【常压精馏塔的计算与设计6600字（论文）】

常压精馏塔的计算与设计目录TOC\o"1-2"\h\u29643常压精馏塔的计算与设计 1300334.1设计任务和条件 2219974.2基础数据 228134.3塔板数的计算  350744.3.1处理能力 3151554.3.3最小回流比 345154.3.4理论板数 4128104.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 424044.4.1操作压力及温度 4119254.4.2平均摩尔质量的计算 6323744.4.3平均密度及体积流量的计算 7196874.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 10291954.5.1精馏段塔径的计算 10125844.5.2提馏段塔径的计算 1121484.6塔板主要工艺尺寸的计算 1293244.6.1溢流装置的计算 1232774.6.2塔板布置及浮阀数目与排列 15310214.7塔板流体力学验算 17293654.7.1汽相通过浮阀塔的压降 17318874.7.2液泛 1893074.7.3雾沫夹带 1889254.8塔板负荷性能图 19132694.8.1雾沫夹带线 19207074.8.2液泛线 20270194.8.3液相负荷上限线 22289374.8.4液相负荷下限线 22172474.8.5漏液线 22149434.9塔体结构及附件的设计 24210004.9.1塔总体高度计算 242544.9.2塔体壁厚计算 2737064.9.3接管设计 28251854.10常压塔设计工艺计算汇总 32202964.11常压精馏塔辅助设备的选型 33301234.11.1冷凝器的选型 3316404.11.2再沸器的选型 3499704.11.3泵的计算及选型 354.1设计任务和条件设计任务：生产能力为年产30万吨精甲醇，产品的甲醇含量达到99.95% ，塔釜残液排放物中含甲醇约为1%；操作条件参数如表4-1所示表4-1常压精馏塔操作条件表项目数据塔顶温度tD65℃进料温度tF70℃塔底温度tW105℃单层塔板压降Δp≤0.9kPa精馏段平均温度tm67.5℃提馏段平均温度tm’87.5℃全塔平均温度t85℃回流液温度t’40℃4.2基础数据（1）常压塔进料中含甲醇4.167×104×0.6÷(2.661×104)=（2）各点液相甲醇摩尔分数由甲醇-水物系汽液平衡图REF_Ref4278\w\h[20]查得对应汽相中甲醇的摩尔分数：进料液中汽相甲醇的摩尔分数：；馏出液中汽相甲醇的摩尔分数：；釜残液中汽相甲醇的摩尔分数：（3）各点平均摩尔质量进料液的平均摩尔质量：馏出液的平均摩尔质量：釜残液的平均摩尔质量：4.3塔板数的计算 4.3.1处理能力进料的摩尔流量：F=精馏段物料摩尔流量:D=F提馏段物料摩尔流量:W=FX4.3.3最小回流比根据经验取操作，回流比选择范围为1.1-2.0倍，考虑到原始数据和设计任务，该物系属于易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比可取最小回流比的2倍REF_Ref19568\w\h[16]，即：R＝2Rmin。进料热状态是泡点进料，则q=1，。根据恩德伍德公式REF_Ref4664\w\h[21]计算：故解得θ=1.49Rmin=取操作回流比为最小回流比的2倍，则：4.3.4理论板数运用简捷算法求理论板数，根据；查吉利兰关联图REF_Ref28190\w\h[12]得到：代入Nmin=8.16，解得：N=14.9，圆整后取N=15块。（不包括再沸器）4.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4.4.1操作压力及温度4.4.1.1操作压力每层塔板压降，实际进料板数Nm=9，实际塔板数Np=32。进料板压力：精馏段平均压力：塔釜板压力：提馏段平均压力：4.4.1.2操作温度查《化工工艺设计手册》REF_Ref6166\w\h[23]得到：表4-3甲醇和水的安托尼系数安托尼系数ABCMin～MaxH2O7.074061657.46227.0210～168CH3OH7.197361574.99238.2316～91依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，甲醇、水的饱和蒸气压由antonie方程计算REF_Ref6166\w\h[23]。则H2O的安托尼方程：式中P°饱和蒸汽压，mmHg；(1mmHg=0.133KPa)；T物系温度，K。代入数据得，甲醇的饱和蒸汽压PCHOH的安托尼方程：式中P°饱和蒸汽压，KPa；(7.5mmHg=1KPa)；t物系温度，℃。代入数据得，水的饱和蒸汽压P由泡点方程试差REF_Ref6166\w\h[23]可得：=65.0℃时

