甲基叔丁基醚（MTBE）生產(chǎn)催化精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算案例目錄TOC\o"1-3"\h\u29419甲基叔丁基醚（MTBE）生產(chǎn)催化精餾塔設(shè)計(jì)計(jì)算案例 123521.1塔器物料信息 1108801.2塔徑的設(shè)計(jì) 2207111.3溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算 6231991.4降液管的設(shè)計(jì)計(jì)算 7130221.5塔板布置設(shè)計(jì) 8177551.5塔板流體力學(xué)計(jì)算 1025401.6負(fù)荷性能圖 1379481.7塔高計(jì)算 18292781.8塔體接管尺寸計(jì)算 19201671.9精餾塔的強(qiáng)度設(shè)計(jì) 20精餾是分離均相液體混合物的一種方法，是一種應(yīng)用最為廣泛的化工單元操作[22]。其原理是根據(jù)液體混合物中各組分之間的相對(duì)揮發(fā)度的不同將組分進(jìn)行分離，較易揮發(fā)的稱為易揮發(fā)組分，較難揮發(fā)的稱為難揮發(fā)組分。典型的設(shè)備主要包括精餾塔、再沸器，回流罐和冷凝器等。精餾塔里的汽液兩相接觸進(jìn)行傳質(zhì)，塔頂?shù)睦淠魇拐魵饫淠?，部分冷凝液通過(guò)塔頂回流罐返回塔頂，其余餾出液作為塔頂產(chǎn)品。位于塔底的再沸器使液體部分汽化，蒸氣沿塔上升，余下的液體作為塔底產(chǎn)品。進(jìn)料加在塔的中部，進(jìn)料中的物流有五種進(jìn)料方式，分別為過(guò)冷液體，過(guò)熱蒸汽，飽和蒸汽進(jìn)料，包和液體進(jìn)料，氣液混合進(jìn)料，常見(jiàn)的是氣液混合進(jìn)料，它和來(lái)自上一層塔板的液體一起沿塔下降，進(jìn)料中的蒸氣和下一層塔板上來(lái)的蒸氣一起沿塔上升。進(jìn)料口以上的塔段，稱為精餾段﹔進(jìn)料口以下的塔段，稱為提餾段。兩段操作的結(jié)合，使液體混合物中的兩個(gè)組分較完全地分離，生產(chǎn)出所需純度的兩種產(chǎn)品[20]。因?yàn)楹Y板塔塔板結(jié)構(gòu)相比其他的塔器要簡(jiǎn)單許多，另外我國(guó)對(duì)于篩板塔技術(shù)比較有諸多研究，而且花費(fèi)也小，這是很經(jīng)濟(jì)的，另外篩板塔也容易施工安裝，效率也是令人值得滿意的，所以本次催化精餾塔采用有降液管的篩板塔。[20]1.1塔器物料信息表1.3催化精餾塔模擬數(shù)據(jù)項(xiàng)目單位01030201MTBE溫度℃60.00044.110111.160壓力bar6.0001.0001.150質(zhì)量汽相分率0.2980.0000.000質(zhì)量液相分率0.7021.0001.000摩爾流量kmol/hr574.377518.01073.060質(zhì)量流量kg/hr35730.85729297.1236433.734體積流量cum/hr787.74351.45810.274汽相質(zhì)量密度kg/cum12.0011.74711.916質(zhì)量流量kg/hr26620.22240652.16843999.063體積流量m/hr2218.3433460.6142764.514液相表面張力mN/m11.76810.8879.188質(zhì)量密度kg/cum630.198588.666626.342質(zhì)量流量kg/hr33053.95611351.04550432.791體積流量m/hr52.45019.28980.5161.2塔徑的設(shè)計(jì)1.1.1精餾段塔徑通過(guò)AspenplusV11模擬可得催化精餾塔T0201的質(zhì)量回流比為0.406，塔板數(shù)31，進(jìn)料塔板15，反應(yīng)段為12-18塊板。精餾段平均密度:

ρL1提餾段平均密度:

ρL2精餾段下降液體量：

L精餾段上升汽體量：

V提餾段下降液體量：

L提餾段上升汽體量：

V精餾段體積流量：

LV提餾段體積流量：

LV反應(yīng)段體積流量：通過(guò)AspenplusV11模擬可得催化精餾塔T0201的反應(yīng)段為12-18塊塔板，且由模擬結(jié)果可得：表1.4反應(yīng)段物料參數(shù)板12131415161718平均LS317.60117.55717.55552.45052.13556.17863.98939.638VS33372.2253367.4403366.3532218.3432202.4532311.0342491.8992761.392ρL3622.149622.070621.981630.198649.010651.516647.734634.951ρV311.93511.94311.94712.00012.44213.05314.05112.482σ311.51811.51611.51611.76711.96011.53611.05111.552對(duì)于精餾段:

D=其中u為空塔氣速，單位m/s，u=0.6?0.8×umax。umaxC=C為氣體負(fù)荷系數(shù)，C20為物系表面張力為20mN/m的負(fù)荷系數(shù)，可由Smith圖查得：圖1.1Smith關(guān)聯(lián)圖（LS1VS1）(ρL1精餾段表面張力為：

σCuu精餾塔精餾段的塔徑為：

D圓整取1.6m。1.1.2提餾段塔徑對(duì)于提餾段:

D=（LS2VS2）(ρL2提餾段表面張力為：

σCuu提餾塔精餾段的塔徑為：

D圓整取1.6m。1.1.3反應(yīng)段塔徑以改性沸石分子篩為催化劑[10]，合成甲基叔丁基醚，使用特殊的裝填構(gòu)型。將催化劑顆粒用布包裹卷成捆狀,用折疊的布縫成口袋,然后將口袋縫合,最后用另一層波紋絲網(wǎng)或鋼絲網(wǎng)將裝有催化劑的袋子卷起來(lái)形成圓柱形的捆扎包，相鄰兩層中捆束成30°角排列,以確保塔中的汽液流體分布均勻[14]。對(duì)于反應(yīng)段：D=（LS3VS3）(ρL3提餾段表面張力為：

σCuu提餾塔精餾段的塔徑為：

D圓整取1.6m。綜上，塔器截面積：

A空塔氣速：

uuu1.3溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算降液管：由于直徑1.600m較大，采用弓型降液管，液流形式的確定：由于直徑小于2.2m，且由AspenplusV11可得液體體積流量約為19.8m3/h，可選擇單溢流[23]。表1.5液流形式表堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌?/p>

l堰上液層高度hOW：采用平直堰

其中，E為弓形堰的收縮系數(shù)，一般取1，Lh為塔內(nèi)液體體積流量，單位m3/h。精餾段：

h堰高：h提餾段：

h堰高：hhW在0.03-0.05m之內(nèi)，符合要求。1.4降液管的設(shè)計(jì)計(jì)算降液管底隙高度h0：其中，對(duì)于直徑為1.6m的塔，h0可取20-40mm，且hW-h0=(0.006-0.012)m。精餾段：

h提餾段：

h降液管所占面積Af：由lW/D=0.7圖1.2弓形降液管的關(guān)聯(lián)圖

A弓形降液管所占面積：

A弓形降液管寬度：W液體在降液管的停留時(shí)間：精餾段：

τ提餾段：

τ降液管設(shè)計(jì)合理。1.5塔板布置設(shè)計(jì)開(kāi)孔區(qū)：?jiǎn)我缌鞴呐菝娣e可按下式計(jì)算：Ax=R=安定區(qū)：開(kāi)孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開(kāi)孔區(qū)域。溢流堰前的安定區(qū)寬度Ws=70~100mm進(jìn)口堰后的安全區(qū)寬度Ws'=50~100mm無(wú)效區(qū)：在靠近塔壁的一圈邊緣區(qū)域供支持塔板的邊梁之用,也稱邊緣區(qū)。其寬度Wc；小塔大致取30~50mm,大塔一般取50~70mm。為防止流體經(jīng)無(wú)效區(qū)流過(guò)而產(chǎn)生區(qū)間短路現(xiàn)象,可以在篩板塔板上的塔器壁面設(shè)置一些擋板。[21]圖1.3塔板區(qū)域分布圖本次?。?/p>

