精馏塔的设计毕业设计

1、精储塔的设计（毕业设计）精微塔的设计（毕业设计）精微塔尺寸设计计算 初储塔 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 C,塔釜温度为117C,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，具结构比泡罩塔简单，而且生产能力大， 效率高，弹性大。所以该初储塔设计为浮阀塔，浮阀选用F1型重阀。在工艺过程中，对初储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储塔精储过程计算采用

2、简捷计算法。（1）最少理论板数 Nm系统最少理论板数，即所涉及蒸储系统（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,h x xW,hxW,llg a aV 49） 式中 xD,l , xD,h 轻、重关键组分在塔顶储生物（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a av轻、重关键组分在塔内的平均相对挥的摩尔分数；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aD=1.7& aW=1.84则精微段的平均相对挥发度：a av= a Da W=1.78X 1.8

3、4=1.81 式（49）得最少理论板数： Nm =lg0.77140.001 0.99990.00011g1.81=27 初储塔塔顶有 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。此法需先求由一个 Underwood参数 Ri=1c aixF,i-0a=1q （410） 求生 9代入式（411）即 得最小回流比。Rm=i=1ca ixD,i -师1 （411） 式中 xF,i 进料（包 括气、液两相）中 i组分的

4、摩尔分数；c组分个数；a i i-组分的相对挥发度； -Underwood参数；xD,i 塔顶储生物中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 o取塔顶与塔釜温度的加权平均值为进料板温度（即计算温tva=DtD+WtWF=981.18 X 102+867.02 1171848.20=109.04 在 进料板温度109.04 C下，取组分 B (H2O)为基准组分，则 各组分的相对挥发度分别为a AB=2.1, a BB=1, a CB=0.93所 以f 0 =i=1c a ixF,i- 0o+q1=2.1 0.12072

5、.1- 9 +1 X 0.40961 +0.93 X 0.46960-93=0 禾用 试 差法解得 9 =0.9658, 并代入式 (4 11 ) 得 Rm=2.1 X0.22742.1-0.9658+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。一般按R/Rm=1.21.5的关系求生 R,再根据Gilliland关 联20求生N0o取 R/Rm=1.2,得 R=26.34,贝U有： R-RmR+1=26.34-21.9526.34+1=0

6、.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提由的经验式进行计算。lgnm=0.206lgWD XxF,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精储段理论塔板数；m提微段理论塔板数(包括塔釜)O将代入数据到式 (412 ) 可得lgnm=0.206lg867.02981.18 0.46960.40960.00010.0012=-0.4108 解得 n/m=0.39 ,且 N0=n

7、+m=51 ,可得 n=15, m=36 (包括 塔釜)。所以，精微段理论板数为15,提微段理论塔板数为 35o(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=0.17 0.6161g va (413)进料状态下各组分的粘度分另I为以 A,F=0.178cP,以 B,F=0.259cP 以 C,F=0.406cP 贝U进料液体的平均摩尔黏度：a av=xi 以 i=0.1207 X 0.178+0.4096 X 0.259+0.4696 X 0.406=0.318 由式

8、(413)可得 E=0.17 0.6161g0.318=0.48 精微段实际塔板数为N1=15/0.48=32 ,提微段实际塔板数为N2=35/0.48=73 ,所以初储塔实际塔板总数为N=32+73=105。取塔板间距HT=0.6m ,精储段和提储段的有效高度分别为：Z1=N1HT=32X 0.6=19.2m Z2=75 X0.6=45m 所以初储塔的有效高度：Z=Z1+Z2=19.2+45=64.2m 4.2.3初储塔尺寸计算在不同温度下，初储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 p(kg/m3 ) 表面张力 a (mN/m

9、 ) 密度 p (kg/m3 ) 表面张力 a(mN/m) A (VAc) 817 13.20 825 14.30 B (H2O) 95157.80 958.4 60.10 C ( HVc ) 943 18.03 957.8 19.26 进料位置 液体密度：p F,L=10.1207817+0.4096951+0.4696943=929kg/m3 同理可得，精微塔塔顶混合液体密度 p D,L=924.6kg/m3,则精微段液体的平均密度：p L=(929+924.6)/2=926.8kg/m3 根据 p =pM/(ZRT碍：p F,V=1.78kg/m3 p D,V=1.28kg/m3,则精微

10、段气体的平均密 度：p V=(1.78+1.28)/2=1.53kg/m3进料位置液体表面张力：(yF=xi a i=13.20 X 1207+57.80 X 0.4096+18.03 X 0.4696=33.74mN/m同理可得，塔顶液体的表面张力 > D=49.62mN/m,则精微 段液体的平均表面张力：a = a F+ a D/2=33.74+49.62/2=41.68mN/mM顶产品的质量流 口 小：D=981.18 X86.091 仅2274+18.02 (X7714+60.05 0.001)=32906.59kg/h本设计因为处理量较大，一个初储塔难以满足生产需求，所以改用四

11、个相同的初储塔并联处理。由于R=L/D ,则塔顶与全凝器之间物流的质量流量：L=RD/4=26,34 M2906.59/4=216689.90kg/h V=(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/ p D,L=216689.90/924.6=233.80m3/h=0.065m3/sVS=V/ p D,V=224916.54/1.28=147004.27m3/h=40.83m3/s (1) 塔径的设计计算 精储塔的空塔气速 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(

12、414) 计算。uf=Cpl-pVp V0.5(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 , 贝U HT hL=0.525m。采用(414)计算液泛气速，要先从史密斯关联图21中读生C20以求得Co为 此， 首 先 算 由 FP=LSVSp Lp V0.5=233.80147004.2792681.530.5=0.04 从 史 密斯关联图中读生 FP=0.04及HT hL=0.525m时，C20=0.13。所以 C=C20(y 200.2=0.1341.68200.2=0.15 由式(414)得 uf=0.159

