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1、第十四章 甲醇初馏塔的设计14.1 塔设备选型 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。14.2 设计规范 化工设备设计基础规定 HG/T20643 钢制压力容器焊接规程 JB/T4709 钢制化工容器制造技术要求 HG20580-1998 钢制化工容器设计基础规定 20584-1998 钢制化工容器材料选用规定 20582-1998 钢制化工容器强度计算
2、规定 20583-1998 钢制化工容器结构设计规定 20581-1998 14.3 塔设备的设计目标 甲醇初馏塔是为了脱出体系中的MTBE等杂质，并且实现甲醇-水的分离。为了满足工业生产的需要，该塔设备还要考虑下列各项要求： 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
3、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。 14.4 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，
4、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。 14.4.1 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
5、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。 14.4.2 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（如水洗CO2），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
6、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。14.4.3 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。14.5 塔板选择 现将板式塔和填料塔进行简要对比，对比结果
7、如表14-1所示。表14-1 板式塔和填料塔比较表板式塔填料塔 备注 各块理论板压降 约1KPa 散装填料约0.3KPa 规整填料约0.15KPa每块塔板的开孔率为5%-10%，又有2025mm清液层，故压降大。压降小是填料塔的优点。分离效率（HETP）分离效率比较稳定，大塔效率会更高些规整填料的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。填料塔效率受液体分布影响大，预测比较难，可靠性不如板式塔处理能力与操作弹性操作弹性大规整填料处理能力比板式塔大，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。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 对高
8、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。高真空填料塔的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2MPa应用板式塔。 P，液量又大，易引起液相严重反混；P，T，填料塔中两相分离变难。 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 大直径塔 很适合，造价低填料费用上升很大，尤其是丝网规整
9、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。小直径塔0.6m以下较难制作 很合适 液体均布较易达到，应有较大的径向混合。间歇精馏可以用因持液量少而更合适 多进料、轴测线的方便性 比较容易实现不太合适 因没增加一项，均要增加一个再分布器，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造价直径大时一般比填料塔造价低直径增大，造价显著增加14.6 塔设备的选择 （1）蒸馏过程多选用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。 （2）有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。 （3）含有悬浮物的物料，应
10、选择液流通道大的塔型，以板式塔为宜。 （4）对于液体密度极小的工艺过程，若采用填料塔，其分离效率明显下降，故宜选择板式塔。 （5）对于宜发泡物系的分离，因填料层具有破碎泡沫作用，宜选择填料塔。根据本厂情况异丁烯精制塔选择板式塔。14.7 塔板选择 塔板选用目前工业上广泛使用板式塔。并对常用塔板进行比较，如表13-2所示。表14-2 塔板比较表塔类型结构优点缺点适用范围筛板塔结构简单易于加工，造价低；处理能力大塔板效率高；安装容易，清理检修方便。 操作范围窄不适用易堵塞物料；易发生液体泄漏。适于变动少，不析出固体的系统；分离要求高且塔板数多。浮阀塔结构简单处理能力大，大于泡罩塔略小于筛板塔；在较
11、宽的负荷范围内塔板效率基本不变；雾沫夹带少。采用不锈钢塔板；浮阀容易脱落；造价较高。适于分离要求高，负荷变化大的场合。泡罩塔结构简单 在较宽的负荷范围内可稳定操作；弹性好。费用高；板间距大；压力降比较大。适用广泛，板数少的场合更有利；要求弹性好的特殊塔。舌形塔结构简单生产能力大；塔板压降小；传质效率高。操作范围窄操作弹性小，塔板效率低。分离要求较低的场合。表14-3 塔板的应用范围塔板类型相对生产能力相对板效率操作范围m3/s压降结构筛板1.2-1.41.135-100低简单泡罩板1.01.010-100高复杂浮阀板1.2-1.31.1-1.210-100中一般穿流筛板1.2-1.50.850
12、-100低最简单斜孔板1.5-1.81.130-100低简单 通过分析比较，本设计选用浮阀塔具有以下优点：（1）浮阀可以通过气速自由升降、关闭或开启，其操作弹性大；（2）处理能力大，大于泡罩塔略小于筛板塔；（3）适于分离要求高，负荷变化大的场合；（4）浮阀塔板与其它塔板相比有相对生产能力大，相对板效率高，结构简单；制造维修方便，设备投资较少。14.8 甲醇初馏塔的工艺参数14.8.1 Aspen Plus 模拟气液负荷的计算先用Aspen Plus进行简捷模拟得到塔的基本参数，用plot图确定塔板数。图 14-1 理论塔板数与回流比的关系图横坐标为理论塔板数，纵坐标为实际回流比。回流比为：1.
