445.71

4.9069910

4



207708.9110

4

为湍流

取管壁绝对粗糙度0.3mm /d0.0041 0.031

Hf(

1df

u)

F

2

(0.031

200.047

2g

13.51.5)

1.5

2

29.81

3.23m

PF1.099.0Kpa

两截面间列柏努力方程求泵的扬程为：

Hez

PFgF

Hf8.06

9.010

3

1445.719.81

3.2311.92m

流量q

FM





106.68127.48

1445.71

9.41m/h

3

选IS65-50-160型号的进料泵

3.4主要接管尺寸的选取

3.4.1进料管

进料管结构有很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管 本设计采用直管进料管，管径计算如下： VF=

89.43127.48

1445.71

7.8858m/h

3

，

取管内流速uF=1.5m/s，则进料管直径:

4VF3600uF

47.885836003.141.5

dF=



0.043131m43.13mm

取进料管尺寸为57×4mm 3.4.2回流管

回流液体积流率VD=

28.7478.571241.63

1.8187m/h

3

取管内流速uD=1.5m/s，则回流管直径:

4VD3600uD

41.818736003.141.5

dD=



0.02071m20.71mm

取回流管尺寸为57×4mm 3.4.3釜液出口管 回流液体积流率VW=

60.69150.651481.54

6.1712m/h

3

取管内流速uW=1.5m/s，则釜液出口管直径:

4VW3600uW

46.171236003.141.5

dW

=



0.03816m38.16mm

取釜液出口管尺寸为57×4mm 3.4.4塔顶蒸汽管

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽的体积流率，则VS=0.6820m3/s ,并取管内蒸汽流速u=20m/s，则塔顶蒸汽管直径: d=

4VS



40.68203.1420

0.20842m208.42mm

u

取塔顶蒸汽管尺寸273×15mm 3.4.5加热蒸汽管

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽的体积流率，则VS=0.6820m3/s ,并取管内蒸汽流速u=20m/s，则加热蒸汽管的直径:

dv'=

4Vs'

u



40.65933.1420

0.2049m=204.9mm

取加热蒸汽管尺寸为ф125×7mm

3.5塔体计算

3.5.1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HT0.4m，可选择塔顶空间HD

1.5HT0.6m

。塔底空间HB

1.6m

。全塔共有33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H(nnFnP1)HTnFHFnPHPHDHB 全塔的板间距相同，则上式可化为：

H(nnFnp1)HTnFHFnpHpHDHB (33141)0.410.830.60.62.0616.06m

3.5.2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1.4m时，塔板分为4块。

3.5.3裙座计算

DobDis(160~400)DibDis(160~400)

其中Dis1400mm

取基础环的内外径与裙座截面内径的差为200mm

Dob14002001600mmDib14002001200mm

3.5.4再沸器的选择

选120℃饱和水蒸汽，K2=2926 KJ/（m3·h·℃） 料液温度： 58℃ → 74.14℃ 水蒸汽温度：120℃ → 120℃

Δtm'=

(T1t2)(T2t1)

lnT1t2T2t1



(12058)(12074.14)

ln

1205812074.14

25.81 ℃

A=

QBKtm



3149234.64292625.81

41.70m

2

取安全系数为1.04，则A1.0441.7043.34m2 管径的选择：

设流率为25m3/s，取碳钢直径Ф25×2.5mm的管子。 管长、管程和总管数的确定：

nS

=

Vw0.785diu

A

2



74.65

0.7850.0213600

2

66.04

L=

nsd0



43.34

66.043.140.02

10.45m

Np

=

Ll



10.456

2

换热器的总管数为：NTNpnS266.04132.08133 3.5.5再沸器型号的选择

冷凝器型号：Ф25×2.5mm直径：公称直径：500；管程数：2；管子根数：164

致 谢

经过查阅文献、计算数据和上机调试，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用，通过此次设计让我学会了如何细心地做事，很多数据需要精细的核对，防止由于计算导致的错误，同时，还要有耐心的做事，在校核过程中，对于出现的问题要重新计算，让我成长了许多。

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。

在此，特别感谢栾国颜老师的指导，使得我的设计工作得以圆满完成，在此表示衷心的感谢！

参考文献

[1]柴诚敬,刘国维,李阿娜编,《化工原理课程设计》,天津大学化工原理教研室,天津科学技术出版社 1994年

[2]陈敏恒,丛德滋,方图南,齐鸣斋编,《化工原理第三版》（上册）、（下册）,北京,化学工业出版社,2006年

[3]贾绍义,柴诚敬主编,《化工原理课程设计》（化工传递与单元操作课程设计）, 天津大学化工原理教研室,天津大学出版社,2002年

[4]郭长生，谢丰毅等，《化学工程手册》（1），北京，化学工业出版社，1989年 [5]唐伦成，《化工原理课程设计简明教程》，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年 [6]张轩，管殿柱，《AtuoCAD2006机械设计应用范例》，北京，清华大学出版社，2006年 [7]崔鸿斌，《AtuoCAD2007中文版使用教程》，北京，人民邮电出版社，2006年 [8]王卫东，《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2011年

附录

- 36 -

- 37 -

- 38 -

三、负荷性能图

精馏段负荷性能图

- 39 -

提留段负荷性能图

考 核 评 语

- 40 -

指导教师： 年 月 日

化工原理课程设计教师评分表

- 41 -

- 42 -

吉林化工学院

化 工 原 理 课 程 设 计

题目 二硫化碳—四氯化碳二元物系筛板精馏塔设计（......t/年）

教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工090. 学生姓名 学生学号 指导教师 栾国颜

2011年11月19日

化工原理课程设计任务书

一 设计题目

二硫化碳-四氯化碳分离板式塔设计[82080吨/年]

