一、前言精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。

为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、操作线方程、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。

通过对精馏塔的运算，调试塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是否合理，换热器和泵及各种接管尺寸的选用是否正确，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

二．设计任务书1．设计题目精馏塔及其主要附属设备设计2．工艺条件生产能力：25吨/小时（料液）年工作日：300工作日原料组成：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：饱和液体泡点进料加热方式：直接蒸汽加热塔型：板式塔3．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.4.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5.参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。

三．精馏塔的设计计算【主要基础数据】:【设计计算】1.设计方案的确定本设计任务为分离二硫化碳——四氯化碳混合物。

对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

设计中采用饱和液体泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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至储罐。

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2倍。

塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

精馏塔工艺流程简图2.塔的物料衡算料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率0.3476.120.31%0.3476.1(10.34)153.8F ⨯ω==⨯+-⨯0.9776.194.12%0.9776.1(10.97)153.8D ⨯ω==⨯+-⨯0.0576.12.54%0.0576.1(10.05)153.8W ⨯ω==⨯+-⨯原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.3476.1(10.34)153.8127.38/0.9776.1(10.97)153.878.43/0.0576.1(10.05)153.8149.92/F D W M kg kmol M kg kmol M kg kmol=⨯+-⨯==⨯+-⨯==⨯+-⨯= 物料衡算原料处理量：10001000/196.26/127.38FF kmol h kmol h M 25⨯25⨯===总物料衡算：D W F +=易挥发组分物料衡算：0.970.050.34D W F += 联立解得：61.86/134.40/196.26/D kmol h W kmol h F kmol h=== 3．塔板数的确定理论板层数N T 的求取四氯化碳—二硫化碳属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

（1）相对挥发度的计算根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度：塔顶温度 46.346.348.546.8100.086.0496.3100.0D D t t --=⇒ =--℃进料温度 58F t =℃塔釜温度 74.974.973.174.02.96 6.514.7 2.96W W t t --=⇒ =--℃精馏段平均温度()46.85852.422D F m t t t ++==精=℃ 提馏段平均温度()5874.066.022W F m t t t ++===提℃② 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成： 塔顶处汽相组成48.546.346.8846.398.21%93.2100.0100.0D D y y --=⇒ =- 100-进料处汽相组成59.355.35859.367.07%63.474.763.4F F y y --=⇒ =- 100-塔釜处汽相组成74.973.173.9273.112.22%8.2315.5515.55W W y y --=⇒ =- 100-③ 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度0.982110.98210.97,0.9821/ 2.110.97D D D y α-== == 1-0.97由x 得 进料处相对挥发度0.670710.67070.34;0.6707/ 3.950.34F F F y α-== == 1-0.34由x 得 塔釜处相对挥发度0.122210.12220.05,0.1222/ 2.810.05W W w y α-== == 1-0.05由x 得 精馏段平均相对挥发度 2.11 3.953.0322D F m αα+α+==精=提馏段平均相对挥发度 2.81 3.953.3822W F m αα+α+===提总相对挥发度2.81 2.86α== 平衡线方程2.861(1) 1.86x xy x xα==+α- 1+ （2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。

在图1中对角线上，自点(0.34,0.34)e 作垂线ef 即为进料()q 线，该线与平衡线的交点坐标为(,)(0.34,0.58)q q x y =最小回流比min R 为min 0.970.581.6250.580.34D q q qx y R y x --===--取操作回流比为min 22 1.625 3.25R R ==⨯= （3）求精馏塔的气、液相负荷3.2561.86201.05(1)(3.251)61.86=262.91201.05262.91463.96261.91L B D k m o l h V R D k m o l h L L F k m o l h V V k m o l h==⨯==+=+⨯'=+=+='==（4）求操作线方程精馏段操作线方程为201.0561.86+0.97=0.7650.228262.91262.913.250.97=0.7650.2281+1 3.25+1 3.251D D L D y x x x x V V x R y x x x R R =+=⨯+=++=+++或提馏段操作线方程为 463.96134.40+0.05=1.7650.0256262.91262.91W L W y x x x x V V '''''=+=⨯+''提馏段操作线过点,()w w c x x 和精馏段操作线方程与q 线方程的交点d ，连接c d 、即为提馏段操作线方程塔板计算图（5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图1所示。

