精餾塔的設(shè)計(jì)畢業(yè)設(shè)計(jì).doc

精餾塔尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算初餾塔的主要任務(wù)是分離乙酸和水、醋酸乙烯，釜液回收的乙酸作為氣體分離塔吸收液及物料，塔頂醋酸乙烯和水經(jīng)冷卻后進(jìn)行相分離。塔頂溫度為102，塔釜溫度為117，操作壓力4kPa。由于浮閥塔塔板需按一定的中心距開閥孔，閥孔上覆以可以升降的閥片，其結(jié)構(gòu)比泡罩塔簡單，而且生產(chǎn)能力大，效率高，彈性大。所以該初餾塔設(shè)計(jì)為浮閥塔，浮閥選用F1型重閥。在工藝過程中，對初餾塔的處理量要求較大，塔內(nèi)液體流量大，所以塔板的液流形式選擇雙流型，以便減少液面落差，改善氣液分布狀況。4.2.1 操作理論板數(shù)和操作回流比初餾塔精餾過程計(jì)算采用簡捷計(jì)算法。（1）最少理論板數(shù)Nm系統(tǒng)最少理論板數(shù)，即所涉及蒸餾系統(tǒng)（包括塔頂全凝器和塔釜再沸器）在全回流下所需要的全部理論板數(shù)，一般按Fenske方程20求取。Nm=lgxD,lxD,hxW,hxW,llgav （49）式中 xD,l，xD,h輕、重關(guān)鍵組分在塔頂餾出物（液相或氣相）中的摩爾分?jǐn)?shù)；xW,l，xW,h輕、重關(guān)鍵組分在塔釜液相中的摩爾分?jǐn)?shù)； av輕、重關(guān)鍵組分在塔內(nèi)的平均相對揮發(fā)度； Nm系統(tǒng)最少平衡級（理論板）數(shù)。塔頂和塔釜的相對揮發(fā)度分別為D=1.78，W=1.84，則精餾段的平均相對揮發(fā)度：av=DW=1.781.84=1.81由式（49）得最少理論板數(shù)：Nm=lg0.77140.0010.99990.0001lg1.81=27初餾塔塔頂有全凝器與塔釜有再沸器，塔的最少理論板數(shù)Nm應(yīng)較Nm小，則最少理論板數(shù)：Nm=Nm-1=27-1=26。（2）最小回流比最小回流比，即在給定條件下以無窮多的塔板滿足分離要求時，所需回流比Rm，可用Underwood法計(jì)算。此法需先求出一個Underwood參數(shù)。i=1cixF,ii-=1-q （410）求出代入式（411）即得最小回流比。Rm=i=1cixD,ii-1 （411）式中 xF,i進(jìn)料（包括氣、液兩相）中i組分的摩爾分?jǐn)?shù)；c組分個數(shù)；ii組分的相對揮發(fā)度；Underwood參數(shù)；xD,i塔頂餾出物中i組分的摩爾分?jǐn)?shù)。 q=每千摩爾進(jìn)料轉(zhuǎn)化為飽和蒸氣所需的熱量進(jìn)料的千摩爾汽化潛熱進(jìn)料狀態(tài)為泡點(diǎn)液體進(jìn)料，即q=1。取塔頂與塔釜溫度的加權(quán)平均值為進(jìn)料板溫度（即計(jì)算溫度），則tva=DtD+WtWF=981.18102+867.021171848.20=109.04在進(jìn)料板溫度109.04下，取組分B（H2O）為基準(zhǔn)組分，則各組分的相對揮發(fā)度分別為AB=2.1，BB=1，CB=0.93，所以f=i=1cixF,ii-+q-1 = 2.10.12072.1-+10.40961-+0.930.46960.93-=0利用試差法解得=0.9658，并代入式（411）得Rm=2.10.22742.1-0.9658+10.77141-0.9658+0.930.0010.93-0.9658-1=21.95（3）操作回流比R和操作理論板數(shù)N0操作回流比與操作理論板數(shù)的選用取決于操作費(fèi)用與基建投資的權(quán)衡。一般按R/Rm=1.21.5的關(guān)系求出R，再根據(jù)Gilliland關(guān)聯(lián)20求出N0。取R/Rm=1.2，得R=26.34，則有：R-RmR+1=26.34-21.9526.34+1=0.16查Gilliland圖得N0-NmN0+1=N0-26N0+1=0.48解得操作理論板數(shù)N0=51。