二硫化碳四氯化碳化工原理设计.docx
- 文档编号:26408596
- 上传时间:2023-06-19
- 格式:DOCX
- 页数:20
- 大小:144.34KB
二硫化碳四氯化碳化工原理设计.docx
《二硫化碳四氯化碳化工原理设计.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《二硫化碳四氯化碳化工原理设计.docx(20页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
二硫化碳四氯化碳化工原理设计
常压精馏塔的设计
常压精馏塔分离CS2-CCl4混合物。
处理量为4000kg/h,组成为0.3(摩尔分数,下同),塔顶流出液组成0.95,塔底釜液组成0.025。
设计条件如下:
操作压力4kpa(塔顶表压);
进料热状况自选;
回流比自选;
单板压降≤0.7kpa;
全塔效率Et=52%;
建厂地址陕西宝鸡。
试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
【设计计算】
(一)设计方案的确定
本设计任务为分离CS2-CCl4混合物。
对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送到储罐。
该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的1.4倍。
塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
(二)精馏塔的物料衡算
原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
MCS2=76kg/kmolMCCl4=154kg/kmol
MF=0.3*MCS2+0.7*MCCl4
=0.3*76+0.7*154=130.6kg/kmol
F=4000130.6kmol/h=30.63kmol/h
XF=0.3XD=0.95XW=0.025
总物料衡算F=D+W
CS2的物料衡算F*XF=D*XD+W*XW
即30.63=D+W
30.63*0.3=0.95D+0.025W
联立解得D=9.12kmol/h
W=21.51kmol/h
(三)塔板数的确定
1.理论塔板层数NT的求取
CS2-CCl4属理想物系,可采用图解法求理论版层数。
1由手册查得CS2-CCl4的气液平衡数据,绘出x---y图,见图如下:
CS2-CCl4的气液平衡数据
x(摩尔分数)
y(摩尔分数)
0.0000
0.0000
0.0296
0.0823
0.0615
0.1555
0.1106
0.2660
0.1435
0.3325
0.2580
0.4950
0.3908
0.6340
0.5318
0.7470
0.6630
0.8290
0.7571
0.8790
0.8604
0.9320
1.0000
1.0000
2求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。
在下图中对角线上,自点e(0.3、0.3)做垂线ef即为进料线(q线,q=1),该线与平衡线的交点坐标为
Yq=0.55xq=0.3xd=0.3
故最小回流比Rmin=XD-yqyq-xq=0.95-0.550.55-0.3=2.67
取操作回流比为R=1.4Rmin=1.4*2.09=3.74
3求精馏塔的气液相负荷
L=RD=3.74*9.12=34.1kmol/h
V=(R+1)D=43.23kmol/h
L`=L+q*F=34.1+30.63*1=64.73kmol/h
V`=V+(q-1)*F=43.23kmol/h
4求操作线方程
精馏段操作线方程为
y=LVx+DVXD=RR+1x+1R+1XD=0.789x+0.20
提留段的操作线方程为
y`=L+qFL+qF-Wx-WL+qF-WxW=1.50x-0.012
5图解法求理论版层数
总理论版层数NT=10.5(包括再沸釜)
进料板位置NF=6
2.实际板层数的求取
精馏段的实际层数N精=5/NT=5/0.5=10
提留段的实际层数N提=5.5/NT=5.5/0.5=11
总实际层数NT=21
(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
计算精馏段
1.操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa
每层塔板压降ΔP=0.7KPa
进料板压力PF=PD+ΔP*N精=105.3+0.7*10=112.3KPa
精馏段的平均压力Pm=105.3+112.32=108.8KPa
2.操作温度计算
依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点的温度,其中CS2,CCl4的饱和蒸汽压由安托尼方程计算,计算过程如下:
塔顶温度td=46.5℃
进料板温度tf=58℃
精馏段平均温度tm=td+tf2=46.5+582=52.25℃
