精馏塔设备设计及选型 - 图文

第四章 设备设计及选型

4.1 设备设计标准

? 《钢制压力容器》GB150-98 ? 《压力容器用钢板》GB6654-96

? 《化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术要求》HG20537.4-92 ? 《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2-95 ? 《设备进、出管口压力损失计算》HG/T20570.9-95 ? 《钢制化工容器设计基础规定》HG20580-98 ? 《钢制化工容器材料选用规定》HG20581-98 ? 《钢制化工容器强度计算规定》HG20582-98 ? 《钢制化工容器结构设计规定》HG20583-98 ? 《钢制化工容器制造技术规定》HG20584-98 ? 《化工设备设计基础规定》HG/T20643-98 ? 《压力容器无损检测》JB4730-2005 ? 《钢制压力容器焊接工艺评定》JB4708-2000 ? 《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709-2000

? 《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744-2007 ? 《压力容器用钢锻件》JB4726-2000

? 《石油化工塔型设备设计规范》SH 3030-1997

4.2 设备设计及选型

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，塔可以使气液相或者液液相之间进行紧密接触，达到较为良好的相际传质及传热的目的。

在塔设备中常见的单元操作有：吸收、精馏、解吸和萃取等。此外工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等效果。

4.2.1 塔设备设计原则

? 具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触； ? 结构简单，处理能力大，压降低； ? 强化质量传递和能量传递。

4.2.2 塔设备的设计目标

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

（1）生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液、或液泛等破坏正常操作的现象；

（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期稳定操作；

（3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低正常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度；

（4）结构简单、材料耗用量小，制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用；

（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔器，都不可能完全满足上述所有要求，但是我们可以在某些方面做到独特之处。以此来达到较大的生产效率，提高企业的生产效益。

4.2.3 塔设备类型及选择

为了便于研究和比较，人们从不同角度对塔设备进行了分类。例如：按操作压力的不同可分为加压塔、常压塔、减压塔；按单元操作可分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；但最常用的分类是按塔的内件结构进行划分，分为板式塔和填料塔。

塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。

4.2.4 与物性有关的因素

（1）易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛；

（2）具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单造价便宜的筛板塔，穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换；

（3）具有热敏性的物料需减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料或散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔或浮阀塔；

（4）黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。因为板式塔的传质效率较差； （5）含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等，不宜使用填料塔；

（6）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔板上积有液层，可在其中安放换热管进行有效地加热或冷却。

4.2.5 与操作条件有关的因素

（1）若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等），宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统，宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡；

（2）大的液体负荷系统，可选用填料塔，若用板式塔时宜选用气液并流的塔型或选用板上液流阻力较小的塔型。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷；

（3）低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合；

（4）液气比波动的稳定性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动大时，选用板式塔。

4.2.6 其他因素

（1）对于多种情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径塔设备来说，需进行加压或常压操作时，应优先选用板式塔；对于减压操作过程，宜采用新型填料；

（2）一般填料塔比板式塔重；

（3）大塔以填料塔造价便宜。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。

气液传质分离用的最多的为塔式设备。它分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。现将板式塔与填料塔的主要结构特点作简要对比列于表4-1：

表4-1 板式塔和填料塔的主要特点比较

项目 板式塔 填料塔 备注 每块塔板的开孔

散装填料约

各块理论板压降

约1KPa

0.3KPa 规整填料约0.15KPa 规整填料的

分离效率比较稳

分离效率（HETP） 定，大塔效率会更

高些

HETP值比板式塔小，丝网的效率更高，新型散装填料与板式塔相当

规整填料处理能力比板式塔大，

处理能力与操作弹

性

操作弹性大

在真空和常压塔中为30%-50%，新型散装填料也可比板式塔高些

率为5%-10%，又有25-50mm清液层，故压降大。压降小是填料塔的主要优点 填料塔效率受液体分布影响大，预测比较难，可靠性不如板式塔

由于填料塔压降低，在高真空塔时还可以使相对挥发度有所上升 高真空填料塔的

对高真空操作的适应性（热敏、高沸

物料）

因压降大较难适应，尤其在高真空板中有多的场合

压降小的优点使其特别适用，高真空下应用规整填料会更佳

液体分布器往往要特殊设计才能达到高的分布质量。且散装填料可能会

对腐蚀性物料的适应性 必须用耐腐蚀性材料制作，往往比较困难或价格太高 易用陶瓷性耐腐蚀性材料，较合适 — 对易结垢、易堵塞系统的适应性 比较容易解决，清理也较容易 不适用 — 易起泡物系 较难，塔径、塔高均需要较大值 比较合适 填料塔的液体分布器需特别留意 填料费用上升很大，尤其是丝网大直径塔 很适合，造价低 规整填料，而且汽液分布均匀较难 减压大直径填料塔已有不少成功实例，此时因高效、高处理能力使塔体积减小 间歇精馏 可以用 因持液量少而更合适 因没增加一项，多进料、轴测线的方便性 均要增加一个再比较容易实现 不太合适 分布器，结构复杂而造价高，不太合适

