精馏塔的计算

4.3 塔设备设计

4.3.1 概述

在化工、石油化工及炼油中，由于炼油工艺和化工生产工艺过程的不同，以及操作条件的不同，塔设备内部结构形式和材料也不同。塔设备的工艺性能，对整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及“三废”处理和环境保护等各个方面，都用重大的影响。

在石油炼厂和化工生产装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.93%。塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产60-120万吨催化裂化装置中占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对石油、化工等工业的发展起着重要的作用。本项目以正丁醇精馏塔的为例进行设计。

4.3.2 塔型的选择

塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。

a．板式塔。塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板）接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。

b．填料塔。塔内装有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动；气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。

4.3.2.1 填料塔与板式塔的比较：

表4-2 填料塔与板式塔的比较

塔型项目 填料塔 板式塔

压降 小尺寸填料，压降较大，大尺寸及规整填料，压降较小。 小尺寸填料气速较小，大尺寸及规整填料气速较大。 传统填料，效率较低，新型乱堆及规整填料效率较高。 对液体量有一定要求。 较小 较难 金属及非金属材料均可 新型填料，投资较大 较大 空塔气速 (生产能力) 较大 塔效率 较稳定、效率较高 液-气比 持液量 安装、检修 材质 造价 适用范围较大 较大 较容易 一般用金属材料 大直径时造价较低 4.3.2.2 塔型选择一般原则：

选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能及塔的制造、安装、运转、维修等。

（1）下列情况优先选用填料塔：

a.在分离程度要求高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可采用新型填料以降低塔的高度；

b.对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；

c.具有腐蚀性的物料，可选用填料塔。因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、塑料等；

d.容易发泡的物料，宜选用填料塔。 （2）下列情况优先选用板式塔：

a.塔内液体滞液量较大，操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，操作易于稳定；

b.液相负荷较小；

c.含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大的塔板，堵塞的危险较小；

d.在操作过程中伴随有放热或需要加热的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热盘管，需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现，此外，塔板上有较多的滞液以便与加热或冷却管进行有效地传热；

e.在较高压力下操作的蒸馏塔仍多采用板式塔。 综合考虑，本项目采用板式塔。

4.3.3 塔盘的类型与选择

4.3.3.1 板式塔塔板种类：

根据塔板上气、液两相的相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定，很少使用。 4.3.3.2 各种塔盘性能比较：

工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性能比较列表如下：

表4-3 几种主要塔板的性能比较

塔盘类型 优点 缺点 适用场合 泡罩板 较成熟、操作稳定 结构复杂、造价高、塔特别容易堵塞的物板阻力大、处理能力小 系

浮阀板 效率高、操作范围宽 浮阀易脱落 分离要求高、负荷变化大 分离要求高、塔板数较多 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、塔板效率高 易堵塞、操作弹性较小 舌型板 结构简单、塔板阻力小 操作弹性窄、效率低 浮动喷射板 压降小、处理量大 浮板易脱落、效率较低 下表给出了几种主要塔板性能的量化比较

表4-4 几种主要塔板性能的量化比较

塔盘类型 泡罩板 筛板 浮阀板 舌型板 塔板效率 处理能力 1.0 1.2~1.4 1.2~1.3 1.1~1.2 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 从以上各图可以看出：浮阀塔在蒸汽负荷、操作弹性、效率和价格等方面都比泡罩塔优越，结合本项目实际情况，初步选择浮阀塔。

浮阀塔的工艺尺寸计算

提取Aspen plus各塔板上的物性参数，选取塔板上气液相负荷最大的第3块塔板进行手工计算和校核，然后再用KG-TOWER进行软件计算，通过比较来检查计算的正确性。第3块物性参数如下表：