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由XD=Y1=0.95,查平衡曲线得X1=0.9
MVDm=0.95*76+(1-0.95)*154=79.9kmol/h
MLDm=0.90*76+(1-0.90)*154=83.8kmol/h
进料板的平均摩尔质量计算
由图解理论板得yf=0.405xf=0.225
MVFm=0.405*76+(1-0.405)*154=122.41kmol/h
MLFd=0.225*76+(1-0.225)*154=136.45kmol/h
精馏段的平均摩尔质量
MVm=79.9+122.42=101.15kmol/h
MLm=83.8+136.452=110.125kmol/h
4.平均密度的计算
1气相平均密度计算
由理想状态方程计算,
即ρVm=Pm*MvmR*Tm=108.8*101.158.314*(52.25+273.15)=4.07kg/m3
2液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算,
即1ρlm=αi/ρi
塔顶液相平均密度的计算由td=46.5℃,查手册得
ρa=1260kg/m3ρb=1295kg/m3
ρldm=1WDρA+WbρB=10.951260+0.0251295=1063.8kg/m3
进料板的液相平均密度计算由tf=58℃,查手册得
ρa=1260kg/m3ρb=1595kg/m3
进料板的液相质量分率
aa=xf*MCS2xf*MCS2+1-xf*MCCI4=0.225*760.225*76+1-0.225*154=0.125
ρlfm=1aaρa+(1-aaρb)=10.1251260+(1-0.1251595)=1540.8kg/m3
精馏段液相平均密度为
ρlm=(ρldm+ρlfm)/2=1302.3kg/m3
5.液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算,即σlm=χiσi
塔顶液相平均表面张力的计算
由td=46.5℃,查手册得σA=28.5mN/mσB=23.6mN/m
σldm=XD*σA+XW*σB
=0.95*28.5+0.025*23.6=27.665mN/m
进料板液相平均表面张力的计算
由tf=58℃,查手册得σA=26.8mN/mσB=22.2mN/m
σlfm=XF*σA+(1-XF)*σB
=0.225*26.8+0.775*22.2=23.235mN/m
精馏段的平均表面张力为
σLm=(σldm+σlfm)/2=25.45mN/m
6.液体平均粘度的计算,
液相平均粘度的计算,即
LgμLm=χi*lgμi
塔顶液相平均粘度的计算
由td=46.5℃,查手册得μA=0.33mPasμB=0.71mPas
LgμlDm=xd*lgμA+xw*lgμB
=0.95*lg0.33+0.025*lg0.71
解出μlDm=0.346
进料板液相平均粘度的计算,即
由tf=58℃,查手册得μA=0.28mPasμB=0.64mPas
Lgμlfm=xf*lgμA+(1-xf)*lgμB
=0.225*lg0.28+0.775lg0.64
解出μlfm=0.531
精馏段液相平均表面张力
μLm=(μlDm+μlfm)/2=0.438
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏段的气液相体积流量为
VS=V*Mvm3600ρvm=V*Mvm3600*pm*MvmR*Tm
=109.5*8.314*325.253600*113.7=0.732m3/s
LS=L*Mlm3600ρlm=348*110.1253600*1302.3=0.0082m3/s
由Umax=C(ρL-ρV)/ρV
C=C20(σL20)0.2其中C20由下图查取图的横坐标
LhVh(ρLρV)0.5=0.0082*36000.723*3600(1302.34.09)0.5=0.202
C20与LhVh(ρLρV)0.5的图(斯密斯关联图)如下
取板间距HT=0.40m,板上液层高度HL=0.06m
则HT-HL=0.40-0.06=0.34m
查上图得C20=0.073
C=C20(σL20)0.2=0.073*(25.4520)0.2=1.05*0.073=0.0767
Umax=CρL-ρVρV
=0.0767*(1302.3-4.09)/4.09=1.366m/s
取安全系数为0.7,则空塔气速为
U=0.7Umax=0.7*1.366=0.9565m/s
D=[4VsπU]=[4*0.723π0.0.9565]=0.9624m
按标准塔径圆整后为D=1m
塔截面积为
AT=π4D2=π4*1=0.785
实际空塔骑速为
U=VsAT=0.7230.785=0.92m/s
2.精馏塔的有效高度计算
精馏段有效高度为
Z精=(N精-1)*HT=(10-1)*0.40=3.6m
提馏段有效高度为
Z提=(N提-1)*HT=(11-1)*0.40=4.0m