13、07，塔板数为48块（不包括塔釜再沸器）。然后用简捷模拟得到的数据对此精馏塔进行精密模拟得到塔的各种参数，塔径，对其进行工艺计算。根据Aspen Plus 模拟的结果可得到以下数据表 14-4 各塔板参数表 StageTemperature liquid fromTemperature vapor toMass flow liquid fromMass flow vapor toVolume flow liquid fromVolume flow vapor toSurface tension liquid from CCKg/hrkg/hrcum/hrcum/hrN/m124.6713286
14、5.21369574369.710894369.710895.56818163235.877420.02187956265.213695766.45164072397.729994508.701453.202994153405.106190.01909464366.451640766.6408432406.425064517.396533.218627313403.080930.0191757466.64084366.82180112408.773784519.745263.2207233395.419580.01938524566.821801167.02247322408.65073451
15、9.622213.219168283387.488680.01964924667.022473267.24951962405.659214516.630693.213484683379.335380.01997637767.249519667.50877712399.472584510.444053.203177633370.909240.02037797867.508777167.80601632389.744734500.71623.187716273362.164410.02086618967.806016368.14665532376.087214487.058693.16651084
16、3353.069150.021453141068.146655368.53517942358.081684469.053153.138933993343.614070.022149971168.535179468.97443862335.303784446.275253.104357163333.819650.022965611268.974438669.46503422307.351514418.322983.062191983323.741530.023905571369.465034270.0050942273.86844384.839863.011921743313.468170.02
17、4971281470.00509470.59077142234.557614345.529062.953115673303.110990.026160371570.590771471.21765262189.181184300.152622.885417143292.785590.027468311671.217652671.88295772137.549264248.520682.808512953282.588450.028891231771.882957772.58810272079.512514190.483912.722104753272.574810.030429321872.58
18、8102773.34095662014.990164125.961552.625932023262.748710.032089621973.340956674.15700211944.067234055.038652.51990333253.058450.033886292074.157002175.05826511867.24433978.215772.404466213243.423750.035836022175.058265176.06752471785.864693896.836262.28127963233.78720.037945612276.067524777.19388021
19、702.63663813.608312.154101833224.183120.040189232377.193880278.41054821621.839053732.810922.029287643214.805150.042482642478.410548279.64082321548.571313659.54331.914830993205.984370.04467882579.640823280.77876431487.029373598.001371.817721693198.004940.046611182680.778764381.7234761439.19933550.171
20、171.741644653190.876230.04816272781.72347680.66838151410.605623521.577291.693679923180.259440.049292142882.693838783.5326647634.07384067.356699.128494543852.98550.049871262983.53266484.37029957553.31173986.594979.002329863849.823820.050281483084.370299585.72778877427.395343860.678848.798909553837.59
21、050.051035353185.727788787.89899367246.158453679.441928.503434443824.159660.052155913287.898993691.13241077006.129313439.412488.109828913814.455020.053632963391.132410795.19049276737.348213170.630837.666897953817.032990.055215533495.190492799.02108656505.266342938.548567.28256763836.727960.056438535