同理可求：

=70℃时=105℃时因此：塔顶温度：=65℃进料板温度：t=70℃塔釜温度：t=105℃则：精馏段平均温度为：提馏段平均温度为：

全塔平均温度为：4.4.2平均摩尔质量的计算平均摩尔质量计算公式：（1）塔顶平均摩尔质量

（2）进料板平均摩尔质量

（3）塔釜平均摩尔质量计算（4）精馏段平均摩尔质量（5）提馏段平均摩尔质量4.4.3平均密度及体积流量的计算查《化学工程设计手册》REF_Ref6574\w\h[24]得到：表4-4甲醇与水的温度—密度表温度℃甲醇的密度kg/m3水的密度kg/m367.5752.20979.2087.5727.88967.00进料板的质量分数为：塔顶的质量分数为：塔釜的质量分数为：4.4.3.1精馏段平均密度及体积流量的计算（1）气相：由理想气体状态方程计算，则：精馏段的汽相负荷为：V=(R+1)D=1314.81kmol/h=35344.19kg/hVn=V（2）液相：平均质量分数为：那么液相的平均密度为：解得：精馏段的液相负荷为：L=RD=748.08koml/h=21603.82kg/h27.669m3/h4.4.3.2提馏段平均密度及体积流量的计算（1）气相：由理想气体状态方程计算，则：提馏段的汽相负荷为：V’=(R+1)W=1084.41kmol/h=25922.82kg/h30860.50m3/h（2）液相：平均质量分数为：那么液相的平均密度为：解得：提馏段的液相负荷为：1782.24kmol/h=39057.79kg/h45.00m3/h4.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔选用的是F1重阀浮阀塔，采用F1型重阀的重量为0.033kg，孔径为0.039m。4.5.1精馏段塔径的计算精馏段的气、液相体积流率：9.7853m3/s0.0076m3/s（2）操作负荷系数精馏段功能参数：取板间距：，板上液层高度：则塔板间有效高度：根据史密斯关联图REF_Ref7668\w\h[25]查得负荷系数为：则：（3）最大流速取安全系数0.8（一般取0.6~0.8），则空塔气速为：（4）塔径D2.410m按标准塔经圆整后为D=2410mm塔截面积为：4.559m2实际空塔气速为：2.164m/s0.806(安全系数在允许的范围内，符合设计要求REF_Ref4664\w\h[21])4.5.2提馏段塔径的计算（1）精馏段的气、液相体积流率：0.8572m3/s0.0124m3/s（1）操作负荷系数提馏段功能参数：根据史密斯图查REF_Ref7668\w\h[25]得负荷系数为：则负荷因子（2）最大流速取安全系数0.8，则空塔气速为：（3）塔径D按标准塔经圆整后为D=2500mm塔截面积为：实际空塔气速为：(安全系数在充许的范围内，符全设计要求REF_Ref4664\w\h[21])结合精馏段和提馏段塔径的计算，应取全塔塔径为D=2500mm。塔截面积：4.6塔板主要工艺尺寸的计算4.6.1溢流装置的计算4.6.1.1溢流堰的设计在精馏塔中，塔板上的堰可以保持塔板上有一定的清液高度，倘若过高，那么雾沫夹带严重，过低则汽液接触时间短，这都会使塔板的效率降低。因塔径D=2.5m，直径较大的塔可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（深度一般在50mm以上）。（1）堰长：取堰长；（一般取0.6~0.8D）（2）溢流堰高度由，溢流堰板选用平直堰，堰上层液高度h由下列公式计算，即：式中，，一般情况下可取E=1，所引起的误差不大。取板上液层高度hL=0.05m。精馏段：溢流堰高度：提馏段：溢流堰高度：4.6.1.2降液管的设计由，查弓形降液管的参数图[25]得：，式中：降液管容积与液体流量之比为液体在降液管停留时间，一般大于3~5s，即：降液管底隙高度h0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即：式中，，取精馏段：提馏段：经上式的计算和验算，故降液管设计和降液管底隙高度设计合理。