常壓精餾塔的計算與設計案例 11.1設計任務和條件 2 2(2)各點液相甲醇摩爾分數 2(3)各點平均摩爾質量 2 31.3.1處理能力 31.3.3最小回流比 31.3.4理論板數 31.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算 41.1.1操作壓力及溫度 41.1.2平均摩爾質量的計算 51.1.3平均密度及體積流量的計算 61.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算 81.5.1精餾段塔徑的計算 8 91.6塔板主要工藝尺寸的計算 111.6.1溢流裝置的計算 1.6.2塔板布置及浮閥數目與排列 1.7塔板流體力學驗算 141.7.1汽相通過浮閥塔的壓降 1.7.3霧沫夾帶 1.8塔板負荷性能圖 171.8.1霧沫夾帶線 1.8.2液泛線 1.8.3液相負荷上限線 1.8.4液相負荷下限線 1.8.5漏液線 20 201.9.2塔體壁厚計算 1.9.3接管設計 1.10常壓塔設計工藝計算匯總 281.11常壓精餾塔輔助設備的選型 291.11.1冷凝器的選型 1.11.2再沸器的選型 291.11.3泵的計算及選型 設計任務：生產能力為年產30萬噸精甲醇，產品的甲醇含量達到99.95%,塔釜殘液排放物中含甲醇約為1%;操作條件參數如表4-1所示數據提餾段平均溫度tm'全塔平均溫度t回流液溫度t'(2)各點液相甲醇摩爾分數(3)各點平均摩爾質量MF=0.55×32.04+(1-0.55)×18.02=25.731MD=0.999×32.04+(1-0.999)×18.02=32.026Mw=0.0056×32.04+(1-0.0056)×18.02=18.0991.3塔板數的計算1.3.1處理能力進料的摩爾流量：精餾段物料摩爾流量提餾段物料摩爾流量：1.3.3最小回流比根據經驗取操作，回流比選擇范圍為1.1-2.0倍，考慮到原始數據和設計任務，該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比可取最小回流比的進料熱狀態是泡點進料，則q=1,X?=Xp=0.55。解得θ=1.49取操作回流比為最小回流比的2倍，則：1.3.4理論板數運用簡捷算法求理論板數，根據查吉利蘭關聯圖錯誤!未找到引用源。得到：代入Nmin=8.16,解得：N=11.9,圓整后取N=15塊。(不包括再沸器)1.4精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1.1.1操作壓力及溫度每層塔板壓降△p=0.9kPa,實際進料板數Nm=9,實際塔板數Np=32。Pw=101.33+32×0.9=13提餾段平均壓力：1.1.1.2操作溫度查《化工工藝設計手冊》錯誤!未找到引用源。得到：ABC依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，甲醇、水的飽式中P°飽和蒸汽壓，mmHg;(1mmHg=0.甲醇的飽和蒸汽壓PA式中P°飽和蒸汽壓，KPa;(7.5mmHg=1KPa);t物系溫度，℃。代入1.1.2平均摩爾質量的計算(1)塔頂平均摩爾質量Mw=0.999×32.04+(1-0.999)×18.02=32.02MF=0.55×32.04+(1-0.55)×18.02=25.73Mw=0.0056×32.04+(1-0.0056)×18.02=18.091.1.3平均密度及體積流量的計算溫度℃甲醇的密度kg/m3水的密度kg/m3進料板的質量分數為：塔頂的質量分數為：塔釜的質量分數為：1.1.3.1精餾段平均密度及體積流量的計算(1)氣相：由理想氣體狀態方程計算，則：精餾段的汽相負荷為：V=(R+1)D=1311.81kmol/h=35341.19kg/h(2)液相：平均質量分數為：那么液相的平均密度為：解得：Pm=780.780kg/m3精餾段的液相負荷為：L=RD=748.08koml/h=21603.82(1)氣相：(2)液相：L'=L+F=1782.24kmol/h=39057.79kg/h1.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算精餾塔選用的是F1重閥浮閥塔，采用F1型重閥的重量為0.033kg,孔徑為1.5.1精餾段塔徑的計算(2)操作負荷系數精餾段功能參數：(3)最大流速“max取安全系數0.8(一般取0.6~0.8),則空塔氣速為：u=0.8umax=0.8×2.6837=2.147按標準塔經圓整后為D=2410mm塔截面積為：實際空塔氣速為：(1)精餾段的氣、液相體積流率：(1)操作負荷系數提餾段功能參數：(2)最大流速"max取安全系數0.8,則空塔氣速為：u=0.8umax=0.8×3.0522=2.442按標準塔經圓整后為D=2500mm結合精餾段和提餾段塔徑的計算，應取全塔塔徑為D=2500mm。