精馏塔的设计毕业设计.doc

精馏塔尺寸设计计算初馏塔的主要任务是分离乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作为气体分离塔吸收液及物料，塔顶醋酸乙烯和水经冷却后进行相分离。塔顶温度为102，塔釜温度为117，操作压力4kPa。由于浮阀塔塔板需按一定的中心距开阀孔，阀孔上覆以可以升降的阀片，其结构比泡罩塔简单，而且生产能力大，效率高，弹性大。所以该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初馏塔的处理量要求较大，塔内液体流量大，所以塔板的液流形式选择双流型，以便减少液面落差，改善气液分布状况。4.2.1 操作理论板数和操作回流比初馏塔精馏过程计算采用简捷计算法。（1）最少理论板数Nm系统最少理论板数，即所涉及蒸馏系统（包括塔顶全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理论板数，一般按Fenske方程20求取。Nm=lgxD,lxD,hxW,hxW,llgav （49）式中 xD,l，xD,h轻、重关键组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数；xW,l，xW,h轻、重关键组分在塔釜液相中的摩尔分数； av轻、重关键组分在塔内的平均相对挥发度； Nm系统最少平衡级（理论板）数。塔顶和塔釜的相对挥发度分别为D=1.78，W=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：av=DW=1.781.84=1.81由式（49）得最少理论板数：Nm=lg0.77140.0010.99990.0001lg1.81=27初馏塔塔顶有全凝器与塔釜有再沸器，塔的最少理论板数Nm应较Nm小，则最少理论板数：Nm=Nm-1=27-1=26。（2）最小回流比最小回流比，即在给定条件下以无穷多的塔板满足分离要求时，所需回流比Rm，可用Underwood法计算。此法需先求出一个Underwood参数。i=1cixF,ii-=1-q （410）求出代入式（411）即得最小回流比。Rm=i=1cixD,ii-1 （411）式中 xF,i进料（包括气、液两相）中i组分的摩尔分数；c组分个数；ii组分的相对挥发度；Underwood参数；xD,i塔顶馏出物中i组分的摩尔分数。 q=每千摩尔进料转化为饱和蒸气所需的热量进料的千摩尔汽化潜热进料状态为泡点液体进料，即q=1。取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温度），则tva=DtD+WtWF=981.18102+867.021171848.20=109.04在进料板温度109.04下，取组分B（H2O）为基准组分，则各组分的相对挥发度分别为AB=2.1，BB=1，CB=0.93，所以f=i=1cixF,ii-+q-1 = 2.10.12072.1-+10.40961-+0.930.46960.93-=0利用试差法解得=0.9658，并代入式（411）得Rm=2.10.22742.1-0.9658+10.77141-0.9658+0.930.0010.93-0.9658-1=21.95（3）操作回流比R和操作理论板数N0操作回流比与操作理论板数的选用取决于操作费用与基建投资的权衡。一般按R/Rm=1.21.5的关系求出R，再根据Gilliland关联20求出N0。取R/Rm=1.2，得R=26.34，则有：R-RmR+1=26.34-21.9526.34+1=0.16查Gilliland图得N0-NmN0+1=N0-26N0+1=0.48解得操作理论板数N0=51。4.2.2 实际塔板数（1）进料板位置的确定对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。lgnm=0.206lgWDxF,hxF,lxW,lxD,h2 （412）式中 xF,l，xF,h轻、重关键组分在进料液相中的摩尔分数；n精馏段理论塔板数；m提馏段理论塔板数（包括塔釜）。将代入数据到式（412）可得lgnm=0.206lg867.02981.180.46960.40960.00010.0012=-0.4108解得n/m=0.39，且N0=n+m=51，可得n=15，m=36（包括塔釜）。