二 工艺条件

生产能力：11.4吨/小时（料液） 年工作日：每年按300天生产日计算

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97.6%的二硫化碳，釜液3.4%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：q=0.95

冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 回 流 比：自选 塔 型：板式塔

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，际塔板数等。

3 精馏塔设备设计计算

如：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

(泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型)

6 手绘绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图

7 撰写设计说明书

实

目 录

化工原理课程设计任务书 ........................................ Ⅰ 目 录 ..................................................... Ⅱ 摘 要 ........................................ 错误！未定义书签。 前 言 ........................................ 错误！未定义书签。 第一章 设计思路 .................................. 错误！未定义书签。 第二章 板式精馏塔的工艺设计....................... 错误！未定义书签。

2.1全塔工艺设计计算 ........................................ 错误！未定义书签。

2.1.1物料衡算 .......................................... 错误！未定义书签。

2.1.2 q线方程 ........................................................... 4 2.1.3最小回流比和实际回流比的选取 ....................................... 5 2.1.4操作线方程与理论板数的确定 ......................................... 5 2.1.5相对挥发度的计算 ................................................... 5 2.1.6全塔效率及实际板数计算 ............................................. 7 2.1.7气，液相负荷计算 ................................................... 7 2.2物性数据计算 ............................................................. 8

2.2.1操作压强P的计算 ................................................... 8

2.2.2操作温度T .......................................................... 8 2.2.3平均分子量的计算 ................................................... 8 2.2.4精馏段和提馏段各组分的密度 ......................................... 9 2.2.5液体表面张力的计算 ................................ 错误！未定义书签。 2.2.6液体黏度的计算 .................................................... 11 2.3塔的定性尺寸 ............................................ 错误！未定义书签。 2.3.1塔径的计算 ........................................ 错误！未定义书签。

2.3.2精馏塔有效高度的计算 .............................. 错误！未定义书签。 2.3.3溢流装置等尺寸的确定 .............................. 错误！未定义书签。 2.3.4塔板布置 .......................................................... 15 2.3.5筛孔数 n 及开孔率 φ .............................................. 16

2.4筛板塔的流体力学校核 .................................................... 17

2.4.1板压降的校核 ...................................................... 17 2.4.2液沫夹带量eV的校核 ................................................ 18

2.4.3漏液点的校核 ...................................................... 19 2.4.4溢流液泛条件的校核 ................................................ 19 2.5塔板负荷性能图 .......................................................... 20

2.5.1液沫夹带线 ........................................................ 20

2.5.2液泛线 ............................................................ 22 2.5.3液相负荷上限线 .................................... 错误！未定义书签。 2.5.4漏液线 ............................................................ 24 2.5.5液相负荷下限线 .................................................... 25 2.5.6筛板塔的操作弹性 ...................................................................................................... 25

第三章 辅助设备及选型 ......................................... 26

3.1热量衡算 ................................................................ 26 3.2塔顶冷凝器的设计计算 .................................................... 27

3.2.1确定流体空间 ...................................................... 28 3.2.2计算平均传热温差 .................................................. 28

3.2.3 冷凝器型号的选择 .................................................. 29 3.3进料泵的设计计算 ........................................................ 29 3.4主要接管尺寸的选取 ...................................................... 30

3.4.1进料管 ............................................................ 30 3.4.2回流管 ............................................................ 30

3.4.3釜液出口管 ........................................................ 30 3.4.4塔顶蒸汽管 ........................................................ 31 3.4.5加热蒸汽管 ........................................................ 31 3.5塔体计算 ................................................................ 31

3.5.1塔高 .............................................................. 31 3.5.2塔板结构 .......................................................... 32

3.5.3裙座计算 .......................................................... 32 3.5.4再沸器的选择 ...................................................... 32 3.5.5再沸器型号的选择 ...................................................................................................... 33

致 谢 ....................................................... 34 参考文献 ..................................................... 35 附录 ......................................................... 36

一、结论数据汇总 ............................................................................................................................ 36 二、主要符号说明 ............................................................................................................................ 37 三、负荷性能图 ............................................................................................................................... 39 四、考核评语 ................................................................................................................................... 40 五、化工原理课程设计教师评分标准 ................................................................................................ 41

摘 要

本设计通过物料衡算计算得F=89.43kmol/h D=28.74kmol/h W=60.69kmol/h，回流比R=2.45，精馏段板效率为39.84%，提馏段板效率为39.84%，实际板数为33块，第17块板进料，其中精馏段16块板，提馏段17块板。精馏段与提馏段板间距均为0.40m，塔径均为1.2m。经过流体力学性能校核得出精馏段操作弹性为2.8，提馏段操作弹性为3.47。

对冷凝器计算采用塔釜液预热，选用Ф25×2.5的碳钢管，取管长为6m，壳程数为1，管程数为2，传热总管数为226根。通过热量核算和流体阻力核算，可知换热器的选择满足要求。塔顶间距为1.5m，裙座取2.5m。共有4个人孔。

关键词：二硫化碳—四氯化碳、精馏段、提馏段、精馏塔、筛板塔。

前 言

化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。

精馏是分离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离，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离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物板式精馏塔。

板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。

化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；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；掌握各种结果的校核，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，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。设计是一项政策性很强的工作，它涉及经济、技术、环保等诸多方面，而且还涉及多专业、多学科的交叉、综合和相互协调，是集体性的劳动。

在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，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，工艺计算，结构设计和校核。通过板塔的设计，我们能初步熟悉课程设计的步骤、方法及设计原理。使我们了解课程设计也是一个让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，成为我们今后工作中一块坚实的基石。

第一章 设计思路

塔的选型

全塔物料衡算



求理论塔板数

 气液相负荷计算

塔的物性数据计算



筛板塔设计

 流体力学性能校核

画出负荷性能图



热量衡算



塔顶冷凝器（塔底再沸器）的设计计算







主要接管尺寸的选取

进料泵的设计计算

第二章 精馏塔的工艺设计

2.0塔的选型

筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：

⑴结构简单、金属耗量少、造价低廉.

