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1、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(jiǎn)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(guò)程中，對(duì)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(guò)程計(jì)算采用簡(jiǎn)捷計(jì)算法。 （1）最少理論板數(shù)Nm 系統(tǒng)

2、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,llgαav （4－9） 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)； αav——輕、重關(guān)鍵組分在塔內(nèi)的平均相對(duì)揮發(fā)度； Nm——系統(tǒng)最少平衡級(jí)（理論板）數(shù)。 塔頂和塔釜的相對(duì)揮發(fā)度分別為αD=1.78，αW=1.84，則精餾段的

3、平均相對(duì)揮發(fā)度： αav=αDαW=1.781.84=1.81 由式（4－9）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(wú)窮多的塔板滿足分離要求時(shí)，所需回流比Rm，可用Underwood法計(jì)算。此法需先求出一個(gè)Underwood參數(shù)θ。 i=1cαixF,iαi-θ=1-q （4－1

4、0） 求出θ代入式（4－11）即得最小回流比。 Rm=i=1cαixD,iαi-θ-1 （4－11） 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(gè)數(shù)； αi——i組分的相對(duì)揮發(fā)度； θ——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=98

5、1.18102+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(duì)揮發(fā)度分別為αAB=2.1，αBB=1，αCB=0.93，所以 fθ=i=1cαixF,iαi-θ+q-1 = 2.10.12072.1-θ+10.40961-θ+0.930.46960.93-θ=0 利用試差法解得θ=0.9658，并代入式（4－11）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

6、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=1.2～1.5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(duì)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 （

7、4－12） 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（4－12）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]

8、計(jì)算全塔效率，其關(guān)聯(lián)式： E=0.17－0.616lgμav （4－13） 進(jìn)料狀態(tài)下各組分的粘度分別為μA,F=0.178cP，μB,F=0.259cP，μC,F=0.406cP，則進(jìn)料液體的平均摩爾黏度： μav=xiμi=0.12070.178+0.40960.259+0.46960.406=0.318 由式（4－13）可得 E=0.17－0.616lg0.318=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

9、，精餾段和提餾段的有效高度分別為： Z1=N1HT=320.6=19.2m Z2=750.6=45m 所以初餾塔的有效高度：Z=Z1+Z2=19.2+45=64.2m 4.2.3 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4－2所示。 表4－2 物性數(shù)據(jù)表 組分 進(jìn)料位置 塔頂 密度ρ（kg/m3） 表面張力σ（mN/m） 密度ρ（kg/m3） 表面張力σ（mN/m） A（VAc） 817 13.20 825 14.30 B（H2O） 951 57.80 958.4 60.10 C（HVc） 943

10、18.03 957.8 19.26 進(jìn)料位置液體密度： ρF,L=10.1207817+0.4096951+0.4696943=929kg/m3 同理可得，精餾塔塔頂混合液體密度ρD,L=924.6kg/m3，則精餾段液體的平均密度： ρL=(929+924.6)/2=926.8kg/m3 根據(jù)ρ=pM/(ZRT)得：ρF,V=1.78kg/m3，ρD,V=1.28kg/m3，則精餾段氣體的平均密度： ρV=(1.78+1.28)/2=1.53kg/m3 進(jìn)料位置液體表面張力： σF=xiσi=13.201207+57.800.4096+18.030.4696=33.74mN/

11、m 同理可得，塔頂液體的表面張力σD=49.62mN/m，則精餾段液體的平均表面張力： σ=σF+σD/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(gè)初餾塔難以滿足生產(chǎn)需求，所以改用四個(gè)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/h V=(R+1)D/4=(26.34+1)32906.59/4=2249

12、16.54kg/h 塔頂與全凝器之間物流的體積流量： LS=L/ρD,L=216689.90/924.6=233.80m3/h=0.065m3/s VS=V/ρD,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(duì)于一般液體，u可取為(0.7～0.8)uf，而液泛氣速可根據(jù)式（4－14）計(jì)算。 uf=CρL-ρVρV0.5 （4－14） 式中 uf ——液泛氣速，m/s； C——?dú)怏w負(fù)荷因子。 已知塔板間距

13、HT=0.6m，取板上液層高度hL=0.075m，則HT－h(huán)L=0.525m。 采用（4－14）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=LSVSρLρV0.5=233.80147004.27926.81.530.5=0.04 從史密斯關(guān)聯(lián)圖中讀出FP=0.04及HT－h(huán)L=0.525m時(shí)，C20=0.13。所以 C=C20σ200.2=0.1341.68200.2=0.15 由式（4－14）得 uf=0.15926.8-1.531.530.5=3.69m/s 液泛分率為0.8時(shí)，氣速u=0.8uf=0.83.69=2.952m/s，因此