所以，精馏段理论板数为15，提馏段理论塔板数为35。（2）实际塔板数全塔效率E的定义：E=在指定回流比与分离要求下所需理论板数在相同条件下所需的实际板数可用Drickamer-Bradford法20计算全塔效率，其关联式：E=0.170.616lgav （413）进料状态下各组分的粘度分别为A,F=0.178cP，B,F=0.259cP，C,F=0.406cP，则进料液体的平均摩尔黏度：av=xii=0.12070.178+0.40960.259+0.46960.406=0.318 由式（413）可得E=0.170.616lg0.318=0.48精馏段实际塔板数为N1=15/0.48=32，提馏段实际塔板数为N2=35/0.48=73，所以初馏塔实际塔板总数为N=32+73=105。取塔板间距HT=0.6m，精馏段和提馏段的有效高度分别为：Z1=N1HT=320.6=19.2mZ2=750.6=45m所以初馏塔的有效高度：Z=Z1+Z2=19.2+45=64.2m4.2.3 初馏塔尺寸计算在不同温度下，初馏塔内液体在塔不同位置各组分的密度及表面张力数据如表42所示。表42 物性数据表组分进料位置塔顶密度（kg/m3）表面张力（mN/m）密度（kg/m3）表面张力（mN/m）A（VAc）81713.2082514.30B（H2O）95157.80958.460.10C（HVc）94318.03957.819.26进料位置液体密度：F,L=10.1207817+0.4096951+0.4696943=929kg/m3同理可得，精馏塔塔顶混合液体密度D,L=924.6kg/m3，则精馏段液体的平均密度： L=(929+924.6)/2=926.8kg/m3根据=pM/(ZRT)得：F,V=1.78kg/m3，D,V=1.28kg/m3，则精馏段气体的平均密度： V=(1.78+1.28)/2=1.53kg/m3进料位置液体表面张力：F=xii=13.201207+57.800.4096+18.030.4696=33.74mN/m同理可得，塔顶液体的表面张力D=49.62mN/m，则精馏段液体的平均表面张力：=F+D/2=33.74+49.62/2=41.68mN/m塔顶产品的质量流量：D=981.18(86.0910.2274+18.020.7714+60.050.001)=32906.59kg/h 本设计因为处理量较大，一个初馏塔难以满足生产需求，所以改用四个相同的初馏塔并联处理。由于R=L/D，则塔顶与全凝器之间物流的质量流量：L=RD/4=26.3432906.59/4=216689.90kg/hV=(R+1)D/4=(26.34+1)32906.59/4=224916.54kg/h塔顶与全凝器之间物流的体积流量：LS=L/D,L=216689.90/924.6=233.80m3/h=0.065m3/sVS=V/D,V=224916.54/1.28=147004.27m3/h=40.83m3/s（1）塔径的设计计算精馏塔的空塔气速u应比uf小，对于一般液体，u可取为(0.70.8)uf，而液泛气速可根据式（414）计算。uf=CL-VV0.5 （414）式中 uf 液泛气速，m/s；C气体负荷因子。已知塔板间距HT=0.6m，取板上液层高度hL=0.075m，则HThL=0.525m。采用（414）计算液泛气速，要先从史密斯关联图21中读出C20以求得C。为此，首先算出FP=LSVSLV0.5=233.80147004.27926.81.530.5=0.04从史密斯关联图中读出FP=0.04及HThL=0.525m时，C20=0.13。所以C=C20200.2=0.1341.68200.2=0.15由式（414）得uf=0.15926.8-1.531.530.5=3.69m/s液泛分率为0.8时，气速u=0.8uf=0.83.69=2.952m/s，因此所需气体流通截面积：A=VSu=40.832.952=13.83m2对于双流型一般取lw/D=0.50.7，因液体流量较大取堰长lw=0.7D，查图14得降液管截面积与塔板总面积之比Af/AT=0.085，则气体流通截面积与塔板总面积之比：AAT=AT-AfAT=1-AfAT=1-0.085=0.915于是得AT=13.83/0.915=15.12m2，则初馏塔塔径：D=4AT0.5=415.123.140.5=4.39m圆整后取塔径D=5m，于是有：初馏塔横截面积：AT=D2/4=0.78552=19.625m2气体流通截面积：A=0.91519.625=17.957m2（2）筒体及封头壁厚该初馏塔为常压精馏，取设计压力为0.1MPa，所用材料为0Cr18Ni10Ti，标准为GB 4237。