精馏塔的设计毕业设计

精馏塔的设计(毕业设计)精馏塔的设计(毕业设计)精馏塔尺寸设计计算初馏塔的重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取液及物料，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，阀孔上覆以能够升降的阀片，其构造比泡罩塔简朴，并且生产能力大，效率高，弹性大。

因此该初馏塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。

在工艺过程中，对初馏塔的解决量规定较大，塔内液体流量大，因此塔板的液流形式选择双流型，方便减少液面落差，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（涉及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，普通按Fenske方程[20]求取。

Nm=lgxD,lxD,h×xW,hxW,llgαav（4－9）式中xD,l，xD,h——轻、重核心组分在塔顶馏出物（液相或气相）中的摩尔分数；xW,l，xW,h——轻、重核心组分在塔釜液相中的摩尔分数；αav——轻、重核心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αD=1.78，αW=1.84，则精馏段的平均相对挥发度：

αav=αDαW=1.78×1.84=1.81由式（4－9）得最少理论板数：

Nm=lg0.77140.001×0.99990.0001lg1.81=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规定时，所需回流比Rm，可用Underwood法计算。

此法需先求出一种Underwood参数θ。

i=1cαixF,iαi-θ=1-q（4－10）求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。

Rm=i=1cαixD,iαi-θ-1（4－11）式中xF,i——进料（涉及气、液两相）中i组分的摩尔分数；c——组分个数；αi——i组分的相对挥发度；θ——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=981.18×102+867.02×1171848.20=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αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，因此fθ=i=1cαixF,iαi-θ+q-1=2.1×0.12072.1-θ+1×0.40961-θ+0.93×0.46960.93-θ=0运用试差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）得Rm=2.1×0.22742.1-0.9658+1×0.77141-0.9658+0.93×0.0010.93-0.9658-1=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。

普通按R/Rm=1.2～1.5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）进料板位置的拟定对于泡点进料，可用Kirkbride提出的经验式进行计算。

lgnm=0.206lgWD×xF,hxF,lxW,lxD,h2（4－12）式中xF,l，xF,h——轻、重核心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（涉及塔釜）。

将代入数据到式（4－12）可得lgnm=0.206lg867.02981.18×0.46960.40960.00010.0012=-0.4108解得n/m=0.39，且N0=n+m=51，可得n=15，m=36（涉及塔釜）。

因此，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规定下所需理论板数在相似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=0.17－0.616lgμav（4－13）进料状态下各组分的粘度分别为μA,F=0.178cP，μB,F=0.259cP，μC,F=0.406cP，则进料液体的平均摩尔黏度：

μav=xiμi=0.1207×0.178+0.4096×0.259+0.4696×0.406=0.318由式（4－13）可得E=0.17－0.616lg0.318=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，因此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=32×0.6=19.2mZ2=75×0.6=45m因此初馏塔的有效高度：

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4－2所示。

表4－2物性数据表组分进料位置塔顶密度ρ（kg/m3）表面张力σ（mN/m）密度ρ（kg/m3）表面张力σ（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：

ρF,L=10.1207817+0.4096951+0.4696943=929kg/m3同理可得，精馏塔塔顶混合液体密度ρD,L=924.6kg/m3，则精馏段液体的平均密度：

ρL=(929+924.6)/2=926.8kg/m3根据ρ=pM/(ZRT)得：

ρF,V=1.78kg/m3，ρD,V=1.28kg/m3，则精馏段气体的平均密度：

ρV=(1.78+1.28)/2=1.53kg/m3进料位置液体表面张力：

σF=xiσi=13.20×1207+57.80×0.4096+18.03×0.4696=33.74mN/m同理可得，塔顶液体的表面张力σD=49.62mN/m，则精馏段液体的平均表面张力：

σ=σF+σD/2=33.74+49.62/2=41.68mN/m塔顶产品的质量流量：

D=981.18×(86.091×0.2274+18.02×0.7714+60.05×0.001)=32906.59kg/h本设计由于解决量较大，一种初馏塔难以满足生产需求，因此改用四个相似的初馏塔并联解决。

由于R=L/D，则塔顶与全凝器之间物流的质量流量：

L=RD/4=26.34×32906.59/4=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/ρD,L=216689.90/924.6=233.80m3/h=0.065m3/sVS=V/ρD,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，对于普通液体，u可取为(0.7～0.8)uf，而液泛气速可根据式（4－14）计算。

uf=CρL-ρVρV0.5（4－14）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HT－hL=0.525m。