⑵气体压降小、板上液面落差也较小. ⑶塔板效率较高.

⑷改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.

2.1全塔工艺设计计算

2.1.1物料衡算 已知： Xf=34% XD=96.7% Xw=4.3%

每小时处理摩尔量F=总物料衡算 DWF

物料衡算

FxF=DxD+WxW

11400127.48

89.43kmol/h

联立以上三式可得： F=89.43kmol/h D=28.74kmol/h W=60.69kmol/h 平均分子量：

MM

F

=0.3476.1392 + (1-0.34）153.82=127.48 kg/kmol =0.96776+ (1-0.967) 154=78.57 kg/kmol

D

MW=0.04376+ (1-0.043) 154=150.65 kg/kmol

2.1.2求操作线方程

根据二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据作出y-x图,如图所示 已知进料热状况参数q=0.95，则q线方程为：

y

qq1

x

1q1

xF

0.950.951

x

10.951

0.3419x6.8

二硫化碳、四氯化碳的y-x图及图解理论板

2.1.3最小回流比和实际回流比的选取 依公式Rmin

xDyqyexq



0.9670.5710.5710.328

1.63

取操作回流比R1.5Rmin2.45

2.1.4操作线方程与理论板数的确定 精馏段操作线方程yn1

RR1

Xn

x

D

R1

0.710Xn0.3947

按常规M,T，在上图上作图解得：理论板数NT(12.51)层（不包括塔釜），其中精馏段为6层，提馏段为6.5（不包括塔釜），第7层为进料板。

2.1.5相对挥发度的计算

① 由插值法计算温度tw、tD、tF 塔顶温度：

48.546.386.04100



t

D

48.5

96.786.04



t

D

46.82

o

c

进料温度：tF=58oc 塔底温度：

74.973.12.966.15



t

F

74.9

4.32.96

D



t

W

74.14

o

c

o

精馏段平均温度：t1

tt

F

2



5846.82

25874.14

2

52.41

c

o

提留段平均温度：t2② 气相组成

tt

F

W

2

66.07

c

由插值法计算 yD、yF、yw 塔顶温度：tD46.82oc

y

D

：

48.546.393.2100.0



46.8246.3100

D

100.0



y

D

98.39%

进料温度：tF=58oc

y

F

:

59.355.363.4074.70



59.35863.40100



F

y

F

67.07%

塔底温度：tW74.14oc

y

W

:

74.973.18.2315.55



74.974.148.23100



y

W

11.32%

W

③ 相对挥发度

0.6707

x=34%、y

F

F

67.07% F

0.34

3.9537

10.670710.34

0.9839

x=96.7%、y

D

D

98.39% D

0.967

2.0855

10.983910.967

0.1132

x=4.3%、y

W

W

11.32% w

2.8410 10.113210.043



L

D

F

W

3.95372.08552.84104.84

L

u=xiui logu

L



AT



BT

CS2:A=274.08 B=200.220 CCl4: A=540.15 B=290.840

u( CS2)=0.2846 u( CCl4)=0.5819 u0.340.28460.660.58190.4808

L

L

2.1.6全塔效率及实际板数计算 ①全塔效率：

根据：ET0.49(uL)0.245

ET0.49(4.840.4808)

0.245

39.84%

②实际板数计算： 精馏段: N16

0.3984

15.06

圆整后为16 圆整后为17

提馏段: N26.5

.3984

16.32

2.1.7气，液相负荷计算

精馏段：V(R1)D(2.451)28.7499.15kmol/h VS

VMVM13600VM1



99.1589.4736003.6129

0.6820m/s

3

LRD2.4528.7470.41kmol/h LS

LM

LM1

3600M1



70.41103.0336001343.67

0.0015m/s

3

Lh=36000.0015=5.4m3/h 提馏段：VV'99.15kmol/h； VS

VMVM

22

3600VM



99.15123.4236005.1551

0.6593m/s；

3

L'LF70.4189.43159.84kmol/h；

LS

LM

LM2



159.84139.063

0.0042m/s；

3600LM

2

36001463.63

L'h=36000.0042=15.12m3/h

2.2物性数据计算

2.2.1操作压强P的计算

塔顶压强PD=101.3 kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：PF=101.3+161.0=117.3kPa 塔釜压强：Pw=101.3+171.0=118.3kPa 精馏段平均操作压强：Pm=(PD+PF)/2=109.3 kPa 提馏段平均操作压强：P′m =(PF+Pw)/2=117.8kPa.

2.2.2操作温度T

由插值法计算温度tw、tD、tF 塔顶温度：

48.546.3D

.5

86.04100



t

4896.786.04



t

D

46.82

o

c

进料温度：tF=58oc 塔底温度：

74.973.1t

F

74.9

2.966.15



4.32.96



t

W

74.14

o

c

精馏段平均温度：tF

D

1

tt

o

2



5846.82

252.41

c

提留段平均温度：tF

t

W

5874.14

2to

2

2

66.07

c

2.2.3平均分子量的计算 由xF=34%、y

F

67.07% ；xD=96.7%、y

D

98.39%；xW=4.3%、精馏段：

X1=(xD+xF)/2=65.35% Y1=（yF+yD）/ 2=82.73%

y

W

11.32%

气相平均摩尔质量：MVM1

y

1

MA(1

y

1)