4.2.2 實(shí)際塔板數(shù)（1）進(jìn)料板位置的確定對于泡點(diǎn)進(jìn)料，可用Kirkbride提出的經(jīng)驗(yàn)式進(jìn)行計(jì)算。lgnm=0.206lgWDxF,hxF,lxW,lxD,h2 （412）式中 xF,l，xF,h輕、重關(guān)鍵組分在進(jìn)料液相中的摩爾分?jǐn)?shù)；n精餾段理論塔板數(shù)；m提餾段理論塔板數(shù)（包括塔釜）。將代入數(shù)據(jù)到式（412）可得lgnm=0.206lg867.02981.180.46960.40960.00010.0012=-0.4108解得n/m=0.39，且N0=n+m=51，可得n=15，m=36（包括塔釜）。所以，精餾段理論板數(shù)為15，提餾段理論塔板數(shù)為35。（2）實(shí)際塔板數(shù)全塔效率E的定義：E=在指定回流比與分離要求下所需理論板數(shù)在相同條件下所需的實(shí)際板數(shù)可用Drickamer-Bradford法20計(jì)算全塔效率，其關(guān)聯(lián)式：E=0.170.616lgav （413）進(jìn)料狀態(tài)下各組分的粘度分別為A,F=0.178cP，B,F=0.259cP，C,F=0.406cP，則進(jìn)料液體的平均摩爾黏度：av=xii=0.12070.178+0.40960.259+0.46960.406=0.318 由式（413）可得E=0.170.616lg0.318=0.48精餾段實(shí)際塔板數(shù)為N1=15/0.48=32，提餾段實(shí)際塔板數(shù)為N2=35/0.48=73，所以初餾塔實(shí)際塔板總數(shù)為N=32+73=105。取塔板間距HT=0.6m，精餾段和提餾段的有效高度分別為：Z1=N1HT=320.6=19.2mZ2=750.6=45m所以初餾塔的有效高度：Z=Z1+Z2=19.2+45=64.2m4.2.3 初餾塔尺寸計(jì)算在不同溫度下，初餾塔內(nèi)液體在塔不同位置各組分的密度及表面張力數(shù)據(jù)如表42所示。表42 物性數(shù)據(jù)表組分進(jìn)料位置塔頂密度（kg/m3）表面張力（mN/m）密度（kg/m3）表面張力（mN/m）A（VAc）81713.2082514.30B（H2O）95157.80958.460.10C（HVc）94318.03957.819.26進(jìn)料位置液體密度：F,L=10.1207817+0.4096951+0.4696943=929kg/m3同理可得，精餾塔塔頂混合液體密度D,L=924.6kg/m3，則精餾段液體的平均密度： L=(929+924.6)/2=926.8kg/m3根據(jù)=pM/(ZRT)得：F,V=1.78kg/m3，D,V=1.28kg/m3，則精餾段氣體的平均密度： V=(1.78+1.28)/2=1.53kg/m3進(jìn)料位置液體表面張力：F=xii=13.201207+57.800.4096+18.030.4696=33.74mN/m同理可得，塔頂液體的表面張力D=49.62mN/m，則精餾段液體的平均表面張力：=F+D/2=33.74+49.62/2=41.68mN/m塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量：D=981.18(86.0910.2274+18.020.7714+60.050.001)=32906.59kg/h 本設(shè)計(jì)因?yàn)樘幚砹枯^大，一個初餾塔難以滿足生產(chǎn)需求，所以改用四個相同的初餾塔并聯(lián)處理。