采用（4－14）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=LSVSρLρV0.5=233.80147004.27926.81.530.5=0.04从史密斯关联图中读出FP=0.04及HT－hL=0.525m时，C20=0.13。

因此C=C20σ200.2=0.1341.68200.2=0.15由式（4－14）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=0.8×3.69=2.952m/s，因此所需气体流通截面积：

A=VSu=40.832.952=13.83m2对于双流型普通取lw/D=0.5～0.7，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=4ATπ0.5=4×15.123.140.5=4.39m圆整后取塔径D=5m，于是有：

初馏塔横截面积：

AT=πD2/4=0.785×52=19.625m2气体流通截面积：

A=0.915×19.625=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，原则为GB4237。

则壁厚δ=pcDi2σtΦ-pc=0.1×50002×137×0.85-0.1=2.15mm圆整后取初馏塔壁厚为5mm。

根据JB/T4737—95，选用原则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δ=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。

地脚螺栓的构造选择外螺栓型构造形式，螺栓选用M80×6，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。

在裙座上设立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=0.1207×86.091+0.4096×18.02+0.4696×60.05=45.97kg/kmolMW=0.0001×18.02+0.9999×60.05=60.05kg/kmol已知进料液体、塔釜液体的密度：

ρF,L=929kg/m3ρW,L=10.0001951+0.9999943=943kg/m3因此，进料液体和塔釜液体的体积流量：

VF=F×MF4×3600×ρF,L=1848.20×45.974×3600×929=0.00632m3/sVW=867.02×60.054×3600×943=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=4VFπuF0.5=4×0.006323.14×10.5=0.0898mdD=4×40.833.14×300.5=1.3167mdW=4×0.003833.14×10.5=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似的原则法兰。

根据HG20592—[22]，选用的原则法兰尺寸分别列于表4－3中。

表4－3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/T4726）12CrMo1（JB/T4726）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M16M39×3法兰内径B/mm1161398法兰高度H/mm40145法兰原则件编号HG20592—SORFA—6_10HG20592—WNRFA—10_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垫片原则件编号HG20606—RF—6_10HG20606—RF—10_26螺栓选型六角螺栓六角螺栓螺栓原则GB5728—A级GB5785—A级螺栓材料A4-50（GB/T5782）A4-50（GB/T5782）螺母选型I型六角螺母I型六角螺母螺母材料A4-50（GB/T6170）A4-70（GB/T6171）4.2.5溢流装置堰长lw=0.7D=0.7×5=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=0.14×5=0.7m。

降液管截面积：

Af=19.625－16.878=1.668m2可由液体在降液管中的停留时间θ≥(3～5)s验算降液管设计的合理性，即θ=3600AfHTLS=3600×1.668×0.6223.80=16.10s>5s因此降液管的设计合理。

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=2.841000×1.026233.803.523=0.048m则出口堰高度：

hw=hL－h0w=0.075－0.048=0.027m为确保液封和避免堵塞，降液管底隙高度h0应不大于hw，取底隙内液体流速为u0=0.75m/s，则降液管底隙高度：

h0=LSlwu0=0.0653.5×0.75=0.025m4.2.6塔板布置对于双流型塔板，取安定区宽度Ws=0.1m，塔板边沿宽度Wc=0.06m，中间降液管宽度Wd=0.2m；已知Wd=0.7m，则xs=0.5D-Wd+Ws=0.5×5-0.7+0.1=1.7mxd=0.5Wd+Ws=0.5×0.2+0.1=0.2mr=0.5D-Wc=0.5×5-0.06=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+2.442×sin-11.722.44-20.43×2.442-0.432+2.442×sin-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。

由于叉排时，相邻两阀中吹出的气流对液层的搅拌作用明显，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=8～11[14]，取F0=11，则阀孔气速：

u0=F0/ρV0.5=11/1.530.5=8.89m/s浮阀数：

nf=4VSπd2u0=4×40.833.14×0.0392×8.89=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=2×13.183×0.0752=2706塔的开孔率φ依阀孔数而定，普通在常、减压塔中为塔板总面积的10%～15%左右。

浮阀塔的开孔率：

φ=0.785d2nfAT=0.785×0.0392×270619.625=0.165浮阀塔的开孔率φ=16.5%，仅稍不不大于15%，故浮阀的排布仍然合理。

根据浮阀在塔板上排布数计算得实际阀孔气速为：

u=4VSπd2n=4×40.833.14×0.0392×2706=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=5.34u2ρV2gρL=5.34×12.652×1.532×9.81×926.8=0.072m液柱气体通过液层压力降：

hpL=0.5hw+h0w=0.5×0.075=0.0375m液柱因此，塔板压力降：