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（2 0%——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。

在设计过程中应考虑到设计的业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。

【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：10吨每小时（料液）年工作日：自定原料组成：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：58℃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3/g cm二硫化碳2CS7646.5 1.2601.595四氯化碳4CCl15476.8表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)温度℃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y0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 00.08230.15550.26600.33250.49500.39080.53180.66300.75740.86041.00.63400.74700.82900.87900.93201.0【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0.34760.2030.3476(10.34)154F a ⨯==⨯+-⨯0.97760.9410.9776(10.97)154D a ⨯==⨯+-⨯0.05760.02350.0576(10.05)154W a ⨯==⨯+-⨯（二）、平均分子量0.3476(10.34)154127.480.9776(10.97)15478.340.0576(10.05)154150.1F D W M M M =⨯+-⨯==⨯+-⨯==⨯+-⨯= （三）、物料衡算 每小时处理摩尔量100001000078.44/127.48F F kmol h M === 总物料衡算D W F +=易挥发组分物料衡算0.970.050.34D W F +=联立以上三式可得：24.75/53.70/78.44/D kmol h W kmol h F kmol h ===三、塔板数的确定（一）理论板N T 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 q10.661540.85(76.858)0.05830.34763390.66154188kmol q =⨯⨯⨯-==⨯⨯+⨯⨯变为饱和蒸汽所需要的能量原料液千摩尔汽化热（3） q 线方程10.056310.34110.058310.058310.06190.3610F q y x x x q q x =-=-⨯----=-+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min R 及操作回流比R 依公式min 0.970.353.1630.350.154D q q qx y R y x --===--取操作回流比min 1.5 1.5 3.163 4.744R R ==⨯= 精馏段操作线方程4.7440.970.8260.16911 4.7441 4.7441D X R y x x x R R =+=+=+++++ 按常规M,T ，在图(1)上作图解得：(9.51)T N =-层（不包括塔釜），其中精馏段为5层，提馏段为3.5层.图2 二硫化碳、四氯化碳的y-x 图及图解理论板(二) 全塔效率T E0.170.616lg T m E μ=-塔内的平均温度为,该温度下的平均粘度m μ0.340.660.330.30.660.68 1.428m A B μμμ=+=⨯+⨯=故:0.170.616lg1.4280.43T E =-= (三) 实际板数N精馏段:5/11.6(12T N E ==精层取层) 提馏段: 3.5/8.13T N E ==提层(取9层)四：塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算P m塔顶压强P D =4+101.3=105.3kPa 取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：P F =105.3+10⨯1.0=113.7kPa 塔釜压强：P w =105.3+9⨯0.7=121.3kPa精馏段平均操作压强：P m =105.3113.72+=109.5 kPa提馏段平均操作压强：P ′m = 114.3121.32+=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()46.55852.2522VD F m t t t ++==精=℃ 提馏段平均温度()5876.567.2522W F m t t t ++===提℃(三) 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由xD=y1=0.97查平衡曲线,得x1=0.927VDm 0.9776(10.97)15484.96/M kg kmol=⨯+-⨯=LDm 0.92776(10.927)15475.07/M kg kmol =⨯+-⨯=；进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： y F =0.582 x F =0.388； VFm 0.58276(10.582)15498.98/M kg kmol =⨯+-⨯=； LFm 0.38876(10.388)154123.74/M kg kmol =⨯+-⨯=；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.05 '1x =0.127VWm 0.05764(10.05)154150.1/M kg kmol =⨯+-⨯= LWm 0.12776(10.127)154144.1/M kg kmol =⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量：Vm()(84.9698.98)291.97/M kg kmol =+=精； Lm((75.07123.74)299.405/M kg kmol =+=精)；提馏段平均摩尔质量：'Vm()(98.98150.1)2124.54/M kg kmol =+=提； 'Lm()(123.74144.1)2133.92/M kg kmol =+=提；（四) 平均密度计算：ρm 1、液相密度Lm ρ：①塔顶部分 依下式：1A BLm LA LBααρρρ=+（α为质量分率）；其中A α=0.941,B α=0.059；即：30.9410.05911275.2/12601295Lm Lm kg m ρρ=+⇒=； ②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.34 得AF α=0.203； 30.20310.20311513.3/12601595LFm LFm kg m ρρ-=+⇒=； ③塔釜处液相组成：由x W =0.05 得AW α=0.0253；30.025310.025311636.3/12601595LWm LWm kg m ρρ-=+⇒=； 故 精馏段平均液相密度：3L ()(753.4867.9)2810.7/m kg m ρ=+=精；提馏段的平均液相密度：3L ()(1636.31513.3)21574.8/m kg m ρ=+=提；2、气相密度Vm ρ：① 精馏段的平均气相密度Vm()3Vm()p 109.591.973.78/8.314(52.2523.1)m M kg m RTρ⨯===⨯+精精② 提馏段的平均气相密度Vm()3Vm()p 116.8124.545.14/8.314(67.25273.1)m M kg m RTρ⨯===⨯+‘提提（五）液体平均表面张力 m σ的计算液相平均表面张力依下式计算，及Lm 1ni ii x σμ==∑①塔顶液相平均表面张力的计算 由D t =45.5℃查手册得： A 28.5/mN m σ=； 23.6/B mN m σ=；LDm 0.9728.50.0323.628.35/mN m σ=⨯+⨯=； ② 进料液相平均表面张力的计算 由F t =58℃查手册得： A 26.8/mN m σ=； 22.2/B mN m σ=；LDm 0.3426.8(10.34)22.223.76/mN m σ=⨯+-⨯=； ③ 塔釜液相平均表面张力的计算 由W t =97.33℃查手册得： A 24.5/mN m σ=； 20.2/B mN m σ=LWm 0.0524.5(10.05)20.220.42/mN m σ=⨯+-⨯=；则：精馏段液相平均表面张力为：m()/mN m σ=精(20.17+51.24)2=35.71提馏段液相平均表面张力为：m()(23.7620.42)222.09/mN m σ=+=提（六）液体平均粘度的计算Lm μ液相平均粘度依下式计算，即Lm i ix μμ=∑；塔顶液相平均粘度的计算，由由D t =46.5℃查手册得： 0.33A mPa s μ=； 0.71B mPa s μ=； 0.970.330.030.710.414LDm mPa s μ=⨯+⨯=； 进料板液相平均粘度的计算：由F t =58℃手册得： 0.28A mPa s μ=； 0.64B mPa s μ=； 0.340.280.660.640.5176LFm mPa s μ=⨯+⨯=；塔釜液相平均粘度的计算： 由W t =76.8℃查手册得： 0.25A mPa s μ=； 0.51B mPa s μ=； 0.050.250.950.510.497LWm mPa s μ=⨯+⨯=； 五、精馏塔气液负荷计算精馏段：V=(R+1) 'D =(4.7441)24.75142.11/kmol h +⨯= ()3Vm()142.1191.971.04m /36003600 3.78Vm s VM V s ρ⨯===⨯精精L=RD= 4.74424.74117.37/kmol h ⨯= ()3Lm()117.3799.4050.0023m /360036001394.3Lm s LM L s ρ⨯===⨯精精L h =3600⨯0.0023=8.283m /h 提馏段：'142.11V V kmol ==； ()'()'3Vm()142.11124.540.956m /36003600 5.14Vm s V M Vs ρ⨯===⨯提提提；'L=L+F=117.37+78.44=195.81kmol/h ；'()'3Lm()195.81133.920.00277m /360036001574.8Lm s LM L s ρ⨯===⨯提提；'3L 36000.002779.98m /h 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H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m故：①精馏段：H T -h L =0.40-0.07=0.311220.00231394.3()()()()0.04251.04 3.78s L s V L V ρρ== 查图表 20C =0.078；依公式0.20.22026.06()0.078()0.07332020C C σ===；max 0.078 1.496/u m s === 取安全系数为0.7，则：u=0.7⨯max u =0.7⨯2.14=1.047m/s故： 1.265D m ===； 按标准，塔径圆整为1.４m,则空塔气速为2244 1.040.78/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.40.63644T A D m ππ===②提馏段：11''22''0.002771574.8()()()()0.05070.956 5.14s L s V L V ρρ==；查图20C =0.068；依公式：0.20.22022.09()0.0680.06942020C C σ⎛⎫==⨯= ⎪⎝⎭；max1.213/u m s ===取安全系数为0.70，'max 0.70.7 1.2130.849/u u m s =⨯=⨯=；' 1.20D m ===； 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1.４m 塔的横截面积:''2221.4 1.32744T A D m ππ===空塔气速为22440.956'0.720/1.3s V u m s D ππ⨯===⨯ 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。