14、所需氣體流通截面積： A=VSu=40.832.952=13.83m2 對(duì)于雙流型一般取lw/D=0.5～0.7，因液體流量較大取堰長(zhǎng)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=4ATπ0.5=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=πD2/4=0.78552=19.625m2 氣體流通截面積：A=0.91519.6

15、25=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 δ=pcDi2σtΦ-pc=0.1500021370.85-0.1=2.15mm 圓整后取初餾塔壁厚為5mm。 根據(jù)JB/T 4737—95，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δ=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

16、采用對(duì)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(gè)數(shù)為30個(gè)。裙座上開設(shè)2個(gè)長(zhǎng)圓形人孔，曲邊半徑r0=250mm，高G=700mm。在裙座上設(shè)置6個(gè)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/kmol MW=0.000118.02+0.999960.05=60.05kg/kmol 已知進(jìn)料液體、塔釜液體的密度： ρF,

17、L=929kg/m3 ρW,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=FMF43600ρF,L=1848.2045.9743600929=0.00632m3/s VW=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=4VFπuF0.5=40.006323.1410.5=0.0898m dD=440.833.14300.5=1.3167m dW=40.

18、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 20592—2009[22]，選用的標(biāo)準(zhǔn)法蘭尺寸分別列于表4－3中。 表4－3 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(duì)焊法蘭 法蘭材料（鍛件） 12CrMo1（JB/T 4726） 12CrMo1（JB/T 4726） 接管公稱直徑/mm 100 1400 接管外徑A/mm 114.3 A1=1422 法蘭外徑D

19、/mm 210 1675 螺栓孔中心圓直徑K/mm 170 1590 螺孔直徑L/mm 18 42 螺孔數(shù)n 4 36 螺栓規(guī)格 M16 M393 法蘭內(nèi)徑B/mm 116 1398 法蘭高度H/mm 40 145 法蘭標(biāo)準(zhǔn)件編號(hào) HG20592—2009SORFA—6_10 HG20592—2009WNRFA—10_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/mm 115 1422 墊片外徑D2/mm 152 1548 墊片厚度T/mm 1.5 3 墊片標(biāo)準(zhǔn)件編號(hào) HG2060

20、6—2009RF—6_10 HG20606—2009RF—10_26 螺栓選型 六角螺栓 六角螺栓 螺栓標(biāo)準(zhǔn) GB5728—A級(jí) GB5785—A級(jí) 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(zhǎng)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

21、=19.625－16.878=1.668m2 可由液體在降液管中的停留時(shí)間θ≥(3～5)s驗(yàn)算降液管設(shè)計(jì)的合理性，即 θ=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=hL－h(huán)0w=0.075－0.048=0.027m 為保證

22、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

23、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(shí)，相鄰兩閥中吹出的氣流對(duì)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(dòng)能因數(shù)可取F0=8～11[

24、14]，取F0=11，則閥孔氣速： u0=F0/ρV0.5=11/1.530.5=8.89m/s 浮閥數(shù)： nf=4VSπd2u0=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φ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： φ=0.785d2nfAT=0.7850.0392270619.625=0.165 浮閥塔的開孔率φ=16.5%，僅稍大于15%，故浮閥的排布依然合理。 根據(jù)

25、浮閥在塔板上排布數(shù)計(jì)算得實(shí)際閥孔氣速為： u=4VSπd2n=440.833.140.03922706=12.65m/s 4.2.7 流體力學(xué)驗(yàn)算 （1）塔板壓力降hp 氣體通過(guò)干塔板的壓力降： hpd=5.34u2ρV2gρL=5.3412.6521.5329.81926.8=0.072m 液柱 氣體通過(guò)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Hdρf≤HT+hw，ρf為泡沫相對(duì)密度

26、，對(duì)一般物系ρf=0.5。 液體通過(guò)降液管的阻力： hd=0.153LSlwh02=0.1530.0653.50.0252=0.0844m 液面落差Δ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Hdρf=0.2719/0.5=0.5438<0.6+0.027=0.627，故不會(huì)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(lái)確定ev的大小。霧沫夾帶量應(yīng)控制在ev<0.1kg/kg(氣)，對(duì)于直徑較大的塔，

27、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(guò)程中，利用主反應(yīng)的動(dòng)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(cè)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4－4中。 在初餾塔尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算過(guò)程中，利用簡(jiǎn)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(cè)選擇接管法蘭、墊片和螺栓。同時(shí)設(shè)計(jì)了溢流裝置和塔板布置情況，并對(duì)初餾塔進(jìn)行部分流體力學(xué)驗(yàn)算。現(xiàn)將初餾塔的相關(guān)數(shù)據(jù)列于表4－5中。