在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m
故精馏段的有效高度为
Z=Z精+Z提+H人孔=3.6+4.0+0.8=8.4m
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
因塔径D=1m,可选用单溢流弓形浆液管,采用凹形受液盘。
各项计算如下:
1堰长LW
取LW=0.66D=0.66m
2溢流堰高度HW
由HW=HL-HOW
选用平直堰,堰上液层高度HOW由下式计算,即
HOW=2.841000E(LHLW)2/3
近似取E=1,则
HOW=2.841000E(LHLW)2/3=2.841000*(0.0082*36000.66)2/3=0.036m
所以:
HW=HL-HOW=0.06-0.036=0.024m
3弓形降液管宽度Wd与降液管面积Af
由LWD=0.66,查下图得
AFAT=0.0732
WDD=0.124
故Af=0.0722At=0.0732*0.785=0.0575m2
Wd=0.124D=0.124m
由式θ=3600AF*HTLH≥3~5验算液体在降液管中停留时间,即
θ=3600AF*HTLH=3600*0.0575*0.400.0082*3600=3.2s≥3s
故降液管设计合理。
4降液管底隙高度HO
H0=LH3600LW*U0`
取U0`=0.08m/s
则H0=LH3600LW*U0`=0.0082*36003600*0.66*0.08`=0.015m
HW-HO=0.036-0.015=0.021m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘,深度hw`=50mm=0.05m
2.塔板布置
①塔板的分块
因为D=1m>800mm,故塔板采用分块式。
查下表可知,塔板分为3块。
塔径m
800--1200
1400—1600
1800--2000
2000—2400
塔板分块数
3
4
5
6
2边缘区宽度确定
取Ws=Ws`=0.065m,Wc=0.035m
3开孔区面积计算
开孔区面积Aa=2(r2-x2+πr2180sin-1xr)
其中x=D2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.065)=0.311m
r=D2-Wc=0.5-0.035=0.465m
故Aa=2(r2-x2+πr2180sin-1xr)
=2((0.465)2-(0.311)2+π(0.465)2180sin-10.3110.465)
=0.532m2
4筛孔计算及其排列
本设计中的物系无腐蚀性,可选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径d0=5mm。
筛孔按正三角形排列,取孔中心距t=3d0=3*5=15mm
筛孔数目n为
n=1.155Aat2=(1.155*0.532)/0.0152=2731个
开孔率φ=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.015)2=10.1%
气体通过阀孔的气速为
U0=VsA0=VsAa*φ=0.7230.532*0.101=13.46m/s
(七)筛板的流体力学验算
1.塔板压降
①干板阻力hc的计算
hc=0.051(u0c0)2(ρvρl)
由d0/δ=5/3=1.67.查干筛孔流量系数得c0=0.773
hc=0.051(u0c0)2(ρvρl)=0.051(13.460.773)2(4.071302.3)
=0.048m液柱
2气体通过液层的阻力hl计算
hl=βhL
ua=VSAT-Af=0.7320.785-0.0575=1.006m/s
F0=uaρv=1.0064.07kg0.5/(s*m0.5)=2.029
查图充气系数关联图得β=0.52
故hl=βhL=0.52*0.06=0.0312m液柱
3液体表面张力阻力hσ的计算
hσ=4σLρLgd0=4*24.45/10001302.3*9.81*0.005=0.00152m液柱
气体通过每层塔板的液柱高度hp
hp=hc+hl+hσ
=0.048+0.0312+0.00152=0.0807m液柱
气体通过每层塔板的压降ΔPp
ΔPp=hp*ρL*g=0.0807*1302.3*9.81=1031.24pa<1.2kpa
故设计合理。
2.液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和流量均不大,故可以忽略液面落差的影响。
3.液沫夹带
液沫夹带ev
ev=5.7/1000000σl(uaHT-hf)3.2
hf=2.5hL=2.6*0.06=0.15
故ev=5.7/1000000σl(uaHT-hf)3.2=5.7/100000025.45/1000(2.0290.4-0.15)3.2
ev=0.182<0.19kg液/kg气
故本设计中液沫夹带ev在允许范围内。
4.漏液
对筛板塔,漏液点气速u0,min可以由式5-25计算,即
