海川化工论坛板式精馏塔的设计

第一章板式精馏塔的设计1.1概述1.2板式精馏塔的设计原则与步骤1.3理论塔板数的确定1.4塔板效率和实际塔板数1.5板式精馏塔的结构设计1.6板式精馏塔高度及其辅助设备1.7板式精馏塔的计算机设计第二章塔设备的机械计算2.1塔体及裙座的强度计算2.2塔盘板及其支撑梁的强度、挠度计算2.3塔盘技术条件2.4塔盘支撑件的尺寸公差附录第一章：板式精馏塔的设计1.1概述蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。蒸馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。蒸馏过程按操作方式可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。间歇蒸馏是一种不稳态操作，主要应用于批量生产或某些有特殊要求的场合；连续蒸馏为稳态的连续过程，是化工生产常用的方法。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏和特殊精馏等。简单蒸馏是一种单级蒸馏操作，常以间歇方式进行。平衡蒸馏又称闪蒸，也是一种单级蒸馏操作，常以连续方式进行。简单蒸馏和平衡蒸馏一般用于较易分离的体系或分离要求不高的体系。对于较难分离的体系可采用精馏，用普通精馏不能分离体系则可采用特殊精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。特殊精馏有萃取精馏、恒沸精馏和盐溶精馏等。精馏过程按操作压强可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对在常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液，可采用减压精馏。虽然工业生产中以多组分精馏为常见，但为简化起见，本章主要介绍两组分连续精馏过程的设计计算。1.2板式精馏塔的设计原则与步骤1.2.1设计原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。⑴满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。⑵满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。⑶保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.2.2设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：⑴确定设计方案；⑵平衡级计算和理论塔板的确定；⑶塔板的选择；⑷实际板数的确定；⑸塔体流体力学计算；⑹管路及附属设备的计算与选型；⑺撰写设计说明书和绘图。1.2.3设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.2.3.1操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：⑴压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。⑵考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。⑶真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。1.2.3.2进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：⑴进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；⑵当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。1.2.3.3加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。1.2.3.4回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。⑴根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；⑵先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1∽2倍，即R＝（1.1∽2）Rmin；⑶在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线，如图1-1所示。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.2.3.5产品纯度或回收率产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求，则产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，设计人员则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这意味着设备费用或操作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。1.2.3.6热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.3理论塔板数的确定理论塔板数是通过平衡级逐板计算得到的。所需的数据或方程有：气液平衡关系；精馏段操作线方程；提馏段操作线方程；q线方程。1.3.1气液平衡关系气液平衡关系是分析蒸馏原理和进行蒸馏过程计算的基础。平衡数据的来源主要由实验测定，已发表的气液平衡数据可见各种刊物和专著。当气液平衡数据不全时，可通过热力学方法推算得到。实验测得的气液平衡数据通常采用列表或坐标表示。气液平衡关系也常用平衡常数和相对挥发度表示。平衡常数Ki定义为iiixyK=（1-1）相对挥发度αij定义为jijjiiijKKxyxy==//α（1-2）式中xi、xj──分别为液相中i、j组分的摩尔分数；yi、yj──分别为气相中i、j组分的摩尔分数；Ki、Kj──i、j组分的平衡常数；αij──组分i对组分j的相对挥发度。对双组分物系ijyy−=1，代入式(1-2)可得ijxx−=1iijiijixxy)1(1−+=αα（1-3）对于气相是理想气体、液相为理想溶液的情况，当处于平衡状态时，液相符合拉乌尔关系式iiixpp0=（1-4）式中pi、p0i──分别为i组分的气相分压和饱和蒸气压，Pa。理想气体服从道尔顿分压定律（1-5）iipyp=式中p──系统的压力，Pa。联立式（1-4）和式（1-5）可得到ppxyKiiii0==（1-6）当用相对挥发度αij表示时，可得00jijiijppKK==α（1-7）由式（1-6）可见，理想体系的平衡常数是温度和压力的函数。对同一物系，pi0/pj0的值随温度的变化不很显著，因此在同一塔内，可取一平均αij值进行计算。若溶液为非理想溶液，气相仍可视为理想气体时，则00jjiiijppγγα=（1-8）式中γi、γj──分别i、j为组分的活度系数。计算活度系数的经验公式很多，在此不一一列出，可从文献中得到。相对挥发度αij值的大小可以用来判断某混合液是否能用蒸馏方法加以分离及分离的难易程度。若αij＞1，表示组分i较组分j容易挥发，且αij值越大，挥发度差异愈大，分离愈容易进行。若αij＝1，则yi=xi，该体系不能用普通精馏方法分离。1.3.2操作线操作线是塔内物料衡算和热量衡算的表达式，当组分间的摩尔汽化潜热相等时，操作线即是物料衡算方程，此时，气液相的摩尔流量不变。但当组分间的摩尔汽化潜热相差较大时，仍然认为气液相摩尔流量为恒定，则会给计算结果带来较大的误差，此时应结合考虑热量衡算方程，得到更符合实际情况的操作线方程。1.3.2.1精馏段操作线当塔顶为全凝器，且高沸点组分气化潜热值HH和低沸点组分气化潜热值HL不随浓度变化时，精馏段操作线方程为HxRRHxRRxxHxRRyDDD⎟⎠⎞⎜⎝⎛+−⎟⎠⎞⎜⎝⎛+−++⎟⎠⎞⎜⎝⎛−+=111111（1-9）式中y、x──分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；xD──塔顶易挥发组分的摩尔分数；H──潜热比值，LHHHHHH−=；HH、HL──分别为高沸点和低沸点组分的摩尔气化潜热，kJ/kgR──回流比，R＝L/D；L──塔顶液相回流量，kmol/s；D──塔顶产品量，kmol/s。当HH＝HL时，H为无穷大，此时气液相的流量均不变，为恒摩尔流。则式（1-9）可变为11+++=RxxRRyD（1-10）1.3.2.2提馏段操作线在精馏段操作线和提馏段操作线的交点d(xd，yd)，即进料点与提馏段内的任一截面间进行质量和热量衡算，且H为常数时，可得提馏段操作线方程为()()HxmHxmmxyxHymydddd−−−−+⎟⎠⎞⎜⎝⎛−=11（1-11）式中y、x──分别为提馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；yd、xd──分别为进料点处的气液相易挥发组分的摩尔分数；m──提馏段液气比，m=L′/V′；L′、V′——分别为提馏段的液相和气相摩尔流量，kmol/s。当时，使（1-11）简化为LVHH=ddmxymxy−+=（1-12）当提馏段操作线与对角线在W处相交时，即有Wxx=，Wxy=，所以式（1-12）又可转化为WxVW