MB

0.8273760.172715489.47kg/kmol

液相平均摩尔质量：MLM1

x

1

MA(1

x

1)

MB

0.6535760.3465154103.03kg/kmol

提留段：

X2=(xw+xF)/2=19.15% Y2=（yF+yw）/ 2=39.20% 气相平均摩尔质量：M

VM

2



y

2

MA(1

y

2)

MB

0.3920760.6080154123.42kg/kmol

液相平均摩尔质量： MLM2

x

2

MA(1

x

2)

MB

0.1915760.8085154139.06kg/kmol

2.2.4精馏段和提馏段各组分的密度 ①液相密度Lm： 塔顶部分 依下式： 1Lm

ALA



BLB

（为质量分率）；

质量分数：

DA

0.96776

0.967760.033154

0.935

DB1DA0.065

t

D

46.82

1

o

c CS=1225 kg/m ccl4=1543 kg/m

2

33

带入

ρlD

=

αDAρ1

+

αDBρ2

LD1241.63kg/m

3

FA

0.3476

0.34760.66154

0.203

FB1FA0.797

F

o

2

3

3

t=58c CS=1208 kg/m ccl4=1522 kg/m

带入

WA

1LF

AA

1AB

LF1445.71kg/m

3

0.04376

0.043760.957154

0.022

WB1WA0.978

t

W

74.141ρlw

o

c CS=1183 kg/m ccl4=1490 kg/m

2

33

带入

=

αwAρLA

+

αwBρLB

LW1481.54kg/m

3

则:精馏段的平均液相密度:

LM1

LDLF

2



1241.631445.71

2

1343.67kg/m

3

则:提馏段的平均液相密度：

LM



LWLF

2

2



1445.711481.54

2

1463.63kg/m

3

②气相密度Vm：

① 精馏段的平均气相密度

VM1

PM1MVM1

RTM1



109.389.478.314(273.1552.41)

3.6129kg/m

3

②

VM

提馏段的平均气相密度



PM2MVM

RTM2

2

2



117.8123.428.314(273.1566.07)

5.1551kg/m

3

2.2.5液体表面张力的计算

n

液相平均表面张力依下式计算，及σm=xii

i=1

对于塔顶：tD46.82oc A28.34mN/m ，B23.64mN/m 则塔顶的平均表面张力：

D0.96728.34(10.967)23.6428.18mN/m

对于进料板：tF=58℃ A26.76mN/m ，B22.29mN/m 则进料的平均表面张力：

F0.3426.76(10.34)22.2923.81mN/m

对于塔底：tW74.14oc 

24.44mN/m ，B20.36mN/m

A

则塔底的平均表面张力:

W0.04324.44(10.043)20.3620.54mN/m

精馏段液相平均表面张力为：

M1

DF

2



28.1823.81

2

26.00mN/m

提馏段液相平均表面张力为：

M2

WF

2



23.8120.54

2

22.18mN/m

2.2.6液体黏度的计算

n

液相平均粘度依下式计算，即μm=ixiLm；

i1

对于塔顶：tD46.82oc LA3.07672104Pa.s ，LB6.78753104Pa.s

LD0.9673.0767210

4

(10.967)6.7875310

4

3.1991810

4

Pa.s

对于进料板：tF=58℃ LA2.87834104Pa.s ，LB5.95205104Pa.s

LF0.342.8783410

4

(10.34)5.9520510

4

4.9069910

4

Pa.s

对于塔底：tW74.14oc LA2.63417104Pa.s ，LB4.99797104Pa.s

LW0.0432.6341710

4

(10.043)4.9979710

4

4.8963310

4

Pa.s

则精馏段平均液相黏度：

LM1

LDLF

2



3.199184.90699

2

10

4

4.0530910

4

Pa.s

2.3塔的定性尺寸

2.3.1塔径的计算

塔径D 初选板间距HT=0.40m,取板上液层高度HL=0.06m 故： HT-hL=0.40-0.06=0.34 m 精馏段：

FLV1=(

LS1VS1

)(

LM1VM1

)

1/2

=(

0.00150.6820

)(

1343.673.6129

)

0.5

0.0424

查《化工原理课程设计》图3-12 C20=0.068；依公式

C=C20（

20)

0.2

0.068(

26.0020

)

0.2

0.0717

umax =C1

=0.0717

.673.6129

3.6129

1.3809m/s

取安全系数为0.7，则：

U1=0.7umax=0.71.3809=0.9667m/s 故：D1

4Vs



40.68203.140.9667

0.9466m；

un1

按标准，塔径圆整为1.2 m,

精馏段实际塔板总面积：AT1

3.14D1

4

2

22

0.7851.21.1304m

则空塔气速为u

VSAT1



0.68201.1304

0.6033m/s

提馏段：

FLV2=(

LS2VS2

)(

LMVM

22

)

1/2

= (

0.00420.6593

)(

1463.635.1551

)

0.5

0.1073

查《化工原理课程设计》图3-12 C20=0.065；依公式 C=C20（



20)

0.2

0.065(

22.1820

)

0.2

0.0664

1.1169m/s

uf2=C2

0.0664

1463.635.1551

5.1551

取安全系数为0.70，

U2=0.7umax=0.71.1169=0.7818m/s

D2'

4VS



40.65933.140.7818

1.0365m

un2'

故:D'取1.2m 塔的横截面积: AT2

VSAT2

3.14D2

40.65931.1304

2

0.7851.21.1304m

22

空塔气速为u

0.5832m/s

板间距取0.4m合适

2.3.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为:

Z1(N1)HT150.46.0m

提馏段有效高度为:

Z2(N1)HT160.46.4m

在进料板上方开一人孔，其高为0.8m，一般每6~8层塔板设一人孔（安装、检修用）， 需经常清洗时每隔3~4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4个。 故：精馏塔有效高度

