常壓精餾塔的計(jì)算與設(shè)計(jì)案例6700字

常壓精餾塔的計(jì)算與設(shè)計(jì)案例 11.1設(shè)計(jì)任務(wù)和條件 2 2(2)各點(diǎn)液相甲醇摩爾分?jǐn)?shù) 2(3)各點(diǎn)平均摩爾質(zhì)量 2 31.3.1處理能力 31.3.3最小回流比 31.3.4理論板數(shù) 31.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 41.1.1操作壓力及溫度 41.1.2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 51.1.3平均密度及體積流量的計(jì)算 61.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 81.5.1精餾段塔徑的計(jì)算 8 91.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 111.6.1溢流裝置的計(jì)算 1.6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 1.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)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(fù)荷性能圖 171.8.1霧沫夾帶線 1.8.2液泛線 1.8.3液相負(fù)荷上限線 1.8.4液相負(fù)荷下限線 1.8.5漏液線 20 201.9.2塔體壁厚計(jì)算 1.9.3接管設(shè)計(jì) 1.10常壓塔設(shè)計(jì)工藝計(jì)算匯總 281.11常壓精餾塔輔助設(shè)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(jì)算及選型 設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)能力為年產(chǎn)30萬噸精甲醇，產(chǎn)品的甲醇含量達(dá)到99.95%,塔釜?dú)堃号欧盼镏泻状技s為1%;操作條件參數(shù)如表4-1所示數(shù)據(jù)提餾段平均溫度tm'全塔平均溫度t回流液溫度t'(2)各點(diǎn)液相甲醇摩爾分?jǐn)?shù)(3)各點(diǎn)平均摩爾質(zhì)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(shù)的計(jì)算1.3.1處理能力進(jìn)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(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作，回流比選擇范圍為1.1-2.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，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(jìn)料熱狀態(tài)是泡點(diǎn)進(jìn)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(shù)運(yùn)用簡捷算法求理論板數(shù)，根據(jù)查吉利蘭關(guān)聯(lián)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(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1.1.1操作壓力及溫度每層塔板壓降△p=0.9kPa,實(shí)際進(jìn)料板數(shù)Nm=9,實(shí)際塔板數(shù)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(shè)計(jì)手冊》錯誤!未找到引用源。得到：ABC依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)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(zhì)量的計(jì)算(1)塔頂平均摩爾質(zhì)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(jì)算溫度℃甲醇的密度kg/m3水的密度kg/m3進(jìn)料板的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：塔頂?shù)馁|(zhì)量分?jǐn)?shù)為：塔釜的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：1.1.3.1精餾段平均密度及體積流量的計(jì)算(1)氣相：由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，則：精餾段的汽相負(fù)荷為：V=(R+1)D=1311.81kmol/h=35341.19kg/h(2)液相：平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：那么液相的平均密度為：解得：Pm=780.780kg/m3精餾段的液相負(fù)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(jì)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(jì)算(2)操作負(fù)荷系數(shù)精餾段功能參數(shù)：(3)最大流速“max取安全系數(shù)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(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整后為D=2410mm塔截面積為：實(shí)際空塔氣速為：(1)精餾段的氣、液相體積流率：(1)操作負(fù)荷系數(shù)提餾段功能參數(shù)：(2)最大流速"max取安全系數(shù)0.8,則空塔氣速為：u=0.8umax=0.8×3.0522=2.442按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整后為D=2500mm結(jié)合精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，應(yīng)取全塔塔徑為D=2500mm。1.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1.6.1.1溢流堰的設(shè)計(jì)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(yán)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(jì)算，式中，Ln—塔內(nèi)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(shè)計(jì)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(shù)目與排列1.6.2.1塔板布置(1)塔板的分塊本設(shè)計(jì)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(qū)寬度確定已知降液管寬度Wa=0.3725m,選取的無效邊緣區(qū)，取邊緣區(qū)寬度We=0.06m(大塔一般為50~70mm);破沫區(qū)寬度Ws=0.10m(D>1.5m時一般取1.6.2.2浮閥數(shù)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(shù)目：計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)(開孔區(qū))面積：本設(shè)計(jì)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(nèi)，符合要求。1.