1.6塔板主要工藝尺寸的計算1.6.1.1溢流堰的設計在精餾塔中，塔板上的堰可以保持塔板上有一定的清液高度，倘若過高，那么霧沫夾帶嚴重，過低則汽液接觸時間短，這都會使塔板的效率降低。因塔徑D=2.5m,直徑較大的塔可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(深度一般在50mm以上)。(1)堰長：取堰長L=0.7D=0.7×2.5=1.75m;(一般取0.6~0.8D)(2)溢流堰高度由hw=hz-how,溢流堰板選用平直堰，堰上層液高度h。由下列公式計算，式中，Ln—塔內液體流量m3/h,E—液流收縮流收，一般情況下可取E=1,所引起的誤差不大。取板上液層高度h=0.05m。hw=h?-how=0.05-0.017=0.h'=h?-h'w=0.05-0.0231.6.1.2降液管的設計hw-h=0.033-0.016=0.017m>0.h'-h'o=0.033-0.026=0.007m)0.1.6.2塔板布置及浮閥數目與排列1.6.2.1塔板布置(1)塔板的分塊本設計塔徑D=2500mm≥800mm,故采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板，查表得塔塊分6塊錯誤!未找到引用源。(2)邊緣區寬度確定已知降液管寬度Wa=0.3725m,選取的無效邊緣區，取邊緣區寬度We=0.06m(大塔一般為50~70mm);破沫區寬度Ws=0.10m(D>1.5m時一般取1.6.2.2浮閥數目與排列塔的汽相平均密度：塔的汽相平均蒸汽流量：取閥孔動能因子Fo=12(一般在9~12之間)每層塔板上浮閥數目：計算塔板上的鼓泡區(開孔區)面積：本設計的物系腐蝕性低，可選用δ=3mm不銹鋼板，閥孔直徑d?=0.039m,浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm(75~125mm),則可按下式估算排間距t考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占么 可見，閥孔動能因子Fo變化不大，仍在9~12范圍以內，符合要求。1.7塔板流體力學驗算1.7.1汽相通過浮閥塔的壓降△Pp=h,Plg=0.07886×824.3625×9.81=637.74Pa<0.9kPa(設計允許值)1.7.2液泛Ha=hp+hz+ha液體通過降液管的壓頭損失ha,因不設進口堰，故可按下式計算，即取校正系數β=0.6(不易發泡物系取0.6~0.7),板間距H,=0.5m,溢流堰高度h=0.039m錯誤!未找到引用源。則：β(H,+h)=0.6×(0.5+0.033)=0.可見Ha≤β(H,+h),符合防止液泛的要求。1.7.3霧沫夾帶通常采用操作時的空塔氣速與發生液泛時的空塔氣速的比值作為估算液沫夾帶量的指標，即泛點率。板上液體流經長度：Z,=D-2W=2.5-2×0.3725=1.75板上液流面積：A,=A,-2A,=4.906-2×0.4195=4.根據甲醇-水系統屬于無泡沫正常系統，物系系數K=1.0,由Pv=0.99kg/m2,泛點率為：或分別計算出的泛點率都在80%以下，故可保證霧沫夾帶量能滿足ev<0.1kg(液)/kg(氣)的要求。1.8塔板負荷性能圖1.8.1霧沫夾帶線泛點率可按下式計算：限值也可確定，將各已知數代入上式，便得出V-L的關系式，據此作出霧沫夾帶按泛點率80%計算：由以上式子可知：霧沫夾帶線為一條直線，在操作范圍內任取幾個Ls值，算出Vs值如下表01.8.2液泛線降液管中清液層高度：Ha=φ(H+hw)=h,+h?+h=由此確定液泛線。將上式聯立代入得：因物系一定，塔板結構尺寸一定，則Hr、h、h?、I、Pv、PL、E。、h式中，閥孔數N與孔徑do也為定值。因此，可將上式簡化得：d=φH+φhw-(1+εo)hw=0.6×0.5+0.6×0.033-(1+0.5)所以液泛線方程為：5.577×10?v2+195.153L2+0.689L23-0.270=0由以上式子可知：液泛線為直線，則在操作范圍內任取幾個Ls值，算出Vs值如下表01.8.3液相負荷上限線在V～~L圖上，液相負荷上限線是與氣體流量無關的直線，液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3～5s以θ=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則上限液體流量L值(常數)為：1.8.4液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度h?w=0.006m作為液相負荷下限條件，依下列how的計算式計算出L,的下限值，依此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直取E=1,則1.8.5漏液線 對于F1型重閥，以Fo=5為規定氣體最小負荷，即F?