ZZ1Z26.06.440.815.6m

2.3.3溢流装置等尺寸的确定

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 lw为0.7D，即：lw=0.71.20.84m ②出口堰高 hw hw=hL-how

由lw/D=0.84/1.2=0.7, Lh/lw2.55.4/0.842.58.35m 查《化工原理课程设计》图3-17，知E为1.02

how1

2.841000

1

(

Lhlw1

2

)

3

2.841000

(

5.40.84

2

)30.009819m

故： hw

hl1how10.060.009819

0.050181m

③降液管宽度Wd与降液管面积Af

有lw/D=0.7查《化工原理课程设计》图3-16， Wd/D0.18,Af/AT0.14

Wd0.18D0.181.20.216mAf0.14AT0.141.13040.1583m

2

42.21s5s

1

3600AfHT

Lh



36000.15830.40

5.4

④降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u0=0.1m/s 计算降液管底隙高度h0 即:u0提馏段：

①溢流堰长lw2为0.7D'，即：lw2 =0.7D2=0.84m

Lslwh

ho

Lslw0



0.00150.840.1

0.0179m

②出口堰高 hw2 为0.7D'，即：hw2=hL-how

由lw2/D=0.84/1.2=0.7, Lh/lw2.515.12/0.842.523.38m 查《化工原理课程设计》图3-17，知E为1.18

how2

2.841000

(Lhlw2

2

)3

2.8415.123()0.019353m 10000.84

2

故：hw2hl2how20.060.0193530.040647m

‘

③降液管宽度W‘d与降液管面积A f

’

lw/D=0.7查《化工原理课程设计》图3-16，Wd/D0.18,Af/AT0.14 有‘

Wd0.18D0.181.20.216mAf0.14AT0.141.13040.1583m

2

15.08s5s

2

3600AfHT

Lh2



'

36000.15830.4

15.12

④降液管底隙高度h0

取液体通过降液管底隙的流速u0=0.1m/s 计算降液管底隙高度h0， 即： u0

'

'

Ls

'

'

lwh0

h0

‘

Ls

'

'

'

lw0



0.00420.70.1

0.06m

2.3.4塔板布置

取边缘区宽度Wc=0.035m ,安定区宽度Ws=0.065m 精馏段：依下式计算开孔区面积

A

1=2(r

2

180

sin

1

xr

)

其中 x=

D2

-(WdWS) 

1.22

(0.2160.065)0.319m

R

D2

WC

1.22

0.0350.465m

故:

A12(0.319

0.565

2

0.319

2





180

0.565

2

sin

1

0.3190.565

)0.6804m

2

提馏段：依下式计算开孔区面积

A

'

2x





180

Rsin

'21

'x

'R

其中 x=

R

D2

D2

-(WdWS) 

1.22

1.22

(0.180.065)0.355m

WC

0.0350.565m

2

故：A22(0.3550.56520.355





180

0.565

2

sin

1

0.3550.565

)0.7455m

2

2.3.5筛孔数 n 及开孔率 φ

①筛孔数的计算

取筛孔的孔径d0为5mm正三角形排列，一般碳钢的板厚为4mm, 取孔径d0与孔间距t之比：t1/d03.5 故孔中心距t=3.5  5.0=17.5mm 精馏段：n

115810

t

2

3

A

11581017.5

2

3

0.68042573个

提馏段： n

115810

t

2

3

A

11581017.5

2

3

0.74552819个

②开孔率φ的计算：

0.907(

dot1

)=0.907/3.527.4%

2

塔板上的筛孔总面积：A0A

精馏段： A0A0.0740.44930.050350m2 提馏段： A0A0.0740.74550.055167m2

气孔通过筛孔的气速 精馏段：u01

VSA0VSA0



0.68200.050350

13.55m/s

提馏段： u02



0.65930.055167

11.95m/s

2.4筛板塔的流体力学校核

2.4.1板压降的校核

① 气体通过筛板压降相当的液柱高度h

p

1、根据 hphchlh 干板压降相当的液柱高度hc

5查《化工原理课程设计》干筛孔的流量系数图 c00.89 2、根据d0/5/41.2，hc0.051(

u0c0

)(

2

vL

)

精馏段由下式得hc10.051(

u01C0u02C0

)(

2

V1L1

)0.051(

13.550.89

)(

2

3.61291343.675.15511463.63

)0.0318m 液柱

提馏段由下式得hc20.051(

)(

2

V2L2

)0.051(

11.950.89

)(

2

)0.0324m 液柱

3、精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

VSATAf

0.68201.13040.1583

u

1

0.7016

F0ua0.7016

3.61291.3336

由《化工原理课程设计》图3-22充气系数0与Fa的关联图查取板上液层充气系数0为0.62 则hl=0

hL

=0(hwhow)0.62(0.0489120.011088)0.0342m液柱

提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

u2

VSATAf



0.65931.13040.1583

0.6782

F2u2

V20.6782

5.15511.5398

由《化工原理课程设计》图3-22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 则hl=0

hL

=0(hwhow)0.580.060.0348m液柱

4、精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h

4Lgd0

由公式：h

求算液体表面张力的阻力

h1

41

lgd0



426.0010

3

3

1343.679.81510

0.001578m液柱

由公式：hphchlh计算气体通过每层塔板的液层高度

hp1hc1hl1h10.03180.03420.0015780.0676m液柱

②由公式：PphpLg 计算气体通过每层塔板的压降

PphpLg0.06761343.679.81891.06Pa

提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h2

4

422.1810

3

3

h2

2

lgd0



1463.639.81510

0.001236

m液柱

由公式： hphchlh计算气体通过每层塔板的液层高度

hp2hc2hl2h20.03240.03480.0012360.0684m液柱

③由公式：PphpLg 计算气体通过每层塔板的压降

PphpLg=0.06841463.639.81982.10Pa

2.4.2液沫夹带量eV的校核 精馏段雾沫夹带量ev的验算 由式ev=

5.710

6



u

Hh

fT

63



3.2

0.7016

)