求解结果为总理论板数为 10T N =（不含再沸器） 精馏段理论板数为 16T N =提馏段理论板数为 24T N =进料板位置 7F N =（6）全塔效率粘度计算经查表()52.4m t =精℃时21()0.297CS mPa s μ=⋅；41()0.6335CCl mPa s μ=⋅ ()66.0m t =提℃时22()0.273CS mPa s μ=⋅；42()0.545CCl mPa s μ=⋅ 精馏段平均粘度21411()1()()(1)0.414CS CCl x x mPa s μμμ=+-=⋅精 提馏段平均粘度22422()2()()(1)0.492CS CCl x x mPa s μμμ=+-=⋅提 平均粘度()()+0.414+0.492==0.44722mPa s mPa s μμμ=[]⋅⋅精提 由公式0.2450.2450.49()0.49(2.860.447)0.46T E μ--=α=⨯⨯= （7）实际板数精馏段:6613.04(140.46T N E ===精层 取层) 提馏段:448.7(90.46T N E ===提层 取层) 4.塔工艺条件及物性数据计算（1）操作压强的计算塔顶压强 常压101.3D P kPa =取每层塔板压降 1.0P kPa ∆=则：进料板压强：101.315 1.0116.3F P kPa kPa =[+⨯]= 塔釜压强： 101.322 1.0123.3W P kPa kPa =[+⨯]=精馏段平均操作压强： ()101.3116.3=108.82P kPa kPa +=精 提馏段平均操作压强： 116.3123.3=119.82P kPa kPa +（提）（2）平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：因为是全凝器 10.97D y x == 查平衡曲线,得10.93x =VDm 0.9776.1(10.97)153.878.43/M kg kmol =⨯+-⨯=LDm 0.9376.1(10.93)153.882.0/M kg kmol =⨯+-⨯=进料摩尔质量的计算：由0.34F x =, 查平衡曲线,得10.58y =VFm 0.5876.1(10.58)153.8108.73/M kg kmol =⨯+-⨯=L F m 0.3476.1(10.34)153.8127.38/M k g k m o l =⨯+-⨯=；塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：由0.05W x = 查平衡曲线,得0.13W y =VWm 0.1376.1(10.13)153.8143.81/M kg kmol =⨯+-⨯= LWm 0.0576.1(10.05)153.8149.92/M kg kmol =⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量： Vm()78.43108.37/93.41/2M kg kmol kg kmol +==精Lm(82.0127.38/104.69/2M kg kmol kg kmol +==精)提馏段平均摩尔质量：Vm()108.73143.81/126.12/2M kg kmol kg kmol +==提m()127.38149.92/138.65/2L M kg kmol kg kmol +==提（3）平均密度计算：ρ不同温度下2CS —4CCl 的密度及质量分数列表① 液相密度L ρ：2()CS ρ 4()CCl ρ24()()1DDLDCSCCl ρρρω1-ω=+塔顶部分：310.94120.05881241.1/12251543LD LDkg m ρρ=+⇒= 进料板处：310.20310.79691445.8/12081521LF LFkg m ρρ=+⇒= 塔釜处：310.02540.97461480.3/11841490LW LWkg m ρρ=+⇒= 故精馏段平均液相密度：33m()1241.11445.8/1343.5/2L kg m kg m ρ+==精提馏段的平均液相密度： 33()1445.81480.3/1463.1/2Lm kg m kg m ρ+==提② 气相密度Vm ρ： 精馏段的平均气相密度()Vm()33()1p 108.893.41/ 3.75/8.314(52.4273.15)Vm M kg m kg m RT ρ⨯===⨯+精精精提馏段的平均气相密度 ()Vm()3m()2p 119.8126.125.36/8.314(66.0273.15)V M kg m RT ρ⨯===⨯+提提提（4）液体平均表面张力 m σ的计算不同温度下2CS —4CCl 的表面张力液相平均表面张力依下式计算，及Lm 1ni i i x σ==σ∑① 塔顶液相平均表面张力的计算 ；m 0.9728.40.0323.6/28.25/LD mN m mN m σ=[⨯+⨯]=； ② 进料液相平均表面张力的计算 ；0.3426.8(10.34)22.3/23L F m m N m m N m σ=[⨯+-⨯]=③ 塔釜液相平均表面张力的计算0.0524.5(10.05)20.4/20L W m m N m m N m σ=[⨯+-⨯]=则 精馏段液相平均表面张力为： ()28.2523.76/26.01/2m mN m mN m σ+==精提馏段液相平均表面张力为：()23.7620.61/22.18/2m mN m mN m σ+==提（5）液体平均粘度的计算Lm μ不同温度下2CS —4CCl 的粘度液相平均粘度依下式计算，即Lm i i x μμ=∑ 塔顶液相平均粘度：0.970.300.030.680.312LDm mPa s μ=⨯+⨯=⋅进料板液相平均粘度：0.340.290.660.600.501LFm mPa s μ=⨯+⨯=⋅ 塔釜液相平均粘度：0.050.250.950.50.488LWm mPa s μ=⨯+⨯=⋅精馏段液相平均粘度：0.3120.5010.4072Lm mPa s μ+==⋅精提馏段液相平均粘度：0.501+0.4880.4952Lm mPa s μ==⋅提5．