4.6.2塔板布置及浮阀数目与排列4.6.2.1塔板布置塔板的分块本设计塔径D=2500mm≥800mm，故采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板，查表得塔块分6块REF_Ref8458\w\h[26]。边缘区宽度确定已知降液管宽度Wd＝0.3725m，选取的无效边缘区，取边缘区宽度Wc=0.06m（大塔一般为50~70mm）；破沫区宽度Ws=0.10m（D＞1.5m时一般取80~110mm）REF_Ref8880\w\h[27]。4.6.2.2浮阀数目与排列塔的汽相平均密度：塔的汽相平均蒸汽流量：空塔平均气速:取阀孔动能因子F0=12（一般在9~12之间）阀孔气速：每层塔板上浮阀数目：计算塔板上的鼓泡区（开孔区）面积：其中则本设计的物系腐蚀性低，可选用不锈钢板，阀孔直径，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距（75~125mm），则可按下式估算排间距REF_Ref8880\w\h[27]，即考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应小于此计算值REF_Ref8880\w\h[27]，故取。那么按个重新核算孔速和阀孔动能因子：则：可见，阀孔动能因子F0变化不大，仍在9～12范围以内，符合要求。塔板开孔率：4.7塔板流体力学验算汽塔的液相平均密度：汽塔的平均液相流量：4.7.1汽相通过浮阀塔的压降4.7.1.1干板阻力hc计算临界孔速：4.7.1.2板上充气液层阻力hl计算充气因数反映板上液层的充气程度，当液相为水溶液时，取充气因数。4.7.1.3液体表面张力的阻力计算取浮阀的最大开度为，则：因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高度为:则单板压降:（设计允许值）4.7.2液泛为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管内的清液层高度。Hd可用下式计算，即：与气体通过塔板的压降相当的液体高度。液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故可按下式计算，即因此取校正系数（不易发泡物系取0.6~0.7），板间距，溢流堰高度REF_Ref8458\w\h[26]则：＞Hd=0.1456可见，符合防止液泛的要求。4.7.3雾沫夹带通常采用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算液沫夹带量的指标，即泛点率。板上液体流经长度：板上液流面积：根据甲醇-水系统属于无泡沫正常系统，物系系数K=1.0，由，HT=0.500m可查泛点负荷系数关联图得REF_Ref9569\w\h[28]：泛点率为：或则：分别计算出的泛点率都在80%以下，故可保证雾沫夹带量能满足的要求。4.8塔板负荷性能图4.8.1雾沫夹带线泛点率可按下式计算：式中﹑﹑﹑﹑及均为已知值，相对于的泛点率上限值也可确定，将各已知数代入上式，便得出V-L的关系式，据此作出雾沫夹带线。按泛点率80%计算：得到：由以上式子可知：雾沫夹带线为一条直线，在操作范围内任取几个Ls值，算出Vs值如下表表4-7雾沫夹带线数据Ls（m3/s）00.010.020.03Vs（m3/s）10.790510.10229.41388.72554.8.2液泛线降液管中清液层高度：由此确定液泛线。将上式联立代入得：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则﹑﹑﹑﹑﹑﹑﹑及等均为定值，而与又有如下关系，即：式中，阀孔数N与孔径do也为定值。因此，可将上式简化得：所以液泛线方程为：由以上式子可知：液泛线为直线，则在操作范围内任取几个Ls值，算出Vs值如下表表4-8液泛线数据Ls（m3/s）00.010.020.03Vs（m3/s）22.00319.793815.91017.0634.8.3液相负荷上限线在～图上，液相负荷上限线是与气体流量无关的直线，液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5sREF_Ref19568\w\h[16]，则液体在降液管内停留时间:≥3～5s以作为液体在降液管中停留时间的下限，则上限液体流量值（常数）为：4.8.4液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取E=1，则4.8.5漏液线对于F1型重阀，以F0=5为规定气体最小负荷，即计算，则，又知，即：式中、N、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据此作出与液相流量无关的水平漏液线。