3.2



5.710

26.0010

(

0.42.50.06

0.005956kg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ev的验算 由式ev=

5.710

6



uHh

fT

63

3.2



5.710

22.1810

(

0.67820.42.50.06

)

3.2

0.006264kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

2.4.3漏液点的校核 精馏段漏液的验算

Uo,min4.4Co

4.40.89

(0.00560.130.060.001578)1343.67

3.6129

u0u0,min

13.558.2112

1.651.5

8.2112m/s

筛板的稳定性系数 K

故在设计负荷下不会产生过量漏液 提馏段漏液的验算

uow4.4C7.2774m/s

4.40.89

(0.00560.130.060.001236)1463.63

5.1551

11.957.2774

1.641.5

筛板的稳定性系数 K2

故在设计负荷下不会产生过量漏液

2.4.4溢流液泛条件的校核 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HdHThw 二硫化碳-四氯化碳物系属于一般物系，取0.5

1(HThw1)0.5(0.40.050181)0.2251

由HdhphLhd计算

hd0.153(u0)

'

2

)0.153(

2

hd10.153(

LS1lwh01

0.00150.840.0179

)0.001523m液柱

2

Hd1hp1hL1hd10.06760.060.0015230.1291m 液柱

故HdHThw，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HdHThw 二硫化碳-四氯化碳物系属于一般物系，取0.5

2(HThw2)0.5(0.40.040647)0.2203

由HdhphLhd计算

hd0.153(u0)

'

2

)0.153(

2

hd20.153(

LS2lwh02

0.00420.840.0600

)0.001063m液柱

2

Hd

2

hp2hL2hd

2

0.06840.060.0010630.1295m液柱

故HdHThw，在设计负荷下不会发生液泛

2.5塔板负荷性能图

2.5.1液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求VS—LS关系如下：

5.710

3.26uaVs

, u= a

HhATAf

fT

ev

L

（a）

2/3

hf2.5hL2.5hwhow, how2.8410

3

3600LS

1

lw

(b)

3.2



6VS/ATAf5.710

则ev2/3

L3600LS3

HT2.5hw2.8410lw



精馏段：

VS

5.710

63

26.0010

{

1.13040.1583

0.42.5[0.0501812.8410

2

3

(

3600LS0.84

2

3.2

0.1

)3]

VS1.808412.3392LS3

提馏段：

VS

5.710

63

22.1810

{

1.13040.1583

0.42.5[0.0406472.8410

2

3

(

3600LS0.84

2

3.2

0.1

)3]

VS1.870212.0784LS3

在操作范围内任取几个Ls值，依上式计算得：

2 提馏段液沫夹带线VS-LS:

2.5.2液泛线 精馏段

令HdHThw

HdhphLhd

hphchLh hLhwhow

联立得 (HThw)hphwhowhd 近似的取E=1.0, lw0.84 则how2.84103E(Lh2

lw

)

2.8410

3

1.0(

3600Ls0.84

)

2

整理得how0.75Ls

(c)

hphchlh

hvVs2

v3.6129c0.051(

u0c)2

(

)=0.051(

L

C0.051(

Vs

2

0A)(

)=l

0.890.050350

)(

1343.67

)

整理得：hc=0.0683Vs2 取0

0.6,近似的有

hl0hL0(hwhow)0.6(0.0501810.75Ls2/3

)0.03010.45Ls

2/3

hp0.0683Vs20.03010.45Ls

2/3

0.0015780.03170.45Ls

2/3

0.0683Vs2

(d)

由式 hS12

LS1

2

d10.153(

Llwh)0.153(

0.840.0179

)676.75Ls12

(e)

01

将HT0.4m,hw0.050181m,0.5及(c),(d),(e)代入得

0.5(0.40.050181)0.03170.45Ls

2/3

0.0683Vs

2

0.0501810.75Ls

2

676.75Ls1

2

得:

Vs

2

1.4417.57Ls

2/3

9908.49Ls

2

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,结果如下：

精馏段液泛线VS-LS

整理

提留段

令HdHThw

HdhphLhd

hphchLh hLhwhow

联立得 (HThw)hphwhowhd 近似的取E=1.0, lw0.84 则how'2.84103E(整理得how'0.75Ls

hphchlh

2

Lhlw

)

2

3

2.8410

3

1.0(

3600Ls0.84

)

2

(c)

vL

)=0.051(

hc0.051(

u0c0

)(

2

VsC0A0

)(

2

vl

)=0.051(

Vs

0.890.055167

)(

2

5.15511463.63

)

整理得：hc’=0.0745Vs2 取0

'

0.6,近似的有

2/3

hl0hL0(hwhow)0.6(0.0551670.75Ls)0.03310.45Ls

2/3

hp0.0745Vs0.03310.45Ls

'

22/3

0.0012360.03430.45Ls

LS2

2

2

2/3

0.0745Vs (d)

2

由式 hd20.153(

LS2lwh02

)0.153(

2

0.840.0600

)60.23Ls2 (e)

将HT0.4m,hw'0.040647m,0.5及(c),(d),(e)代入得

0.5(0.40.040647)0.03430.45Ls2

2/3

0.0745Vs

2

0.0406470.75Ls

2

60.23Ls2

2

整理得:

Vs

2

1.9516.11Ls

2/3

808.46Ls

2

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,结果如下：

2.5.3液相负荷上限线 精馏段

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限 则 Ls,max

HTAf



0.40.1583

5

0.012664

3



AfHTLs

5



m/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 提留段

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限 则 Ls,max

HTAf



0.40

.1583

5

0.012664

3



AfHTLs

5



m/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

2.5.4漏液线 精馏段 由uo,min=4.4Co

Vs,minAo

2

uo,min

=

Lh32

hL=hw-how how=EAo0.050350m

1000lw

2.84

得

Vs,min0.050350

4.40.89

0.0056

0.13(0.03010.45Ls

2/3

)0.001578

1343.67

3.6129

整理得:Vs,min0.202.9521.76Ls2/3

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。

提留段 由uo,min=4.4Co

uo,min

=

Vs,minAo

'

2

Lh3

hL=hw-how how=E

1000lw

2.84

Ao20.055167m2

Vs,min

0.050350

4.40.89

0.0056

0.13(0.03310.45Ls

2/3

)0.001236

1463.63

5.1551

整理得:Vs,min'0.222.4616.61Ls2/3

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。

2.5.5液相负荷下限线 精馏段

对于平直堰，取堰上液层告诉how=0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E1.0。由

3600Ls

how=E

1000lw



2.84

2/3

0.006

2/3

即:0.0062.84103(

3600Ls0.84

)

则Ls,min7.17104m3/s

US,max11.3432m/s ，US,min10.4799m/s

3

3

提留段

3600Ls

how=E

1000lw



2.84

2/3

0.006

2/3

即:0.0062.84103(

3600Ls0.84

)

则Ls,min7.17104m3/s

US,max21.5036m/s ， US,min20.4328m/s

3

3

2.5.6筛板塔的操作弹性 精馏段操作弹性：

US,max1US,min1

1.34320.4799

2.8

3.47 提留段操作弹性：S,max2

U0.4328 S,min2

U

1.5036

第三章 辅助设备及选型

3.1热量衡算

Cp177.422KJ/(kmol.K)

tD=46.82℃温度下：Cp

Cp

2D

133.71KJ/(kmol.K)Cp1xDCp

2

(1xD)

77.4220.967133.910.03379.29KJ/(kmol.K)

Cp178.074KJ/(kmol.K)

tW

=74.14℃温度下：Cp2136.25KJ/(kmol.K)

CpWCp1xWCp

2

(1xW)

78.0740.043136.250.957133.75KJ/(kmol.K)

r12.701210KJ/kmol355.42KJ/kg

44

tD=46.82℃温度下： r23.144110KJ/kmol204.16KJ/kg

rr1xDr2(1xD)

355.420.967204.160.033350.43KJ/kg

①0℃时塔顶气体上升的焓QV 塔顶以0℃为基准

QVVCp

D

tDVrM

D

99.1579.2946.8299.15350.4378.573098005.49KJ/h ②回流液的焓QR

QRLCptD70.4179.2946.82261387.11KJ/h

③塔顶流出液的焓QD

QDDCptD28.7479.2946.82106693.16KJ/h

④冷凝器消耗的焓QC

QCQVQRQD

3098005.49261387.11106693.162729925.22KJ/h

⑤进料口的焓QF

Cp178.074KJ/(kmol.K)

tF温度下：Cp

Cp

2F

136.25KJ/(kmol.K)Cp1xFCp

2

(1xF)

78.0740.34136.250.66116.47KJ/(kmol.K)

QFFCp

tF89.43116.4758604122.90KJ/h

F

⑥塔底残液的焓QW

QWWCp

tW60.69133.7574.14601815.70KJ/h

W

⑦再沸器QB(全塔范围列衡算式) 塔釜热损失为10%，则0.9 设再沸器损失能量：QS0.1QB

QBQFQCQWQSQD

0.9QBQCQWQDQF

2729925.22601815.70106693.16604122.90 

283341.18KJ/h

QB3149234.64KJ/h

3.2塔顶冷凝器的设计计算

3.2.1确定流体空间

二硫化碳-四氯化碳混合气体温度较高，走壳程可以更好的散热，冷却水应走管程。确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管冷凝器的型号。

设冷却水的进口温度为20℃，出口温度为30℃，壁温设为46℃ 二硫化碳—四氯化碳混合气体定性温度为3.2.2计算平均传热温差 逆流平均温差：

二硫化碳和四硫化碳 46.41 ℃ 46.41 ℃

冷却水 20 ℃ 30 ℃

Δtm'=

(T1t2)(T2t1)

lnT1t2T2t1



(46.4130)(46.4120)

ln

46.413046.4120

21.0146.8246

2

46.41

℃

℃

暂按单壳程、偶数管程考虑，则： R=

T1T2t2t1

0，故温差校正系数=1>0.8，可行。

则两流体的平均传热温差为： Δtm=Δtm'=21.01℃

①选K值，估算传热面积

初选K=4180KJ/（m3·h·℃），则估算面积为： A=

QcKtm



2729925.22418021.01

31.08m

2

取安全系数为1.04，则A1.0431.0832.32m2 ②管径的选择：

设流率为25m3/s，取碳钢直径Ф25×2.5mm的管子。 管长、管程和总管数的确定：

nS

=

Vw0.785diu

A

2



74.65

0.7850.0213600

2

66.04

L=

nsd0



32.32

66.043.140.02

8.00m

Np

=

Ll



8.006

2

换热器的总管数为：NTNpnS266.04132.08133 3.2.3 冷凝器型号的选择

冷凝器型号：Ф25×2.5mm直径：公称直径：500；管程数：2；管子根数：164

3.3进料泵的设计计算 进料管内流速为uF=1.5m/s

设泵在地面上，忽略其他因素，料液面至加料孔的高度为h

h0.4(92)0.82.0628.06m

主加料管长20米，90o标准弯头两个，截止阀两个，相关管件的局部阻力系数为90o标准弯头：0.75；截止阀：6.0，则总的局部阻力系数为0.7526.0213.5