则壁厚=pcDi2t-pc=0.1500021370.85-0.1=2.15mm圆整后取初馏塔壁厚为5mm。根据JB/T 473795，选用标准椭圆形封头作为初馏塔封头，即Di/2hi=2，K=1。封头所用材料为0Cr18Ni10Ti，厚度可取筒体壁厚=5mm；Di=D=5000mm，hi=D/4=1250mm；封头的直边高度取h2=50mm。（3）支座初馏塔的支座选用圆筒形裙座，材质为16MnR，裙座与塔体的链接采用对接式焊接，裙座筒体内径为5000mm，厚度为30mm。地脚螺栓的结构选择外螺栓型结构形式，螺栓选用M806，个数为30个。裙座上开设2个长圆形人孔，曲边半径r0=250mm，高G=700mm。在裙座上设置6个直径为100mm的排气孔。4.2.4 接管与管法兰塔顶气体的体积流量：VD=VS=40.83m3/s初馏塔进料液体、塔釜液体的平均摩尔质量：MF=0.120786.091+0.409618.02+0.469660.05=45.97kg/kmolMW=0.000118.02+0.999960.05=60.05kg/kmol已知进料液体、塔釜液体的密度：F,L=929kg/m3W,L=10.0001951+0.9999943=943kg/m3所以，进料液体和塔釜液体的体积流量：VF=FMF43600F,L=1848.2045.9743600929=0.00632m3/sVW=867.0260.0543600943=0.00383m3/s分别取进料管液体速度、塔顶出料管气体速度和塔釜出料管液体速度为uF=1m/s，uD=30m/s，uW=1m/s，则进料管、塔顶和塔釜接管直径：dF=4VFuF0.5=40.006323.1410.5=0.0898mdD=440.833.14300.5=1.3167mdW=40.003833.1410.5=0.0699m圆整后取进料、塔顶出料和塔釜出料接管的公称直径分别为100mm，1400mm，100mm。进料接管和塔顶出料接管选用相同的标准法兰。根据HG 20592200922，选用的标准法兰尺寸分别列于表43中。表43 初馏塔接管法兰尺寸名称进料与塔釜出料塔顶出料选型突面（RF）带颈平焊法兰突面（RF）带颈对焊法兰法兰材料（锻件）12CrMo1（JB/T 4726）12CrMo1（JB/T 4726）接管公称直径/mm1001400接管外径A/mm114.3A1=1422法兰外径D/mm2101675螺栓孔中心圆直径K/mm1701590螺孔直径L/mm1842螺孔数n436螺栓规格M16M393法兰内径B/mm1161398法兰高度H/mm40145法兰标准件编号HG205922009SORFA6_10HG205922009WNRFA10_26垫片选型突面（RF型）非金属平垫片突面（RF型）非金属平垫片垫片内径D1/mm1151422垫片外径D2/mm1521548垫片厚度T/mm1.53垫片标准件编号HG206062009RF6_10HG206062009RF10_26螺栓选型六角螺栓六角螺栓螺栓标准GB5728A级GB5785A级螺栓材料A4-50（GB/T 5782）A4-50（GB/T 5782）螺母选型I型六角螺母I型六角螺母螺母材料A4-50（GB/T 6170）A4-70（GB/T 6171）4.2.5 溢流装置堰长lw=0.7D=0.75=3.5m根据lw/D=0.7，查图14得双溢流型塔板弓形溢流堰宽度与塔径之比Wd/D=0.14，则Wd=0.14D=0.145=0.7m。降液管截面积：Af=19.62516.878=1.668m2可由液体在降液管中的停留时间(35)s验算降液管设计的合理性，即=3600AfHTLS=36001.6680.6223.80=16.10s5s所以降液管的设计合理。初馏塔的堰型选用平直堰。