常压精馏塔的计算与设计案例6700字

常压精馏塔的计算与设计案例 11.1设计任务和条件 2 2(2)各点液相甲醇摩尔分数 2(3)各点平均摩尔质量 2 31.3.1处理能力 31.3.3最小回流比 31.3.4理论板数 31.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 41.1.1操作压力及温度 41.1.2平均摩尔质量的计算 51.1.3平均密度及体积流量的计算 61.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 81.5.1精馏段塔径的计算 8 91.6塔板主要工艺尺寸的计算 111.6.1溢流装置的计算 1.6.2塔板布置及浮阀数目与排列 1.7塔板流体力学验算 141.7.1汽相通过浮阀塔的压降 1.7.3雾沫夹带 1.8塔板负荷性能图 171.8.1雾沫夹带线 1.8.2液泛线 1.8.3液相负荷上限线 1.8.4液相负荷下限线 1.8.5漏液线 20 201.9.2塔体壁厚计算 1.9.3接管设计 1.10常压塔设计工艺计算汇总 281.11常压精馏塔辅助设备的选型 291.11.1冷凝器的选型 1.11.2再沸器的选型 291.11.3泵的计算及选型 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所示数据提馏段平均温度tm'全塔平均温度t回流液温度t'(2)各点液相甲醇摩尔分数(3)各点平均摩尔质量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塔板数的计算1.3.1处理能力进料的摩尔流量：精馏段物料摩尔流量提馏段物料摩尔流量：1.3.3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进料热状态是泡点进料，则q=1,X₄=Xp=0.55。解得θ=1.49取操作回流比为最小回流比的2倍，则：1.3.4理论板数运用简捷算法求理论板数，根据查吉利兰关联图错误!未找到引用源。得到：代入Nmin=8.16,解得：N=11.9,圆整后取N=15块。(不包括再沸器)1.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.1.1操作压力及温度每层塔板压降△p=0.9kPa,实际进料板数Nm=9,实际塔板数Np=32。Pw=101.33+32×0.9=13提馏段平均压力：1.1.1.2操作温度查《化工工艺设计手册》错误!未找到引用源。得到：ABC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、水的饱式中P°饱和蒸汽压，mmHg;(1mmHg=0.甲醇的饱和蒸汽压PA式中P°饱和蒸汽压，KPa;(7.5mmHg=1KPa);t物系温度，℃。代入1.1.2平均摩尔质量的计算(1)塔顶平均摩尔质量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平均密度及体积流量的计算温度℃甲醇的密度kg/m³水的密度kg/m³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：1.1.3.1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=1311.81kmol/h=35341.19kg/h(2)液相：平均质量分数为：那么液相的平均密度为：解得：Pm=780.780kg/m³精馏段的液相负荷为：L=RD=748.08koml/h=21603.82(1)气相：(2)液相：L'=L+F=1782.24kmol/h=39057.79kg/h1.5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1.5.1精馏段塔径的计算(2)操作负荷系数精馏段功能参数：(3)最大流速“max取安全系数0.8(一般取0.6~0.8),则空塔气速为：u=0.8umax=0.8×2.6837=2.147按标准塔经圆整后为D=2410mm塔截面积为：实际空塔气速为：(1)精馏段的气、液相体积流率：(1)操作负荷系数提馏段功能参数：(2)最大流速"max取安全系数0.8,则空塔气速为：u=0.8umax=0.8×3.0522=2.442按标准塔经圆整后为D=2500mm结合精馏段和提馏段塔径的计算，应取全塔塔径为D=2500mm。1.6塔板主要工艺尺寸的计算1.6.1.1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,溢流堰板选用平直堰，堰上层液高度h。由下列公式计算，式中，Ln—塔内液体流量m³/h,E—液流收缩流收，一般情况下可取E=1,所引起的误差不大。取板上液层高度h=0.05m。hw=h₂-how=0.05-0.017=0.h'=h₂-h'w=0.05-0.0231.6.1.2降液管的设计hw-h=0.033-0.016=0.017m>0.h'-h'o=0.033-0.026=0.007m)0.1.6.2塔板布置及浮阀数目与排列1.6.2.1塔板布置(1)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块错误!未找到引用源。(2)边缘区宽度确定已知降液管宽度Wa=0.3725m,选取的无效边缘区，取边缘区宽度We=0.06m(大塔一般为50~70mm);破沫区宽度Ws=0.10m(D>1.5m时一般取1.6.2.2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：取阀孔动能因子Fo=12(一般在9~12之间)每层塔板上浮阀数目：计算塔板上的鼓泡区(开孔区)面积：本设计的物系腐蚀性低，可选用δ=3mm不锈钢板，阀孔直径d₀=0.039m,浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm(75~125mm),则可按下式估算排间距t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么 可见，阀孔动能因子Fo变化不大，仍在9~12范围以内，符合要求。1.7塔板流体力学验算1.7.1汽相通过浮阀塔的压降△Pp=h,Plg=0.07886×824.3625×9.81=637.74Pa<0.9kPa(设计允许值)1.7.2液泛Ha=hp+hz+ha液体通过降液管的压头损失ha,因不设进口堰，故可按下式计算，即取校正系数β=0.6(不易发泡物系取0.6~0.7),板间距H,=0.5m,溢流堰高度h=0.039m错误!未找到引用源。则：β(H,+h)=0.6×(0.5+0.033)=0.可见Ha≤β(H,+h),符合防止液泛的要求。