由于R=L/D，則塔頂與全凝器之間物流的質(zhì)量流量：L=RD/4=26.3432906.59/4=216689.90kg/hV=(R+1)D/4=(26.34+1)32906.59/4=224916.54kg/h塔頂與全凝器之間物流的體積流量：LS=L/D,L=216689.90/924.6=233.80m3/h=0.065m3/sVS=V/D,V=224916.54/1.28=147004.27m3/h=40.83m3/s（1）塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算精餾塔的空塔氣速u應(yīng)比uf小，對于一般液體，u可取為(0.70.8)uf，而液泛氣速可根據(jù)式（414）計(jì)算。uf=CL-VV0.5 （414）式中 uf 液泛氣速，m/s；C氣體負(fù)荷因子。已知塔板間距HT=0.6m，取板上液層高度hL=0.075m，則HThL=0.525m。采用（414）計(jì)算液泛氣速，要先從史密斯關(guān)聯(lián)圖21中讀出C20以求得C。為此，首先算出FP=LSVSLV0.5=233.80147004.27926.81.530.5=0.04從史密斯關(guān)聯(lián)圖中讀出FP=0.04及HThL=0.525m時，C20=0.13。所以C=C20200.2=0.1341.68200.2=0.15由式（414）得uf=0.15926.8-1.531.530.5=3.69m/s液泛分率為0.8時，氣速u=0.8uf=0.83.69=2.952m/s，因此所需氣體流通截面積：A=VSu=40.832.952=13.83m2對于雙流型一般取lw/D=0.50.7，因液體流量較大取堰長lw=0.7D，查圖14得降液管截面積與塔板總面積之比Af/AT=0.085，則氣體流通截面積與塔板總面積之比：AAT=AT-AfAT=1-AfAT=1-0.085=0.915于是得AT=13.83/0.915=15.12m2，則初餾塔塔徑：D=4AT0.5=415.123.140.5=4.39m圓整后取塔徑D=5m，于是有：初餾塔橫截面積：AT=D2/4=0.78552=19.625m2氣體流通截面積：A=0.91519.625=17.957m2（2）筒體及封頭壁厚該初餾塔為常壓精餾，取設(shè)計(jì)壓力為0.1MPa，所用材料為0Cr18Ni10Ti，標(biāo)準(zhǔn)為GB 4237。則壁厚=pcDi2t-pc=0.1500021370.85-0.1=2.15mm圓整后取初餾塔壁厚為5mm。根據(jù)JB/T 473795，選用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭作為初餾塔封頭，即Di/2hi=2，K=1。封頭所用材料為0Cr18Ni10Ti，厚度可取筒體壁厚=5mm；Di=D=5000mm，hi=D/4=1250mm；封頭的直邊高度取h2=50mm。（3）支座初餾塔的支座選用圓筒形裙座，材質(zhì)為16MnR，裙座與塔體的鏈接采用對接式焊接，裙座筒體內(nèi)徑為5000mm，厚度為30mm。地腳螺栓的結(jié)構(gòu)選擇外螺栓型結(jié)構(gòu)形式，螺栓選用M806，個數(shù)為30個。裙座上開設(shè)2個長圓形人孔，曲邊半徑r0=250mm，高G=700mm。在裙座上設(shè)置6個直徑為100mm的排氣孔。4.2.4 接管與管法蘭塔頂氣體的體積流量：VD=VS=40.83m3/s初餾塔進(jìn)料液體、塔釜液體的平均摩爾質(zhì)量：MF=0.120786.091+0.409618.02+0.469660.05=45.97kg/kmolMW=0.000118.02+0.999960.05=60.05kg/kmol已知進(jìn)料液體、塔釜液體的密度：F,L=929kg/m3W,L=10.0001951+0.9999943=943kg/m3所以，進(jìn)料液體和塔釜液體的體積流量：VF=FMF43600F,L=1848.2045.9743600929=0.00632m3/sVW=867.0260.0543600943=0.00383m3/s分別取進(jìn)料管液體速度、塔頂出料管氣體速度和塔釜出料管液體速度為uF=1m/s，uD=30m/s，uW=1m/s，則進(jìn)料管、塔頂和塔釜接管直徑：dF=4VFuF0.5=40.006323.1410.5=0.0898mdD=440.833.14300.5=1.3167mdW=40.003833.1410.5=0.0699m圓整后取進(jìn)料、塔頂出料和塔釜出料接管的公稱直徑分別為100mm，1400mm，100mm。