已知hL=0.075m，由LS/lw2.5=233.80/3.52.5=10.20，查图14得液流收缩系数E=1.026，则平直堰堰上液流高度：h0w=2.841000ELSlw23=2.8410001.026233.803.523=0.048m则出口堰高度：hw=hLh0w=0.0750.048=0.027m为保证液封和防止堵塞，降液管底隙高度h0应小于hw，取底隙内液体流速为u0=0.75m/s，则降液管底隙高度：h0=LSlwu0=0.0653.50.75=0.025mhw初馏塔塔径较大，所以受液盘选用凹形受液盘，以保证溢流液平稳进入塔板，取凹形受液盘深度为hw=50mm。4.2.6 塔板布置对于双流型塔板，取安定区宽度Ws=0.1m，塔板边缘宽度Wc=0.06m，中间降液管宽度Wd=0.2m；已知Wd=0.7m，则xs=0.5D-Wd+Ws=0.55-0.7+0.1=1.7mxd=0.5Wd+Ws=0.50.2+0.1=0.2mr=0.5D-Wc=0.55-0.06=2.44m鼓泡区为气液接触有效区，鼓泡面积：Aa=2xsr2-xs2+r2sin-1xsr-2xdr2-xd2+r2sin-1xdr=21.722.442-1.722+2.442sin-11.722.44 -20.432.442-0.432+2.442sin-10.432.44 =13.18m2本设计选用F1型重阀（33g），孔径d=0.039m。浮阀排列形式采用正三角形叉排。因为叉排时，相邻两阀中吹出的气流对液层的搅拌作用显著，鼓泡均匀，液面梯度小，雾沫夹带量也较小。阀孔动能因数可取F0=81114，取F0=11，则阀孔气速：u0=F0/V0.5=11/1.530.5=8.89m/s浮阀数：nf=4VSd2u0=440.833.140.03928.89=3847取阀孔间距t=0.075m，浮阀排列形式按正三角形叉排，浮阀在塔板的鼓泡区的排布数量：n=2Aa3t2=213.1830.0752=2706塔的开孔率依阀孔数而定，一般在常、减压塔中为塔板总面积的10%15%左右。浮阀塔的开孔率：=0.785d2nfAT=0.7850.0392270619.625=0.165浮阀塔的开孔率=16.5%，仅稍大于15%，故浮阀的排布依然合理。根据浮阀在塔板上排布数计算得实际阀孔气速为：u=4VSd2n=440.833.140.03922706=12.65m/s4.2.7 流体力学验算（1）塔板压力降hp气体通过干塔板的压力降：hpd=5.34u2V2gL=5.3412.6521.5329.81926.8=0.072m 液柱气体通过液层压力降：hpL=0.5hw+h0w=0.50.075=0.0375m液柱因此，塔板压力降：hp=hpd+hpL=0.072+0.0375=0.1125m液柱（2）降液管液面高度Hd为了防止液泛，液面高度的校核关系式为HdfHT+hw，f为泡沫相对密度，对一般物系f=0.5。液体通过降液管的阻力：hd=0.153LSlwh02=0.1530.0653.50.0252=0.0844m液面落差很小而忽略不计，于是降液管液面高度：Hd=hw+h0w+hd+hp=0.027+0.048+0.0844+0.1125=0.2719m则有Hdf=0.2719/0.5=0.54380.6+0.027=0.627，故不会发生降液管液泛现象。（3）雾沫夹带量ev雾沫夹带量和泛点百分率是有关的，雾沫夹带量ev的计算方法之一是算出泛点率F1再来确定ev的大小。雾沫夹带量应控制在ev0.1kg/kg(气)，对于直径较大的塔，相应的F1值为F180%82%。初馏塔气速：u=VSAT=40.8319.625=2.08m/s实际液泛分率：F1=uuf=2.083.69100%=56.37%因此，F1=56.37%80%，故雾沫夹带量满足ev0.1kg/kg(气)的要求。4.3 小结在反应器尺寸设计计算过程中，利用主反应的动力学模型结合固定床反应器的速率定律、设计方程和计量方程等方程初步计算出反应器内所需催化剂的装填量。然后根据手册选择合适的反应管尺寸及反应管排布方式，以计算出列管数，最终确定反应器的壳体尺寸。除此之外，选择并计算了反应器的封头、支座、接管、折流板、管板及气体分布器等附件。现将反应器的相关数据列于表44中。在初馏塔尺寸设计计算过程中，利用简捷计算法计算出初馏塔的最小回流比和最少理论板数，并最终确定初馏塔的实际操作回流比、实际操作板数与进料板位置。设计中计算出初馏塔的接管尺寸，并根据手册选择接管法兰、垫片和螺栓。同时设计了溢流装置和塔板布置情况，并对初馏塔进行部分流体力学验算。现将初馏塔的相关数据列于表45中。