中间换热 易实现 较难实施 — 塔的检修 容易 较难实现，规整填料几乎不可能 — 4.2.7 塔板的选择

塔板的主要特征为气液两相在板面上以气体鼓泡和液体喷射状态完成气液接触，传热和传质有明显的“级”式过程。在实际操作中，塔盘的结构在一定程度上仍然影响着操作的流体力学状态和传质性能的优劣。现将几种主要塔板的性能比较列表如下：

表4-2 几种主要塔板的性能比较

塔板类型 优点 缺点 适用场合 分离要求高、塔板数较多 分离要求高、负荷变化大 特别容易堵塞的物系 分离要求较低的闪蒸塔 分离要求较低的减压塔 筛板 结构简单、造价低、易堵塞、操作弹塔板效率高 效率高、操作范围宽 性较小 浮阀易脱落 结构复杂、造价浮阀 泡罩 较成熟、操作稳定 高、塔板阻力大、处理能力小 舌型板 结构简单、塔板阻力小 压降小、处理量大 操作弹性窄、效率低 浮板易脱落、效率较低 浮动喷射板

下表给出了几种主要塔板性能的量化比较：

表4-3 几种主要塔板性能的量化比较

塔板类型 泡罩 筛板 浮阀 舌型板 塔板效率 1.0 1.2~1.4 1.2~1.3 1.1~1.2 处理能力 1.0 1.4 1.5 1.5 操作弹性 5 3 9 3 压降 1 0.5 0.6 0.8 结构 复杂 简单 一般 简单 成本 1 0.4~0.5 0.7~0.9 0.5~0.6 此塔进行产品脱甲苯精馏塔的分离过程，要求生产能力大，产量稳定，效率高，但对操作弹性要求不高，负荷变化不大。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，我们初步选择目前使用较为广泛的筛板塔，下面通过具体的计算，论证选择筛板是否能满足生产要求。

4.2.8 脱甲苯精制塔(T0101)设计及选型

4.2.8.1 精馏塔精馏段的设计 1.物性参数

在设计中使用Aspen Plus进行模拟，计算得到精馏段为1~19块塔板，现将精馏段各个理论板上的计算结果列于下表：

表4-4 精馏段各理论板上的流量及物性数据列表

液体摩尔液体密

气体摩尔流

塔板温度压力流量度

量

序号 （℃） （Map） （kmol/h（kg/cu

（kmol/hr）

r） m） 1 2 3 4

104.490

0.102

6900

3450 10350 10506.3 10515.48

气体密

度（kg/cum）

液体表面

液体粘

张力

度（P）

（N/m）

829.639 2.56778 0.00322 0.010 828.435 2.57125 0.00317 0.010 827.280 2.58207 0.00312 0.009 826.279 2.58802 0.00309 0.009

108.576 0.1021 7056.301 108.746 0.1022 7065.483 108.819 0.1023 7068.535

5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 108.880 0.1024 7069.505 108.941 0.1025 7069.105 109.010 0.1026 7067.468 109.095 0.1027 7064.352 109.208 0.1028 7059.156 109.366 0.1029 7050.874 109.595 0.103 7038.019 109.930 0.1031 7018.602 110.421 0.1032 6990.327 111.124 0.1033 6942.31 10518.53 10519.5 10519.1 10517.46 10514.35 10509.15 10500.87 10488.01 10468.6 10440.32 825.500 2.59303 0.00307 0.009 824.941 2.59713 0.00307 0.009 824.559 2.60051 0.00304 0.009 824.304 2.61587 0.00300 0.008 824.131 2.62599 0.00298 0.008 824.009 2.63499 0.00297 0.008 823.918 2.64878 0.00296 0.008 823.845 2.65841 0.00295 0.008 822.781 2.67583 0.00295 0.008 821.722 2.68898 0.00295 0.008 （1）气相平均流量和平均密度

V?33018.3m3/h=9.17m3/s

?v?2.617kg/m3

（2）液相平均流量和平均密度

L?77.349m3/h=0.0215m3/s

?l?825.15kg/m3

（3）液相平均表面张力和粘度

??0.0086N/m=8.6dyne/cm ??0.003038P?0.3038cP 2.初算塔径

令HT?0.45m，假设hL=0.08m，则HT?hL?0.37m

1LρL10.0215825.15又()2=()2=0.042 VρV9.172.617查Smith泛点关联图

图4-1 Smith泛点关联图

得：C20?0.081

则气相负荷因子：C?C20?(所以允许有效空塔气速：

Ug(max)=CρL-ρV825.15?2.617=0.068=1.21m/s ρV2.617?20)0.2=C20?(8.60.2)?0.068 20选取表观空塔气速 Uop=0.8Ug(max)=0.8?1.21=0.97m/s