以作为规定气体最小负荷的标准，则:根据以上各方程，可作出塔板负荷性能图4-1操作线液泛线液沫夹带线漏液线液相负荷上限线操作线液泛线液沫夹带线漏液线液相负荷上限线由塔板负荷性能图可以看出：（1）在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，作出操作线，处在适宜操作区域的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制。（3）按照固定的气液比，由图查得：塔板的气相负荷上限：，气相负荷下限：。故操作弹性为：4.9塔体结构及附件的设计4.9.1塔总体高度计算4.9.1.1塔顶封头本设计采用椭圆形封头。由公称直径，查得如下表：表4-9封头基本参数表公称直径DN/mm封头曲面高度h1/mm直边高度h2/mm封头的厚度δ/mm内表面积A/m2容积V/m3250062540107.08912.2417则封头高度。最大操作压力，因一般精馏塔体都装有安全阀，则设计压力，采用双面焊对接接头，局部无损检测则。根据封头厚度10mm，查得厚度负偏差C1=0.25mm，腐蚀余量C2=2mmREF_Ref14075\w\h[15]，则校核水压试验强度：式中：试验压力(，）得可见，所以水压试验强度足够，设计选用封头尺寸符合要求。4.9.1.2塔顶空间塔顶空间指最上层塔板到塔顶的距离，设置塔顶空间有利于出塔气体夹带的液滴沉降下来，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为(1.5~2）HTREF_Ref19568\w\h[16]，则，且考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间为。4.9.1.3塔底空间塔底空间高度HB是指从塔内最下层塔板到塔底封头处的距离REF_Ref19568\w\h[16]，取釜液停留时间为8min，取塔底液面至最下一层塔板间距离为2m，则：圆整取塔底空间为。4.9.1.4人孔对于的板式塔，为安装和检修维护的需要，一般每隔6~8层塔板设置一个人孔REF_Ref19568\w\h[16]。本设计共有塔板32块，需设置4个人孔，人孔处板间距。人孔直径为600mm，其伸出塔体的筒体外长度200~250mm，人孔中心距操作平台约800~1200mmREF_Ref13491\w\h[29]。4.9.1.5进料板处板间距考虑在进口处安装防冲板REF_Ref19568\w\h[16]，取进料板处板间距。4.9.1.6裙座塔体常用裙座支承，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，本设计采用圆筒形裙座，其制作方便，经济上合理，应用广泛，由于裙座内径>800mm，故裙座厚度取16mmREF_Ref13491\w\h[29]。基础环内径：基础环外径：圆整后：Dbi=2200mm；Db0=2800mm考虑到再沸器，取裙座高，裙座与塔体的焊接方式采用对接焊接接头REF_Ref14075\w\h[15]，地脚螺栓直径取M30，材料一般采用Q235-A，地脚螺栓的腐蚀裕度取3mm。4.9.1.7塔体高度塔体总高度由上式计算结果相加得：4.9.1.8吊柱对于高度大于15m的室外无框架的直立高塔，应考虑安装和检修时起吊塔台及其他附件的方便，所以常在塔顶设置可转动的吊住REF_Ref14075\w\h[15]，本设计塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2.5m，查表REF_Ref14075\w\h[15]可选用S=1500mm，L=3900mm，H=1100mm的吊柱，吊柱的立柱常用20号无缝钢管，其他零件可用Q235-A。4.9.1.9除沫器除沫器一般设置在塔顶部，用于除去气体夹带的液滴和雾沫，保证传质效率及后续设备的正常操作，确保气体纯度REF_Ref14075\w\h[15]。本设计选用HG/21618丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点，适用于洁净的气体，可分离＞5μm的液滴，其效率可达99%REF_Ref14075\w\h[15]。