进料液密度：1445.71kg/m3 黏度：4.90699104Pa.s

Re

du



0.04701.51445.71

4.9069910

4



207708.9110

4

为湍流

取管壁绝对粗糙度0.3mm /d0.0041 0.031

Hf(

1df

u)

F

2

(0.031

200.047

2g

13.51.5)

1.5

2

29.81

3.23m

PF1.099.0Kpa

两截面间列柏努力方程求泵的扬程为：

Hez

PFgF

Hf8.06

9.010

3

1445.719.81

3.2311.92m

流量q

FM





106.68127.48

1445.71

9.41m/h

3

选IS65-50-160型号的进料泵

3.4主要接管尺寸的选取

3.4.1进料管

进料管结构有很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管 本设计采用直管进料管，管径计算如下： VF=

89.43127.48

1445.71

7.8858m/h

3

，

取管内流速uF=1.5m/s，则进料管直径:

4VF3600uF

47.885836003.141.5

dF=



0.043131m43.13mm

取进料管尺寸为57×4mm 3.4.2回流管

回流液体积流率VD=

28.7478.571241.63

1.8187m/h

3

取管内流速uD=1.5m/s，则回流管直径:

4VD3600uD

41.818736003.141.5

dD=



0.02071m20.71mm

取回流管尺寸为57×4mm 3.4.3釜液出口管 回流液体积流率VW=

60.69150.651481.54

6.1712m/h

3

取管内流速uW=1.5m/s，则釜液出口管直径:

4VW3600uW

46.171236003.141.5

dW

=



0.03816m38.16mm

取釜液出口管尺寸为57×4mm 3.4.4塔顶蒸汽管

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽的体积流率，则VS=0.6820m3/s ,并取管内蒸汽流速u=20m/s，则塔顶蒸汽管直径: d=

4VS



40.68203.1420

0.20842m208.42mm

u

取塔顶蒸汽管尺寸273×15mm 3.4.5加热蒸汽管

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽的体积流率，则VS=0.6820m3/s ,并取管内蒸汽流速u=20m/s，则加热蒸汽管的直径:

dv'=

4Vs'

u



40.65933.1420

0.2049m=204.9mm

取加热蒸汽管尺寸为ф125×7mm

3.5塔体计算

3.5.1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HT0.4m，可选择塔顶空间HD

1.5HT0.6m

。塔底空间HB

1.6m

。全塔共有33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H(nnFnP1)HTnFHFnPHPHDHB 全塔的板间距相同，则上式可化为：

H(nnFnp1)HTnFHFnpHpHDHB (33141)0.410.830.60.62.0616.06m

3.5.2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1.4m时，塔板分为4块。

3.5.3裙座计算

DobDis(160~400)DibDis(160~400)

其中Dis1400mm

取基础环的内外径与裙座截面内径的差为200mm

Dob14002001600mmDib14002001200mm

3.5.4再沸器的选择

选120℃饱和水蒸汽，K2=2926 KJ/（m3·h·℃） 料液温度： 58℃ → 74.14℃ 水蒸汽温度：120℃ → 120℃

Δtm'=

(T1t2)(T2t1)

lnT1t2T2t1



(12058)(12074.14)

ln

1205812074.14

25.81 ℃

A=

QBKtm



3149234.64292625.81

41.70m

2

取安全系数为1.04，则A1.0441.7043.34m2 管径的选择：

设流率为25m3/s，取碳钢直径Ф25×2.5mm的管子。 管长、管程和总管数的确定：

nS

=

Vw0.785diu

A

2



74.65

0.7850.0213600

2

66.04

L=

nsd0



43.34

66.043.140.02

10.45m

Np

=

Ll



10.456

2

换热器的总管数为：NTNpnS266.04132.08133 3.5.5再沸器型号的选择

冷凝器型号：Ф25×2.5mm直径：公称直径：500；管程数：2；管子根数：164

致 谢

经过查阅文献、计算数据和上机调试，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我的逻辑思维能力。

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用，通过此次设计让我学会了如何细心地做事，很多数据需要精细的核对，防止由于计算导致的错误，同时，还要有耐心的做事，在校核过程中，对于出现的问题要重新计算，让我成长了许多。

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。

在此，特别感谢栾国颜老师的指导，使得我的设计工作得以圆满完成，在此表示衷心的感谢！

参考文献

[1]柴诚敬,刘国维,李阿娜编,《化工原理课程设计》,天津大学化工原理教研室,天津科学技术出版社 1994年

[2]陈敏恒,丛德滋,方图南,齐鸣斋编,《化工原理第三版》（上册）、（下册）,北京,化学工业出版社,2006年

[3]贾绍义,柴诚敬主编,《化工原理课程设计》（化工传递与单元操作课程设计）, 天津大学化工原理教研室,天津大学出版社,2002年

[4]郭长生，谢丰毅等，《化学工程手册》（1），北京，化学工业出版社，1989年 [5]唐伦成，《化工原理课程设计简明教程》，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年 [6]张轩，管殿柱，《AtuoCAD2006机械设计应用范例》，北京，清华大学出版社，2006年 [7]崔鸿斌，《AtuoCAD2007中文版使用教程》，北京，人民邮电出版社，2006年 [8]王卫东，《化工原理课程设计》，化学工业出版社，2011年

附录

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- 38 -

三、负荷性能图

精馏段负荷性能图

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提留段负荷性能图

考 核 评 语

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指导教师： 年 月 日

化工原理课程设计教师评分表

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