=所以初算塔径D’V9.17==3.34m

0.785Uop0.785?0.967圆整后取D?3.4m 3.塔径的初步核算

雾沫夹带

取l??0.6D?0.6?3.4=2.04m，D?3.4m

则弓形降液管面积

22Af?0.062?A?0.062?1.7??0.563m T所以WG?V9.17?2?1.08m/s

AT?Af1.7???0.5630.0057则雾沫夹带ev????(WG3.2)

HT?hf0.00571.08?()3.2 8.60.45?2.5?0.08?0.05277kg/kg汽?0.1kg/kg汽

停留时间

??HT?AfL?0.45?2?0.563?23s?5s

0.0215根据以上两步核算的结果，可认为塔径D?3.4m是合适的。 4.塔板布置设计 （1）塔板结构形式

降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种。 现将不同降液管的对比列于下表：

堰型 堰长lw 堰高hw 板上清液层高度hL 降液管底与板距离h0 孔径d 孔间距t 开孔区边缘与塔壁距离 Wc 开孔区边缘与堰距离 Ws 孔数n 开孔率Φ 开孔面积A0 稳定系数K 塔板压降 降液管内清液层高度 Hd 平堰 2.04m 0.06m 0.056m 0.05m 0.005m 0.0175m 0.05m 0.08m 39500 0.078 0.616 1.93 0.105m液柱 0.185425m液柱 0.05277kg（液体）/kg（气体）雾沫夹带 ev

4.2.7.2 精馏塔提馏段的设计 1.物性参数

在设计中使用Aspen Plus进行模拟，计算得到精馏段为15~33块塔板，现将精馏段各个理论板上的计算结果列于下表：

表4-8 精馏段各理论板上的流量及物性数据列表

塔板序号 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 液体摩温度压力尔流量（℃） （Map） （cum/hr） 气体摩尔流量（cum/hr） 液体密度（kg/cum） 气体密度（kg/cum） 液体表液体粘面张力度（P） （N/m） 113.692 0.1034 10955.5 9527.37 820.711 2.71029 0.00295 0.02242 114.068 0.1035 10985.8 10093.9 819.608 2.84009 0.00286 0.02197 114.187 0.1036 10996.9 10124.2 818.550 2.85420 0.00279 0.02156 114.285 0.1037 11003.5 10135.4 817.492 2.85798 0.00275 0.02109 114.388 0.1038 11006.2 10141.9 816.781 2.86014 0.00271 0.02076 114.519 0.1039 11004.4 10144.7 816.222 2.86456 0.00268 0.02041 114.716 0.104 10995.4 10142.9 815.711 2.86999 0.00265 0.02001 115.052 0.1041 10974.7 10133.9 815.608 2.87345 0.00261 0.01974 115.655 0.1042 10934.2 10113.2 814.550 2.87569 0.00257 0.01938 116.735 0.1043 10863.9 10072.7 813.492 2.88014 0.00251 0.01894 118.580 0.1044 10758.8 10002.4 813.507 2.88458 0.00249 0.01862 121.434 0.1045 10632.3 9897.34 813.992 2.90125 0.00245 0.01823 125.214 0.1046 10519.7 9770.79 817.603 2.92566 0.00236 0.01796 129.333 0.1047 10452.9 9658.18 825.500 2.94512 0.00231 0.01754 132.993 0.1048 10433.3 9591.43 827.026 2.97895 0.00227 0.01709 135.713 0.1049 10439.7 9571.78 832.849 3.08996 0.00224 0.01657 137.488 0.105 10452.9 9578.26 838.660 3.15923 0.0022 0.01621 138.556 0.1051 10463.9 9591.38 842.798 3.24594 0.00218 0.01591 139.174 0.1052 861.532 9602.46 848.492 3.25141 0.00217 0.01586 （1）气相平均流量和平均密度

V?32461.0m3/h=9.06m3/s

?v?2.941kg/m3

（2）液相平均流量和平均密度

L?107.1m3/h=0.0298m3/s

?l?822.58kg/m3

（3）液相平均表面张力和粘度

??0.01896N/m=18.96dyne/cm ??0.00251P?0.251cP 2.初算塔径

令HT?0.45m，假设hL=0.08m，则HT?hL?0.37m

1LρL10.0298822.58又()2=()2=0.055 VρV9.062.941查Smith泛点关联图

图4-10 Smith泛点关联图

得：C20?0.079

则气相负荷因子：C?C20?(所以允许有效空塔气速：

Ug(max)=CρL-ρV822.58?2.941=0.078=1.31m/s ρV2.94118.960.2)0.2=C20?()?0.078 2020?选取表观空塔气速 Uop=0.8Ug(max)=0.8?1.31=1.05m/s