1.7.3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：Z,=D-2W=2.5-2×0.3725=1.75板上液流面积：A,=A,-2A,=4.906-2×0.4195=4.根据甲醇-水系统属于无泡沫正常系统，物系系数K=1.0,由Pv=0.99kg/m²,泛点率为：或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ev<0.1kg(液)/kg(气)的要求。1.8塔板负荷性能图1.8.1雾沫夹带线泛点率可按下式计算：限值也可确定，将各已知数代入上式，便得出V-L的关系式，据此作出雾沫夹带按泛点率80%计算：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01.8.2液泛线降液管中清液层高度：Ha=φ(H+hw)=h,+h₁+h=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Hr、h、h₀、I、Pv、PL、E。、h式中，阀孔数N与孔径do也为定值。因此，可将上式简化得：d=φH+φhw-(1+εo)hw=0.6×0.5+0.6×0.033-(1+0.5)所以液泛线方程为：5.577×10⁴v²+195.153L²+0.689L²³-0.270=0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01.8.3液相负荷上限线在V～~L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3～5s以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则上限液体流量L值(常数)为：1.8.4液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h₀w=0.006m作为液相负荷下限条件，依下列how的计算式计算出L,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取E=1,则1.8.5漏液线 对于F1型重阀，以Fo=5为规定气体最小负荷，即F₀=u₀√Pv=5计算，式中d₀、N、Pv均为已知数，故可由此式求出气相负荷V塔板负荷性能图500A(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(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：1.9塔体结构及附件的设计1.9.1塔总体高度计算本设计采用椭圆形封头。由公称直径DN=2500mm,查得如下表：公称直径封头曲面高直边高度封头的厚内表面积容积V/m³度hi/mmPc=1.1×130.13=143.143kPa,采用双面焊对接接头，局部无损检测则φ=0.85。根据封头厚度10mm,查得厚度负偏差C1=0.25mm,腐蚀余量C₂=2mm校核水压试验强度：式中：试验压力得0.9Φσ,=0.9×0.85×345=263.925可见σ,<0.9do,所以水压试验强度足够，设计选用封头尺寸符合要求。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)Hr错误!,则H=2H,=2×0.5=1m,且考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间为Hp=1.0m。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Hg=3m。对于D≥1000mm的板式塔，为安装和检修维护的需要，一般每隔6~8层塔间距H,=800mm。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800~1200mm1.9.1.5进料板处板间距考虑在进口处安装防冲板错误!未找到引用源。,取进料板处板间距Hp=800mm。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16mm考虑到再沸器，取裙座高H₂=3m,裙座与塔体的焊接方式采用对接焊接接头1.9.1.7塔体高度塔体总高度由上式计算结果相加得：H=(N-2-np)H+Hp+H₁+npHp+=(32-2-3)×0.5+1.0+0.675+3×0.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度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2.5m,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。1.9.1.9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，适用于洁净的设计气速选取：系数K'=0.1071.9.2塔体壁厚计算因甲醇对塔体腐蚀性小，又是一般温度操作，故可选16MnR钢错误!未找到引用源。1.9.2.2确定各设计参数最大操作压力Pw=130.13kPa,因一般精馏塔体都装设安全阀，取设计压力Pc=1.1×130.13=143.143kPa,设计温度t=87.5°℃;查得16MnR钢在设计温度87.5℃时的许用应力为[o]}=170MPa;壳体采用双面焊对接接头局部无损检测，焊接接头系数φ=0.85;查《化工设备机械设计基础》得错误!未找到引用源。,钢板厚度C=C₁+C₂=0.25+2=2.25mm。1.9.2.3塔体厚度确定对低合金钢容器，其最小厚度δmin=3mml²21;由于计算厚度δ<δmin,故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。已知温度70℃,进料的水密度为：P水=977.81kg/m³,那么:Pum=808.823kg/m³进料体积流量为：取u,=1.0m/s则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：φ108×4mm。1.9.3.2回流管已知回流温度40℃,甲醇液体密度为：P甲醇=783.5kg/m³14那么甲醇液体的体积流量：取uR=1.0m/s则：经圆整后选取热轧无缝钢管，规格为：φ108×4mm实际流速：1.9.3.3塔底出料管1.10常压塔设计工艺计算汇总表4-10浮阀塔设计结果数值或说明备注单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速：m/s板上液层高度h₁:m降液管底隙高度ho:m阀孔气速uo:m/s阀孔动能因素降液管液体停留时间θ:s降液管内流液层高Ha(m):雾沫夹带控制漏液线控制(1)热流量1.11常压精馏塔辅助设备的选型1.11.1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)计算换热面积采用管