22、99.0210865101.6571826356.780992790.063117.035427083864.501630.0570684736101.657182103.0862186282.049582715.33176.910468093885.491190.0572952437103.086218103.7718796249.199022682.481146.855386883895.089950.0573602638103.771879104.0947686235.694062668.97626.832749393896.735140.057374639104.094768104.2
23、582316230.428632663.710776.823973143894.323280.0573733440104.258231104.3546816228.573492661.855636.82094273890.107670.0573668341104.354681104.4234596228.11512661.397256.820267213885.139830.0573583942104.423459104.4808716228.226372661.508516.820552483879.871580.0573492243104.480871104.5336046228.5694
24、2661.851556.821228683874.49070.0573397644104.533604104.5843896229.006492662.288636.82206353869.074160.0573301945104.584389104.6343396229.481522662.763676.822962283863.653310.0573205846104.634339104.6839086229.971662663.253816.823886483858.240880.0573109747104.683908104.733286230.467612663.749756.824
25、820413852.8420.0573013748104.73328104.7825316230.965572664.247716.825757683847.458680.0572917749104.782531104.8316946231.464012664.746156.826695673842.091750.0572821950104.831694104.8316943566.717862664.746153.907636243842.091750.05727262 操作条件： 序号项目精馏段提馏段1液相体积流量Lh（m3/h）3.22079.1282气相体积流量Vs（m3/h）3395
26、.41963852.993液相密度L（kg/m3）747.898836.294气相密度S（kg/m3）1.33111.0565表面张力(N/m)0.019390.0499 14.8.2 塔的计算塔径的计算由ASPEN PLUS 模拟得到D=0.8757m，圆整得 D=1.000m。 14.8.2.1 塔高的计算 1、塔顶空间高度 塔顶空间高度是指塔顶第一块塔板到塔顶封头的垂直距离。塔顶空间高度要满足安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，塔顶空间高度一般取 H 1=1.21.5m，设计中选H1=1.5m。 2、塔底空间高度 塔底空间高度是指塔底最下一块塔板
27、到封头之间的垂直距离。该空间高度含釜液所占高度及釜液上方的汽液分离高度两部分。具有中间储槽作用，设计塔底釜液停留3min，保证生产连续进行。由上表查得排出釜液流量为3.908m3/h，则釜液高度为H2=各段板间距HT=0.45m，将进料所在板的板间距增至700mm，人孔所在板的板间距HT增至800mm。此外再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m，裙座取5m。各段高度之和为33m。14.8.2.2 塔板数和操作参数本项目使用了Aspen Plus对此精馏塔进行了模拟，当塔板数为48块(塔釜除外)时，塔顶甲醇的含量为100%，加料板为第28块板。其中精馏段有26块，提馏段有22块。1
28、4.8.2.2.1 塔板的计算1. 溢流堰 液流型式的选择液体在板上的流动型式主要有，U型流、单流型、双流型和阶梯流型等，其中常选择的则为单流型和双流型。表 14-5 选择液流形式参考表塔径流体流量m3/hMmU形流型单流型双流型阶梯流型6005以下5259007以下75010007以下45以下12009以下97014009以下70以下150010以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下110250250400600011以下110250250450应用场合用于较
29、低液气比一般应用高液气比和大型塔板极高液气极大型塔板图14-2液体在塔板上的流动形式图例本设计采用单溢流，F1型重阀，弓形降液管平行受液及平溢流堰，设进口堰。取堰长为0.7D， lw=0.7D=0.7m 取塔盘清液层高度 hL =0.065m 塔截面积 AT=精馏段：出口堰hw=hL-how ，选用平直堰，堰上液头高how 符合要求。其中E近似取1，液相体积流量 堰高 堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系： hw=hL-how =0.065-0.0078=0.057m 提馏段： how=0.016m Lh=9.0023m3/h hw=hL-how=0.065-0.016=0.049m 图 1
30、4-3 弓形降液管宽度与面积2、降液管圆形降液管通常在液体负荷低或者塔径小时使用，不宜用于大液量及易起泡的物料。弓形降液管适用于大液量及大直径的塔，塔盘面积的利用率高，降液能力大，气液分离效果好，但是用于小塔时操作不甚方便。综上，所设计塔径为1m的塔，选择弓形降液管。图14-4 降液管简图 考虑降液管底部阻力和液封，选取降液管底隙 hb=0.045m。 由于 查弓形降液管参数图13-1得： =0.09 =0.15所以弓形降液管截面积 =0.09AT=0.090.785=0.0707弓形降液管宽度 =0.15D=0.15m计算液体在降液管中停留的时间一检验降液管面积，即精馏段： ，符合要求。提馏