=u?√Pv=5計算，式中d?、N、Pv均為已知數，故可由此式求出氣相負荷V塔板負荷性能圖500A(1)在負荷性能圖上，作出操作點A,連接OA,作出操作線，處在適宜操作(2)塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制。(3)按照固定的氣液比，由圖查得：1.9塔體結構及附件的設計1.9.1塔總體高度計算本設計采用橢圓形封頭。由公稱直徑DN=2500mm,查得如下表：公稱直徑封頭曲面高直邊高度封頭的厚內表面積容積V/m3度hi/mmPc=1.1×130.13=143.143kPa,采用雙面焊對接接頭，局部無損檢測則φ=0.85。根據封頭厚度10mm,查得厚度負偏差C1=0.25mm,腐蝕余量C?=2mm校核水壓試驗強度：式中：試驗壓力得0.9Φσ,=0.9×0.85×345=263.925可見σ,<0.9do,所以水壓試驗強度足夠，設計選用封頭尺寸符合要求。塔頂空間指最上層塔板到塔頂的距離，設置塔頂空間有利于出塔氣體夾帶的液滴沉降下來，其高度應大于板間距，設計中通常取塔頂間距為(1.5~2)Hr錯誤!,則H=2H,=2×0.5=1m,且考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間為Hp=1.0m。釜液停留時間為8min,取塔底液面至最下一層塔板間距離為2m,則：圓整取塔底空間為Hg=3m。對于D≥1000mm的板式塔，為安裝和檢修維護的需要，一般每隔6~8層塔間距H,=800mm。人孔直徑為600mm,其伸出塔體的筒體外長度200~250mm,人孔中心距操作平臺約800~1200mm1.9.1.5進料板處板間距考慮在進口處安裝防沖板錯誤!未找到引用源。,取進料板處板間距Hp=800mm。塔體常用裙座支承，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，本設計采用圓筒形裙座，其制作方便，經濟上合理，應用廣泛，由于裙座內徑>800mm,故裙座厚度取16mm考慮到再沸器，取裙座高H?=3m,裙座與塔體的焊接方式采用對接焊接接頭1.9.1.7塔體高度塔體總高度由上式計算結果相加得：H=(N-2-np)H+Hp+H?+npHp+=(32-2-3)×0.5+1.0+0.675+3×0.對于高度大于15m的室外無框架的直立高塔，應考慮安裝和檢修時起吊塔度大，因此設吊柱。因設計塔徑D=2.5m,L=3900mm,H=1100mm的吊柱，吊柱的立柱常用20號無縫鋼管，其他零件可用Q235-A。1.9.1.9除沫器除沫器一般設置在塔頂部，用于除去氣體夾帶的液滴和霧沫，保證傳質效率除沫器，其具有比表面積大、質量輕、空隙大及使用方便等優點，適用于潔凈的設計氣速選取：系數K'=0.1071.9.2塔體壁厚計算因甲醇對塔體腐蝕性小，又是一般溫度操作，故可選16MnR鋼錯誤!未找到引用源。1.9.2.2確定各設計參數最大操作壓力Pw=130.13kPa,因一般精餾塔體都裝設安全閥，取設計壓力Pc=1.1×130.13=143.143kPa,設計溫度t=87.5°℃;查得16MnR鋼在設計溫度87.5℃時的許用應力為[o]}=170MPa;殼體采用雙面焊對接接頭局部無損檢測，焊接接頭系數φ=0.85;查《化工設備機械設計基礎》得錯誤!未找到引用源。,鋼板厚度C=C?+C?=0.25+2=2.25mm。1.9.2.3塔體厚度確定對低合金鋼容器，其最小厚度δmin=3mml221;由于計算厚度δ<δmin,故里對以上值無法進行計算，所以采用現場實際數據，則筒體壁厚為10mm。已知溫度70℃,進料的水密度為：P水=977.81kg/m3,那么:Pum=808.823kg/m3進料體積流量為：取u,=1.0m/s則：經圓整后選取熱軋無縫鋼管，規格為：φ108×4mm。1.9.3.2回流管已知回流溫度40℃,甲醇液體密度為：P甲醇=783.5kg/m314那么甲醇液體的體積流量：取uR=1.0m/s則：經圓整后選取熱軋無縫鋼管，規格為：φ108×4mm實際流速：1.9.3.3塔底出料管1.10常壓塔設計工藝計算匯總表4-10浮閥塔設計結果數值或說明備注單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速：m/s板上液層高度h?:m降液管底隙高度ho:m閥孔氣速uo:m/s閥孔動能因素降液管液體停留時間θ:s降液管內流液層高Ha(m):霧沫夾帶控制漏液線控制(1)熱流量1.11常壓精餾塔輔助設備的選型1.11.1冷凝器的選型塔頂65℃的氣體經過冷凝器冷凝為液體。冷凝水進出口溫度分別為30℃和40℃,冷水走管程，蒸汽走殼程，采用列管式式換熱器，且逆流傳熱。(1)熱負荷由第3章熱量衡算可知：(2)計算平均溫差熱流體：甲醇70℃→65℃冷流體：冷卻水40℃-30℃逆流操作：△t小=30℃;△t大=35℃(3)計算換熱面積采用管