13、26.8-1.531.530.5=3.69m/s 液泛分率为 0.8 时，气速 u =0.8uf=0.8 369=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：A AT =AT -Af AT =1-Af AT =1-0.085=0.915 于是得 AT =13.83/0.915=15.12m2 ,则初福塔塔径：D=4AT 兀 0.5=4 X 15.123.1.5

14、=4.39m 圆整后取塔径 D=5m , 于是有：初福塔横截面积：AT=u D2/4=0.785 X 52=19.625mt体流通截面积：A=0.915 X19.625=17.957m2 (2)筒体及封头壁厚 该初微塔 为常压精微，取设计压力为0.1MPa,所用材料为 0Cr18Ni10Ti ,标准为 GB 4237。贝U壁厚8 =pcDi2(pC=0.1 50002 X137>0.85-0.1=2.15mm圆整后取初储塔壁厚为5mm o根据JB/T 473795,选用标准椭圆形封头作为初储塔封 头，即 Di/2hi=2 , K=1。封头所用材料为 0Cr18Ni10Ti ,厚度可取筒体

15、壁厚 8 =5mm Di=D=5000mm , hi=D/4=1250mm ;封头的直边高度取 h2=50mm。(3)支座初储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M80X 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初储塔进料液体、塔釜液体的平均摩尔质量：MF=0.1207 X86.091+0.4096

16、1)8.02+0.4696 60.05=45.97kg/kmol MW=0.0001X 18.02+0.9999 60.05=60.05kg/kmol 已知进料液体、塔釜液体的密度：p F,L=929kg/m3 p W,L=10.0001951+0.9999943=943kg/m3 所 以，进料液体和塔釜液体的体积流量：VF=FX MF4X 3600 X p F,L=1848.20 X 45.974 X 3600 X 929=0.00632 m3/s VW=867.02X60.054 3600 X943=0.00383m3/s 分另取进料管液体速度、塔顶由料管气体速度和塔釜由料管液体速度为uF

17、=1m/s, uD=30m/s , uW=1m/s,则进料管、塔顶和塔釜接管直径：dF=4VFu uF0.5=4 X 0.006323.14 X 10.5=0.0898mdD=4X40.833.14 300.5=1.3167mdW=4< 0.003833.14 1)0.5=0.0699m 圆整后取进料、塔顶由料和塔釜由料接管的公称直径分别为100mm , 1400mm ,100mm。进料接管和塔顶由料接管选用相同的标准法兰。根据HG 20592-2009(22,选用的标准法兰尺寸分别列于 表43中。表4-3初储塔接管法兰尺寸 名称 进料与塔釜由料 塔 顶由料 选型 突面(RF)带颈平焊法

18、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/mm 100 1400接管外径 A/mm 114.3 A1=1422法兰外径 D/mm 210 1675 螺栓孔中心圆直径 K/mm 170 1590 螺孔直径L/mm 18 42 螺孔数n 4 36螺栓规 格 M16 M39X 3法兰内径 B/mm 116 1398法兰高度 H/mm 40 145 法兰标准件编号 HG20592 2009SORFA 6_10 HG20592 2009WNRFA -10_26 垫片选型 突面(RF 型)非 金属平垫片 突

19、面(RF型)非金属平垫片垫片内径D1/mm115 1422 垫片外径 D2/mm 152 1548 垫片厚度 T/mm 1.5 3 垫 片标准 件编号HG20606 2009RF6_10HG20606 2009RF -10_26螺栓选型 六角螺栓 六角螺栓 螺栓标准 GB5728 A 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=0.7 5=3.5m 根据 lw/D=0.7

20、,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 ,贝U Wd=0.14D=0.14X 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问 e >(3- 5)s验算降液管设计的合理性，即 9 =3600AfHTLS=3600 X 1.668 X 0.6223.80=16.10s>5以降液 管的设计合理。初福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=2.841000

21、ELSlw23=2.841000 1.026233.803.523=0.048m 则由口堰高度：hw=hL h0w=0.075 0.048=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 =0.0653.5 政5=0.025m 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=0.5 X5-0.7+0.1=1.7mxd=0.5Wd+Ws=0.5X0.2+0.

22、1=0.2m r=0.5D-Wc=0.5 5-0.06=2.44m 豉泡 区为气液接触有效区，豉泡面积：Aa=2xsr2-xs2+r2sin-1xsr-2xdr2-xd2+r2sin-1xdr =21,722.442-1.722+2.442 sin-11.722.44 -20.43 2442-0.432+2.442 siX10.432.44 =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，相邻两阀中吹由的气流对液层的搅拌作用显著，豉泡均匀，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,贝U阀孔气

23、速:u0=F0/ p V0.5=11/1.530.5=8.89m/s浮阀数：nf=4VS 兀 d2u0=4 X 40,833.14 X 0.0392 X 8.89=W7L间距 t=0.075m,浮阀排列形式按正三角形叉排，浮阀在塔板的豉泡区的排布数量：n=2Aa3t2=2 XI3,183 0.0752=2706塔的开孔率小依阀孔数而定，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：3=0.785d2nfAT=0.785 X 0,0392 X 270619.625=0做塔的开孔率3=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=4VSu d2n=4X 40,833.14 X 0203706=12.65m/s 4.2.7 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=5.34u2 p V2gp L=5.34 X 12.652 X 1.532 X 9.81 X 926.8=0,072m液柱 气体通过液层压力降：hpL=0.5hw+h0w=0.5 >0.