设计气速选取：系数K’=0.107除沫器直径：4.9.2塔体壁厚计算4.9.2.1选择钢材因甲醇对塔体腐蚀性小，又是一般温度操作，故可选16MnR钢REF_Ref9569\w\h[28]。4.9.2.2确定各设计参数最大操作压力，因一般精馏塔体都装设安全阀，取设计压力，设计温度；查得钢在设计温度87.5℃时的许用应力为；壳体采用双面焊对接接头局部无损检测，焊接接头系数；查《化工设备机械设计基础》得REF_Ref14075\w\h[15]，钢板厚度负偏差C1=0.25mm，取腐蚀余量C2=2mm；则厚度附加量mm。4.9.2.3塔体厚度确定塔体厚度：mm对低合金钢容器，其最小厚度mm[22]；由于计算厚度，故不满足刚度要求，因而设计厚度mm。故：mm按钢板厚度规格圆整，得塔体名义厚度mm。设计中还存在地震烈度及风载荷，质量核算等问题，由于设计时间原因，这里对以上值无法进行计算，所以采用现场实际数据，则筒体壁厚为10mm。4.9.2.4塔体水压试验时应力校核根据式：式中：（）查《化工设备机械基础》REF_Ref14075\w\h[15]得，钢在试验温度时得可见，故满足水压试验校核，设计塔体壁厚符合要求。4.9.3接管设计4.9.3.1进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下:已知温度70℃，进料的水密度为:，甲醇密度:[14]，平均质量分数：液相的平均密度为：那么:进料体积流量为：取则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：。实际流速：4.9.3.2回流管已知回流温度40℃，甲醇液体密度为：[14]那么甲醇液体的体积流量：取则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：实际流速：4.9.3.3塔底出料管已知塔釜温度105℃，查表REF_Ref4278\w\h[20]得水的密度：，甲醇的密度：，而液相的平均密度为：那么:出料体积流量为：取则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：实际流速：4.9.3.4塔顶蒸汽出料管采用直管出气，塔顶上升蒸汽的体积流量为：取蒸汽速度为：则:经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：实际流速：4.9.3.5塔底蒸汽进气管采用直管出气，塔顶上升蒸汽的体积流量为：取蒸汽速度为：则:经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：4.9.3.6法兰由于常压操作，所有管法兰均采用板式平焊钢制法兰(HG20593-97)，根据不同的公称直径查表REF_Ref14075\w\h[15]得各法兰型号：进料管法兰：PL100-0.25Q235B回流管法兰：PL100-0.25Q235B塔釜出料管法兰：PL80-0.25Q235B塔顶出料管法兰：PL600-0.25Q235B塔底进料管法兰：PL600-0.25Q235B

4.10常压塔设计工艺计算汇总表4-10浮阀塔设计结果项目数值或说明备注塔高：m22.983塔径：m2.5板间距：m0.5塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速：m/s2.147精馏段2.442提馏段堰长：m1.75堰高：m0.033精馏段0.027提馏段板上液层高度hl：m0.025降液管底隙高度h0：m0.016精馏段0.026提馏段浮阀个数：个643阀孔气速u0:m/s12.060阀孔动能因素12孔心距t：m0.075等腰三角形单板压降：pa637.4降液管液体停留时间：s29.8117精馏段18.3303提馏段降液管内流液层高Hd(m)：0.1456泛点率%36.79%气相负荷上限：10.241雾沫夹带控制气相负荷下限：3.858漏液线控制开孔率%17.79操作弹性2.6554.11常压精馏塔辅助设备的选型4.11.1冷凝器的选型塔顶65℃的气体经过冷凝器冷凝为液体。冷凝水进出口温度分别为30℃和40℃，冷水走管程，蒸汽走壳程，采用列管式式换热器，且逆流传热。（1）热负荷由第3章热量衡算可知：（2）计算平均温差热流体：甲醇70℃→65℃冷流体：冷却水40℃←30℃逆流操作：t小=30℃；t大=35℃℃（3）计算换热面积根据流体性质，查《化工原理》REF_Ref28190\w\h[12]，取