進(jìn)料接管和塔頂出料接管選用相同的標(biāo)準(zhǔn)法蘭。根據(jù)HG 20592200922，選用的標(biāo)準(zhǔn)法蘭尺寸分別列于表43中。表43 初餾塔接管法蘭尺寸名稱進(jìn)料與塔釜出料塔頂出料選型突面（RF）帶頸平焊法蘭突面（RF）帶頸對焊法蘭法蘭材料（鍛件）12CrMo1（JB/T 4726）12CrMo1（JB/T 4726）接管公稱直徑/mm1001400接管外徑A/mm114.3A1=1422法蘭外徑D/mm2101675螺栓孔中心圓直徑K/mm1701590螺孔直徑L/mm1842螺孔數(shù)n436螺栓規(guī)格M16M393法蘭內(nèi)徑B/mm1161398法蘭高度H/mm40145法蘭標(biāo)準(zhǔn)件編號HG205922009SORFA6_10HG205922009WNRFA10_26墊片選型突面（RF型）非金屬平墊片突面（RF型）非金屬平墊片墊片內(nèi)徑D1/mm1151422墊片外徑D2/mm1521548墊片厚度T/mm1.53墊片標(biāo)準(zhǔn)件編號HG206062009RF6_10HG206062009RF10_26螺栓選型六角螺栓六角螺栓螺栓標(biāo)準(zhǔn)GB5728A級GB5785A級螺栓材料A4-50（GB/T 5782）A4-50（GB/T 5782）螺母選型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 溢流裝置堰長lw=0.7D=0.75=3.5m根據(jù)lw/D=0.7，查圖14得雙溢流型塔板弓形溢流堰寬度與塔徑之比Wd/D=0.14，則Wd=0.14D=0.145=0.7m。降液管截面積：Af=19.62516.878=1.668m2可由液體在降液管中的停留時間(35)s驗(yàn)算降液管設(shè)計(jì)的合理性，即=3600AfHTLS=36001.6680.6223.80=16.10s>5s所以降液管的設(shè)計(jì)合理。初餾塔的堰型選用平直堰。已知hL=0.075m，由LS/lw2.5=233.80/3.52.5=10.20，查圖14得液流收縮系數(shù)E=1.026，則平直堰堰上液流高度：h0w=2.841000ELSlw23=2.8410001.026233.803.523=0.048m則出口堰高度：hw=hLh0w=0.0750.048=0.027m為保證液封和防止堵塞，降液管底隙高度h0應(yīng)小于hw，取底隙內(nèi)液體流速為u0=0.75m/s，則降液管底隙高度：h0=LSlwu0=0.0653.50.75=0.025m<hw初餾塔塔徑較大，所以受液盤選用凹形受液盤，以保證溢流液平穩(wěn)進(jìn)入塔板，取凹形受液盤深度為hw=50mm。4.2.6 塔板布置對于雙流型塔板，取安定區(qū)寬度Ws=0.1m，塔板邊緣寬度Wc=0.06m，中間降液管寬度Wd=0.2m；已知Wd=0.7m，則xs=0.5D-Wd+Ws=0.55-0.7+0.1=1.7mxd=0.5Wd+Ws=0.50.2+0.1=0.2mr=0.5D-Wc=0.55-0.06=2.44m鼓泡區(qū)為氣液接觸有效區(qū)，鼓泡面積：Aa=2xsr2-xs2+r2sin-1xsr-2xdr2-xd2+r2sin-1xdr=21.722.442-1.722+2.442sin-11.722.44 -20.432.442-0.432+2.442sin-10.432.44 =13.18m2本設(shè)計(jì)選用F1型重閥（33g），孔徑d=0.039m。浮閥排列形式采用正三角形叉排。