31、段： ，符合要求。降液管底隙高度 降液管底隙流速 精馏段： 提馏段： 3、受液盘受液盘有平型及凹型两种，对易聚合的物料用平型受液盘。凹型受液盘对液体流向有缓冲作用，可降低塔盘入口处的液峰，使液流平稳，有利于塔盘入口区更好地鼓泡。所以这里我们选择效果较好的凹型受液盘。14.8.2.2.2 塔板设计1、 浮阀数及排列方式（1） 浮阀数 选的是F1型重型浮阀，阀孔直径d0=0.039m提馏段： 初取阀孔动能因子F0=11(根据经验可取F0=812)，计算阀孔气速 浮阀个数 （个）（2） 浮阀排列方式 通过计算及实际试排确定塔盘的浮阀数n。 取安定区宽度 Ws=Ws=0.075m边缘区的宽度 =0.0
32、5m有效传质区面积Aa由下式求得。 开孔所占面积 A0= 取孔心距 t=75mm 按正三角形排列。塔板开孔率 精馏段: 取与提馏段相同的参数 14.8.2.2 流体力学校核1、严重漏液校核当气速逐渐减小至某值时，塔板将发生明显的漏夜现象，开始发生严重漏夜时的阀孔气速称为漏液点气速u0，一般要求孔速u为漏液点气速uo的1.52倍，它们之比称为稳定系数，以k表示。一般应使 对于浮阀塔，一般取F0=5时，对应的阀孔气速为其漏液点气速uo。提馏段： 精馏段： 稳定系数 故不会发生严重漏夜。 14.8.2.3 塔板阻力的计算和校核 塔板阻力表示为 精馏段：1、 干板阻力h0临界孔速 因阀孔气速u0大于其
33、临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 2、塔板清液层阻力h1 3、克服表面张力阻力 由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf 提馏段：1、 干板阻力h0临界孔速 因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 2、 塔板清液层阻力h1 3、 克服表面张力阻力 由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf 14.8.2.4 降液管液泛校核 如果液体和气体流动所遇阻力增加，降液管中液面上升，当超过上一层塔板的堰顶后，产生液体倒流，即发生了液泛，因此，需要足够的降液管高度，或控制适当阻力以防液泛的发生。实际降液管中液体和泡沫的总高度大于用上式计算的值。为了防止液泛，应保证降
34、液管中泡沫液体总高度不超过上层塔板的出口堰。 因此 式中 板间距，m 系数 为考虑降液管内液体充气及操作安全两种因素的校正系数。对于容易起泡的物系，取0.30.4；对不易起泡的物系，取0.60.7；对于一般物系，取0.5。 精馏段： 降液管中清液层高度Hd=hw+how+hf+hd式中hd为流体流过降液管底隙的阻力，其阻力hd由下式计算得 浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略，则可求得降液管内清液层高度Hd。 Hd=0.057+0.0078+0.0768+0.000123=0.142m 取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层的高度Hd为 而 Hd故不会发生降液管液泛。提馏段： 降液管中清
35、液层高度Hd=hw+how+hf+hd式中hd为流体流过降液管底隙的阻力，其阻力hd由下式计算得 浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略，则可求得降液管内清液层高度Hd。 Hd=0.049+0.016+0.0721+0.00099=0.138m 取降液管中泡沫层相对密度，则可求降液管中泡沫层的高度Hd为 而 故不会发生降液管液泛。14.8.2.5 液沫夹带量校核 雾沫夹带是指板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，是引起塔板效率降低和影响正常操作的一个重要因素。过多的雾沫夹带将导致塔板效率严重下降。为了保证板式塔能维持正常的操作效果，应使液沫夹带可用单位质量（或摩尔）气体夹带的液体质量（摩尔）ev
36、（kg液体/kg气体）或（koml液体/koml气体）来表示。为防止液沫夹带量过大导致塔板效率过低，一般要求ev0.1kg，泛点率F10.80.82。浮阀塔板泛点率由下式计算。精馏段： 或 图14-5 泛点负荷因数式中，由塔板上气相密度及塔板间距HT查图2-2得系数CF=0.148，K为物性系数，由物系取K=1。塔板上液体流道长ZL及液流面积Ab分别为 故得 或 所得泛点率F1均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。提馏段： 或 式中，由塔板上气相密度 及塔板间距HT查图2-2得系数CF=0.11故得 或 所得泛点率F1均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。14.8.2.6 液体在降液管中停
37、留时间校核为避免严重的气泡夹带使传质性能降低，液体通过降液管时应有足够的降液时间，以便释放出其中夹带的绝大部分气体。应保证液体在降液管中的平均停留时间大于35s，才能保证液体所夹带的气体的释出。精馏段： 故所夹带气体气体可以释放出。提馏段： 故所夹带气体气体可以释放出。14.3 塔板的负荷性能图 在确定了塔板的工艺尺寸，又按前述各款进行了流体力学验算之后，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作。此时，有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示。通常，以气相流量VS(m3/h)为纵坐标，液相流量Lh(m3/h)为横坐标。14.3.1 过量液沫夹带线关系式 已知物系性质及塔盘结构尺寸，同时给定泛点率F1时，即可表示出气、液相流量之间的关系。 精馏段： 根据前面液沫夹带的校核选择F1表达式 令F1=0.8，则 VS=1.717m3/h即 Vh=6181.2m3/h由此作过量液沫夹带线。提馏段：根据前面液沫夹带的校核选择F1表达式 令F1=0.8，则 整理得 0.036VS+1.36LS=0.057 或 上式为一线性方程，由两点即可确定。当 Lh