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)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(shè)計(jì)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(shè)進(jìn)口堰，故可按下式計(jì)算，即取校正系數(shù)β=0.6(不易發(fā)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(fā)生液泛時的空塔氣速的比值作為估算液沫夾帶量的指標(biāo)，即泛點(diǎn)率。板上液體流經(jīng)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(jù)甲醇-水系統(tǒng)屬于無泡沫正常系統(tǒng)，物系系數(shù)K=1.0,由Pv=0.99kg/m2,泛點(diǎn)率為：或分別計(jì)算出的泛點(diǎn)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(fù)荷性能圖1.8.1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率可按下式計(jì)算：限值也可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出V-L的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶按泛點(diǎn)率80%計(jì)算：由以上式子可知：霧沫夾帶線為一條直線，在操作范圍內(nèi)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(lián)立代入得：因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則Hr、h、h?、I、Pv、PL、E。、h式中，閥孔數(shù)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(nèi)任取幾個Ls值，算出Vs值如下表01.8.3液相負(fù)荷上限線在V～~L圖上，液相負(fù)荷上限線是與氣體流量無關(guān)的直線，液體的最大流量應(yīng)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(shù))為：1.8.4液相負(fù)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(fù)荷下限條件，依下列how的計(jì)算式計(jì)算出L,的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直取E=1,則1.8.5漏液線 對于F1型重閥，以Fo=5為規(guī)定氣體最小負(fù)荷，即F?=u?√Pv=5計(jì)算，式中d?、N、Pv均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷V塔板負(fù)荷性能圖500A(1)在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接OA,作出操作線，處在適宜操作(2)塔板的氣相負(fù)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(jié)構(gòu)及附件的設(shè)計(jì)1.9.1塔總體高度計(jì)算本設(shè)計(jì)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(nèi)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(jù)封頭厚度10mm,查得厚度負(fù)偏差C1=0.25mm,腐蝕余量C?=2mm校核水壓試驗(yàn)強(qiáng)度：式中：試驗(yàn)壓力得0.9Φσ,=0.9×0.85×345=263.925可見σ,<0.9do,所以水壓試驗(yàn)強(qiáng)度足夠，設(shè)計(jì)選用封頭尺寸符合要求。塔頂空間指最上層塔板到塔頂?shù)木嚯x，設(shè)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(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)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(hù)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(jìn)料板處板間距考慮在進(jìn)口處安裝防沖板錯誤!未找到引用源。,取進(jìn)料板處板間距Hp=800mm。塔體常用裙座支承，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座，其制作方便，經(jīng)濟(jì)上合理，應(yīng)用廣泛，由于裙座內(nèi)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(jì)算結(jié)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(yīng)考慮安裝和檢修時起吊塔度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計(jì)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(shè)置在塔頂部，用于除去氣體夾帶的液滴和霧沫，保證傳質(zhì)效率除沫器，其具有比表面積大、質(zhì)量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)，適用于潔凈的設(shè)計(jì)氣速選?。合禂?shù)K'=0.1071.9.2塔體壁厚計(jì)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(shè)計(jì)參數(shù)最大操作壓力Pw=130.13kPa,因一般精餾塔體都裝設(shè)安全閥，取設(shè)計(jì)壓力Pc=1.1×130.13=143.143kPa,設(shè)計(jì)溫度t=87.5°℃;查得16MnR鋼在設(shè)計(jì)溫度87.5℃時的許用應(yīng)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(shù)φ=0.85;查《化工設(shè)備機(jī)械設(shè)計(jì)基礎(chǔ)》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(jì)算厚度δ<δmin,故里對以上值無法進(jìn)行計(jì)算，所以采用現(xiàn)場實(shí)際數(shù)據(jù)，則筒體壁厚為10mm。已知溫度70℃,進(jìn)料的水密度為：P水=977.81kg/m3,那么:Pum=808.823kg/m3進(jìn)料體積流量為：取u,=1.0m/s則：經(jīng)圓整后選取熱軋無縫鋼管，規(guī)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(jīng)圓整后選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格為：φ108×4mm實(shí)際流速：1.9.3.3塔底出料管1.10常壓塔設(shè)計(jì)工藝計(jì)算匯總表4-10浮閥塔設(shè)計(jì)結(jié)果數(shù)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(nèi)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(shè)備的選型1.11.1冷凝器的選型塔頂65℃的氣體經(jīng)過冷凝器冷凝為液體。冷凝水進(jìn)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(fù)荷由第3章熱量衡算可知：(2)計(jì)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(jì)算換熱面積采用管