因?yàn)椴媾艜r，相鄰兩閥中吹出的氣流對液層的攪拌作用顯著，鼓泡均勻，液面梯度小，霧沫夾帶量也較小。閥孔動能因數(shù)可取F0=81114，取F0=11，則閥孔氣速：u0=F0/V0.5=11/1.530.5=8.89m/s浮閥數(shù)：nf=4VSd2u0=440.833.140.03928.89=3847取閥孔間距t=0.075m，浮閥排列形式按正三角形叉排，浮閥在塔板的鼓泡區(qū)的排布數(shù)量：n=2Aa3t2=213.1830.0752=2706塔的開孔率依閥孔數(shù)而定，一般在常、減壓塔中為塔板總面積的10%15%左右。浮閥塔的開孔率：=0.785d2nfAT=0.7850.0392270619.625=0.165浮閥塔的開孔率=16.5%，僅稍大于15%，故浮閥的排布依然合理。根據(jù)浮閥在塔板上排布數(shù)計(jì)算得實(shí)際閥孔氣速為：u=4VSd2n=440.833.140.03922706=12.65m/s4.2.7 流體力學(xué)驗(yàn)算（1）塔板壓力降hp氣體通過干塔板的壓力降：hpd=5.34u2V2gL=5.3412.6521.5329.81926.8=0.072m 液柱氣體通過液層壓力降：hpL=0.5hw+h0w=0.50.075=0.0375m液柱因此，塔板壓力降：hp=hpd+hpL=0.072+0.0375=0.1125m液柱（2）降液管液面高度Hd為了防止液泛，液面高度的校核關(guān)系式為HdfHT+hw，f為泡沫相對密度，對一般物系f=0.5。液體通過降液管的阻力：hd=0.153LSlwh02=0.1530.0653.50.0252=0.0844m液面落差很小而忽略不計(jì)，于是降液管液面高度：Hd=hw+h0w+hd+hp=0.027+0.048+0.0844+0.1125=0.2719m則有Hdf=0.2719/0.5=0.5438<0.6+0.027=0.627，故不會發(fā)生降液管液泛現(xiàn)象。（3）霧沫夾帶量ev霧沫夾帶量和泛點(diǎn)百分率是有關(guān)的，霧沫夾帶量ev的計(jì)算方法之一是算出泛點(diǎn)率F1再來確定ev的大小。霧沫夾帶量應(yīng)控制在ev<0.1kg/kg(氣)，對于直徑較大的塔，相應(yīng)的F1值為F1<80%82%。初餾塔氣速：u=VSAT=40.8319.625=2.08m/s實(shí)際液泛分率：F1=uuf=2.083.69100%=56.37%因此，F(xiàn)1=56.37%<80%，故霧沫夾帶量滿足ev<0.1kg/kg(氣)的要求。4.3 小結(jié)在反應(yīng)器尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算過程中，利用主反應(yīng)的動力學(xué)模型結(jié)合固定床反應(yīng)器的速率定律、設(shè)計(jì)方程和計(jì)量方程等方程初步計(jì)算出反應(yīng)器內(nèi)所需催化劑的裝填量。然后根據(jù)手冊選擇合適的反應(yīng)管尺寸及反應(yīng)管排布方式，以計(jì)算出列管數(shù)，最終確定反應(yīng)器的殼體尺寸。除此之外，選擇并計(jì)算了反應(yīng)器的封頭、支座、接管、折流板、管板及氣體分布器等附件?，F(xiàn)將反應(yīng)器的相關(guān)數(shù)據(jù)列于表44中。在初餾塔尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算過程中，利用簡捷計(jì)算法計(jì)算出初餾塔的最小回流比和最少理論板數(shù)，并最終確定初餾塔的實(shí)際操作回流比、實(shí)際操作板數(shù)與進(jìn)料板位置。設(shè)計(jì)中計(jì)算出初餾塔的接管尺寸，并根據(jù)手冊選擇接管法蘭、墊片和螺栓。同時設(shè)計(jì)了溢流裝置和塔板布置情況，并對初餾塔進(jìn)行部分流體力學(xué)驗(yàn)算?，F(xiàn)將初餾塔的相關(guān)數(shù)據(jù)列于表45中。