Wx=R=A=2×[0.480×篩孔數(shù)與開(kāi)孔率孔徑d0：一般為3～8mm。篩板厚δ：一般碳鋼，3～4mm;不銹鋼，2～2.5mm?？仔木鄑：按正三角形排列，其孔心距t=(2.5~5)d0開(kāi)孔率（φ），篩孔數(shù)（n0）和篩孔氣速（u0）：[20]

φ=精餾段：u01u1.5塔板流體力學(xué)計(jì)算1.1.1塔壓降干板壓降hc：

h其中C0為孔流系數(shù)，設(shè)板厚為4mm，由d0δ=54圖1.4干篩孔的孔流系數(shù)精餾段：h精餾段：h氣體通過(guò)泡沫層壓力降heh其中β為充氣系數(shù)，可由圖1.5查得圖1.5篩板塔充氣系數(shù)F精餾段：

F查圖1.5得β=0.55

提餾段：

F查圖1.5得β=0.60h液體得表面張力導(dǎo)致的阻力精餾段：h提餾段：

h由以上數(shù)據(jù)，可得各段塔板壓降如下：精餾段：

h△P提餾段：

h△P滿足設(shè)計(jì)要求1.1.2液沫夾帶用Hunt關(guān)聯(lián)式進(jìn)行計(jì)算:

eeV：液沫夾帶量，kg液體/kg氣體，一般小于0.1kg液體/kg氣體。hL’:塔板上泡沫層高度，一般為2.5（hw+how），m。uG：液層上部的氣體速度，對(duì)于單流塔板，uG=VS/(AT-Af)，m/s。精餾段：

e提餾段：

e1.1.3液泛通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行校核，如果降液管內(nèi)液體要順利地流入下層塔板，則必須須要一定的液層高度Hd，以此來(lái)克服相鄰兩層塔板間的塔板壓降和板上清液層阻力以及液體流過(guò)降液管的阻力。H?：塔板液面落差，篩板塔可忽略不計(jì)。hp：氣體通過(guò)塔板壓降，m液柱。hd：液體通過(guò)降液管阻力，m液柱。hhd1：液體流過(guò)降液管底隙壓力降，m液柱。hd2：液體流經(jīng)堰口壓力降，m液柱。h0：底隙高度，m。A0'：流經(jīng)堰口最窄面積m2。通常為lw為了防止液泛，降液管內(nèi)充氣液層高度Hd’≤HT+hW，否則會(huì)發(fā)生液泛。H精餾段：

HH提餾段：

HH1.1.4漏液氣體流速太小，塔板開(kāi)孔太多，會(huì)出現(xiàn)漏液現(xiàn)象，會(huì)使得塔板效率下降。當(dāng)漏液量為塔板液體流量的0.1時(shí)的氣速稱為漏液點(diǎn)氣速uu精餾段：

u實(shí)際孔速6.378m/s，穩(wěn)定系數(shù)

K=提餾段：

u實(shí)際孔速6.378m/s，穩(wěn)定系數(shù)

K=1.6負(fù)荷性能圖負(fù)荷性能圖是針對(duì)我們現(xiàn)在所需要的工況工況來(lái)為塔的適宜操作區(qū)域劃定邊界，負(fù)荷性能圖以液相負(fù)荷和氣相負(fù)荷為橫坐標(biāo)及縱坐標(biāo)的函數(shù)關(guān)系圖，來(lái)保證其穩(wěn)定操作，氣液相流量的變化范圍將受到塔板漏液量，液沫夾帶量，降液管液泛等因素的限制，使其塔器能夠在正常的范圍內(nèi)運(yùn)行，以免發(fā)生不必要的經(jīng)濟(jì)和安全事故[23]。1.6.1過(guò)量液沫夾帶線一般以eV精餾段：

e得：Vs1=4.050?13.300L表1.6函數(shù)關(guān)系表LS10.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS14.05003.77333.61083.47453.35293.24113.13653.03762.94342.8530提餾段：e得：Vs2=3.930?12.930LS2表1.7函數(shù)關(guān)系表LS20.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS23.93003.66103.50313.37063.25233.14363.04192.94582.85422.76631.6.2液泛線精餾段：HHHHφ得：VS12=10.463?0.052LS表1.8函數(shù)關(guān)系表LS10.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS13.23473.22823.20913.17713.13183.07262.99872.90902.80192.6753提餾段：HHHHφ得：VS22=10?0.050LS表1.9函數(shù)關(guān)系表LS20.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS23.16233.14763.10373.02922.92172.77732.59012.34972.03731.61171.6.3液相負(fù)荷上限線超過(guò)此線，就說(shuō)明會(huì)造成氣象返混，影響塔板效率。精餾段：