u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hσρl/ρv
=4.4*0.7720.0056+0.13*0.0312-0.001521302.3/4.7=5.102m/s
实际孔速u0=13.46m/s
稳定系数为
K=u0u0,min=13.465.102=2.638
故在本设计中无明显的漏液
5、液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内层高Hd应服从5—32关系,即
Hd≤φ(HT+hw)
CS2-CCl4物系属一般物系,取φ=0.5.则
φ(HT+hw)=0.5(HT+hw)
而Hd=hp+hL+hd
板上不设进口堰,hd可由下式计算,即
hd=0.153(u`0)2=0.153*0.082=0.001m液柱
Hd=hp+hL+hd=0.0807+0.06+0.001=0.814m液柱
Hd≤φ(HT+hw),故本例中不会发生液泛现象。
(八)塔板负荷性能图
1.漏液线
u0,min=4.4C00.0056+0.13hl-hσρl/ρv
u0,min=Vs,minA0
hl=hw+how
how=2.841000E(LHLW)2/3
得.Vs,min=4.4C0A0(0.0056+0.13(hw+(2.84/1000)*E*(Lhlw)2/3-hσ)ρlρv)
=3.025(0.00961+0.114Ls2/3)
由上数据作出漏液线1
2.液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs---Ls关系如下
ev=5.7/1000000σl(uaHT-hf)3.2
ua=VSAT-Af=0.7320.785-0.0575=1.006m/s
hf=2.5hL=2.6*(hw+how)
hw=0.047
HOW=2.841000E(LHLW)2/3=2.841000*(Ls*36000.66)2/3=0.88Ls2/3
故hf=0.118+2.2Ls2/3
HT-hf=0.282-2.2Ls2/3
ev=5.7/1000000σl(uaHT-hf)3.2=5.7/100000025.45/1000(1.373Vs0.282-2.2Ls2/3)3.2=0.1
得Vs=1.29-10.07Ls2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下:
由上表数据可知做出的液沫夹带线2
3.液相负荷下线限
对于平直堰,取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准
HOW=2.841000E(LHLW)2/3=2.841000*(Ls*36000.66)2/3=0.006
HOW=0.88Ls2/3
得Ls,min=0.00056m3/s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3
4.液相负荷上线限
以θ=4s作为液体在浆液管中停留的时间下限
θ=Af*HfLs=4
故Ls,max=Af*Hf4=0.4*0.05754=0.00575m3/s
据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4
5.液泛线
Hd=φ(HT+hw)
Hd=hp+hL+hd
hp=hc+hl+hσ
hl=βhL
hl=hw+how
联立得Ψht+(ψ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ
忽略hσ,带入最后整理得
a`=0.051A0C02(ρVρL)
b`=Ψht+(ψ-β-1)hw
c`=0.153/(lw*ho)2
d`=2.82/1000*E*(β+1)(3600/lw)2/3
代入数据得
a`=0.051A0C02(ρVρL)=0.0510.101*0.7732(4.071302.3)=
b`=Ψht+(ψ-β-1)hw==0.5*0.4+(0.5-0.61-1)*0.047=0.148
c`=0.153/(lw*ho)2=0.153/(0.66*0.032)2=
d`=2.82/1000*E*(β+1)(3600/lw)2/3
=2.82/1000*E*(0.61+1)(3600/0.66)2/3=
或Vs2=
故在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下;
由上数据表即可作出液泛线5
根据以上个线方程级数据作出筛板塔的负荷性能图,如下所示
在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线。
由图看出,该筛板的Vs,max=
Vs,min=
故操作弹性为
Vs,maxVs,min==
所设计筛板塔的主要结果汇于下表
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 二硫化碳 四氯化碳 化工 原理 设计