精馏塔气液负荷计算精馏段：(1)(3.251)61.86/262.91/V R D kmol h kmol h=+=[+⨯]=()33Vm()262.9193.41m / 1.82m /36003600 3.75Vm s VM V s s ρ⨯===⨯精精3.2561.86/201.05L R D k m o l h k m o l h ==[⨯]= ()33Lm()201.05104.69m /0.0044m /360036001343.5Lm s LM L s s ρ⨯===⨯精精33360036000.0044m /15.67m /h s L L h h =⨯=[⨯]= 提馏段：262.91V V kmol h '==()'()'33Vm()262.91126.12m / 1.72m /36003600 5.36Vm s V M Vs s ρ⨯===⨯提提提[201.05196.26]/397.3L L F k m o l h k m o l h'=+=+=； ()33Lm()397.31138.65m /0.0105m /360036001463.1Lm s L M L s s ρ''⨯'===⨯提提；33360036000.0105m /37.8m /hs L L h h ''=⨯=[⨯]= 基本物性数据名称 精馏段 提留段 平均温度 C 52.4 66.0 平均压力kPa108.8 119.8 液体平均摩尔质量 -1kg mol ⋅ 104.69 138.65 气体平均摩尔质量 -1kg mol ⋅ 93.41 126.12 气相平均密度 3/kg m 3.75 5.36 液相平均密度 3/kg m1343.51463.1平均表面张力 -1mN m ⋅ 26.01 22.18 平均黏度 mPa s ⋅0.4070.4956.塔体和塔板的工艺尺寸计算（1）塔径的计算塔径D 参考下表，初选板间距H T =0.45m,取板上液层高度H L =0.07m 故：初选板间距0.45T H m =,取板上液层高度0.07L H m =,故 ①精馏段：0.450.07m=0.38m T L H h -=[-]11220.00441343.5()()()()0.04581.82 3.75L s s V L V ρρ==精精图 史密斯关联图查史密斯关联图得：20C =0.081；依公式0.20.22026.01()0.081()0.081 1.0540.0852020mC C σ===⨯=精m a x 750.080.08518.9 1.607/u m s ===⨯= 取安全系数为0.7，则空塔气速为：m a x 0.70.71.6071.125u u m s ==⨯=故： 1.436D m ===； 按标准，塔径圆整为1.6m则空塔气速为2244 1.820.906/1.6s V u m s D ππ⨯===⨯ 塔的横截面积2221.6 2.0144T A D m ππ===②提馏段：'11'22''0.01051463.1()()()()0.1011.72 5.36L s s V L V ρρ==提提； 查史密斯关联图得：20C =0.08 依公式：0.20.22022.18()0.080.08 1.0210.08172020mC C σ⎛⎫==⨯=⨯= ⎪⎝⎭提；m a x 360.080.081716.49 1.347/u m s ===⨯=取安全系数为0.7max 0.70.7 1.3470.943/u u m s '=⨯=⨯=；1.524D 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: 1.6D m 取塔的横截面积:2221.6 2.0144TA D m ππ''==⨯= 空塔气速为2244 1.72'0.856/' 1.6s V u m s D ππ⨯===⨯ 板间距取0.45m 合适（2）精馏塔的有效高度计算已知全塔板间距0.45T H m =，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为600mm ，考虑清理和维修的需要，一般每6~8层塔板设一人孔，据此选择全塔的人孔数为4个，设人孔处的板间距等于800mm ，精馏段有效高度：()()=114210.450.82 6.55T Z N H m -=--⨯+⨯=精精 提馏段有效高度：()()=119110.4510.8 3.95T Z N H m --=--⨯+⨯=提提 精馏塔有效高度：0.8 6.55 3.950.811.3Z Z Z m =++=++=提精（3）塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置因塔径 1.6D m =，可采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。