L提餾段：L1.6.4液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，塔板上得液流很不均勻，效率降低。以hOW精餾段：h得：LS1=0.00096m提餾段：

h得：LS2=0.00096m1.6.5漏液線氣相負(fù)荷低于此線，將發(fā)生嚴(yán)重漏液，氣液不能充分接觸。精餾段：Vu=4.4×0.8×uV其函數(shù)關(guān)系表如表1.10所示：表1.10函數(shù)關(guān)系表LS10.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS10.41820.41830.41840.41850.41850.41860.41860.41870.41870.4188提餾段：u=4.4×0.8×uV其函數(shù)關(guān)系表如表1.11所示：表1.11函數(shù)關(guān)系表LS20.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS20.34680.34690.34700.34710.34710.34720.34720.34730.34730.3474其負(fù)荷性能圖如圖1.7，1.8所示：圖1.7精餾段負(fù)荷性能圖圖1.8提餾段負(fù)荷性能圖在塔器負(fù)荷性能圖上做出操作線方程，可得各自的操作線。其操作彈性如下：精餾段：

3提餾段：

1.300其中：

LVs1V1.7塔高計(jì)算1.7.1塔頂空間精餾塔內(nèi)第一塊塔板與塔頂之間的高度，其高度應(yīng)大于板間距，這樣能讓塔頂餾出物中所帶的少量液體沉積下降，一般為(1.5~2.0)HT1.7.2塔底空間精餾塔最下邊的一層塔板到塔底高度，其值由如下因素決定[22]:1.塔底儲(chǔ)液空間依儲(chǔ)存液量停留3到8分鐘；2.再沸器種類的選擇及安裝方式與安裝高度；3.塔底液面至最下層塔板之間要留有1~2m的高度[22]。1.7.3人孔D=1.600m的板式塔，每隔6~8層塔板設(shè)一人孔；人孔直徑一般為0.450m~0.600m，其伸出塔體的簡(jiǎn)體長(zhǎng)為0.200~0.250m，人孔中心距操作平臺(tái)約0.800~1.200m。設(shè)人孔處的板間距不小于0.600m。1.7.4塔高，封頭，裙座。H=H——塔高,m;n——實(shí)際塔板數(shù);nF——進(jìn)料板數(shù);HF——進(jìn)料板處板間距,m；np——人孔數(shù);HB——塔底空間高度,m;Hp——設(shè)人孔處的板間距,m;HD——塔頂空間高度,m;H1——封頭高度,m;H2——裙座高度m。進(jìn)料板處板間距取1-1.2m，塔體開(kāi)設(shè)5個(gè)人孔，人孔直徑為500mm，人孔處的板間距為700mm。取塔頂空間高度為1.5HT=900mm，取塔底部空間為2000mm，塔體直徑1600mm，則封頭高度H1=425mm[18]。裙座開(kāi)2個(gè)對(duì)開(kāi)人孔，孔徑均為500mm，裙座高度為2000mm。H=1.8塔體接管尺寸計(jì)算塔頂蒸氣出口管：管內(nèi)蒸氣流速一般取10～20m/s?；亓饕汗埽褐亓亓鲿r(shí)，管內(nèi)流速一般取0.2～0.5m/s；動(dòng)力回流時(shí)，管內(nèi)流速一般取1～2.5m/s。加料管直徑：由高位槽流入塔時(shí)，一般取0.4～0.8m/s;動(dòng)力加料時(shí)，一般取1.5～2.5m/s。料液排出管徑：管內(nèi)流速一般取0.5～1