=所以初算塔径D’V9.06==3.32m

0.785Uop0.785?1.05圆整后取D?3.4m 3.塔径的初步核算

雾沫夹带

取l??0.6D?0.6?3.4=2.04m，D?3.4m 则弓形降液管面积

22Af?0.062?A?0.062?1.7??0.563m T所以WG?V9.06?2?1.01m/s

AT?Af1.7???0.5630.0057则雾沫夹带ev????(WG3.2)

HT?hf0.00571.01?()3.2 18.960.45?2.5?0.07?0.00893kg/kg汽?0.1kg/kg汽

停留时间

??HT?AfL?0.45?2?0.563?17s?5s

0.0298根据以上两步核算的结果，可认为塔径D?3.4m是合适的。 4.塔板布置设计 （1）塔板结构形式

降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种。 现将不同降液管的对比列于下表：

表4-9 不同降液管的对比

降液管形式

弓形

圆形

倾斜弓形

简图

堰与壁之间的全部截面

在弓形降液管内另装圆

此形式有利于塔截面的充分利用，适用于大

特点及适用条

件

区域均作为降液容积，

管作为降液管，适用于

适用于较大直径的塔，

液量较小的情况。

塔板面积利用率较高。

直径的塔及气液负荷较大的情况。

综合以上条件，选取弓形降液管。

液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单流型、双流型、阶梯流型。

下表列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间的关系。

表4-10 液体负荷与板上流型的关系

塔径 （mm） 1000 1400 2000 3000 4000 5000 6000 U形流 7以下 9以下 11以下 11以下 11以下 11以下 11以下 液体流量（m3/h） 单流型 45以下 70以下 90以下 110以下 110以下 110以下 110以下 90~160 110~200 110~230 110~250 110~250 200~300 230~350 250~400 250~450 双流型 阶梯流型 由于反应精馏塔精馏段液体流量为107.28m3/h，而初步计算塔径为3.4m，所以选择单流型。

（2）堰及降液管设计

堰的设计

因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。 堰长l??0.6D?0.6?3.4=2.04m 则

L107.28??18.04 (l?)2.5(2.04)2.5查流体收缩系数图

图4-11 流体收缩系数

得E?1.036

2.84L22.84107.2823则堰上清液层高度：how?E()??1.036?()3?0.041m

1000l?10002.04由于0.006m

堰高hw?hL?how?0.08?0.041?0.039m，圆整后得hw?0.04m。 所以板上清液层高度hL’?hw?how?0.04?0.041?0.081m 因为hL’?hL 所以hL的假设合适。 （3）液面梯度

查弓形宽度与面积表

图4-12 弓形宽度与面积

得弓形降液管管宽Wd?0.34m 则平均溢流宽度b?l??D2.04?3.4??2.72m 22液体流道长度Z1?D?2Wd?3.4?2?0.34?2.72m 塔板上鼓泡层高度hf?2.5hL?2.5?0.08?0.2m 则液面梯度??0.215(250b?1000hf)2?(3600L)Z1(1000bhf)?L3

0.215?(250?2.72?1000?0.2)2?0.2513?(3600?0.0298)?2.72?(1000?2.72?0.2)3?822.582 25 ?0.00009m液面梯度较小，可以忽略。

（4）.降液管的设计

降液管的面积Af?0.062?AT?0.062?1.72??0.563m2 降液管管宽Wd?0.34m 假设h0比hw少10mm 则降液管底部距下一板的间距

h0?hw?0.01?0.029m

（5）.孔布置

筛孔按正三角形排列，取筛孔直径d0?5mm，则孔中心距t?17.5mm 查开孔面积与开孔区面积图

t?3.5 d0

图4-13 开孔面积与开孔区面积

得开孔率??A0/Aa?0.078

取外堰前的安定区Ws?0.08m 边缘区的宽度Wc?0.05m 则x?D3.4?(Ws?Wd)??(0.08?0.16)=1.46m 22D3.4r??Wc??0.05=1.65m

22x1.46==0.885 r1.65查开孔区面积图

图4-14开孔区面积Aa

得Aa=7.9m2

所以开孔面积A0?0.078Aa?0.078?7.9=0.616m2 查筛孔数求取图

图4-15 筛孔数的求取

=5000个/m2 得n’所以筛孔数n=n’?Aa=5000?7.9=39500个 5.流体力学计算与校核 （1）.干板压降

取板厚??0.004m 则

d0??1.25

查干筛孔的流量系数图

图4-16 干筛孔的流量系数

得C0?0.8

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