表4-5 浮阀塔塔板参数

气相流7.85 1.塔径计算 初选塔板间距H800mm

液相流0.033 气相密度3.045 液相密度726.033 混合液表面0.007 板上液层高度hL100mm

HThL0.7m

气液两相流动参数：

LsLVsV0.50.50.03306726.0337.849863.0450.065

查史密斯关联图

图4.1 史密斯关联图

可查得：

C200.14

矫正到表面张力为0.00699157N/m时

σCC20200.215.9190.14200.20.134

泛点气速

ufcL-V726.0033.0450.1342.065m/s V3.045为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般情况，

u'(0.6~0.8)uf

在此取安全系数0.7，

u'0.7uf0.752.0651.45m/s 流通截面积

A'Vs7.849865.43m2 u'1.45由《化工原理》（朱家骅编制）表11.3选取塔板上的液体流动方式 本次设计选择双溢流弓形降液管，一般双溢流型

lw0.5~0.7D

此处取

lw0.7 D由《化工原理》（朱家骅编制）图11.19查弓形降液管的参数，如下图

Af0.088 AT所以ATA'5.435.96

10.0880.912

D4AT45.962.75m

图4.2 弓形降液管参数图

精馏段的塔径圆整为2.8m，由《化工原理》（朱家骅编制）表11-2校核。 对应板间距范围为≥800mm，故满足条件，假设成立。 实际塔载面积ATD2/45.955m2 实际空塔气速u'2.溢流装置 弓形降液管：

lw0.7D

4Vs47.851.275m/s 22D3.142.75故堰长lw0.72.81.96

降液管面积Af0.99AT0.096.9550.524m2

由《化工原理》（朱家骅编制）图11.19弓形降液管的参数图 查得

Wd0.148 D故降液管宽度

Wd0.1482.80.148m

为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求不应小于3~5s，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此，必须进行校核。

液体在降液管中停留时间：

AfHT0.5240.812.6s5s Ls0.033147故降液管尺寸适宜。 溢流堰 取hL0.1m

Lh119.3322.19 2.52.5(lw)1.96则

图4.3 液体收缩系数计算图

由《化工原理》（朱家骅编制）图11.20液体收缩系数计算图查得：

E1.03

由弗朗西斯公式，堰上液层高度

2.84Ls119.332E0.002841.034.5310m 1000lw1.963223how堰高hwhLhow0.10.04530.0547 受液盘和底隙：

塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，常用平形型式。为减小液体流动阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以

h0h0不可过小。但若

过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故底隙宜小些以保证液封。

取uOL0.15m/s 则h0Ls0.0331470.113m

lwuOL1.960.15

塔板布置

a.受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积Af计。 b.边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用。 c.入口安定区和出口安定区，通常宽度相等。 d.有效传质区：余下的塔板上有浮阀孔的区域。 于此处考虑：

塔径D900mm，采用分块组装式； 边缘宽度取Wc50mm0.05m； 安定区宽度均取Ws0.08m； 降液管宽Wd0.3m

4.3.4 浮阀数目N及孔间距

F1重型浮阀阀孔直径d00.039m。取F012。 阀孔气速u0F0126.88m/s 3.045Vs2v每层塔板浮阀数N28259.5086/36004d0u04955.6

0.03926.88圆整为N956

浮阀排列：采用等腰三角形叉排。 由上一小节所假设,鼓泡区面积为

21x'21xAax'r2x'2rsinxr2x2rsin180r180r 其中

x'xrD2.8WdWs0.41440.080.9056m 22D2.8Wc0.051.35m 2222210.9056故Aa20.90561.250.90561.35sin()4.49 1801.35

取 t0.075m 则t'Aa4.490.0626 Nt9560.075由于塔直径D=2.8m，采用分块式塔板四块（其中两块弓形板、通道板和矩形板各一块）。

t0.075m、t0.0626m

以等腰三角形交叉方式绘图排列如图所示：

图4.4 塔板内部结构图

由排布图可得实际的开孔数950个

u0Vs2dN47.8496.92m/s0.03929504

F0u0V6.923.04512.07 在适宜范围8-12内 塔板开孔率

d0ND100%95020.0392.88.4%

21.塔板的流体力学校核 塔板压降校核：

hfhdh1 a、干板阻力 阀全开前(u0uoc)：

hd19.9u00.175L

阀全开后(u0uoc)：

Vu02hd5.342Lg

临界速度

uoc10.510.53.04511.825V11.8255.71m/s

有u0uoc

vuo23.0456.882故hd5.345.340.054

2Lg2726.0339.81b、板上充气液层阻力

取 0.6

h1(hwhow)0.60.10.06m

hfhdh10.060.0540.114m

故塔板压降为

PLghf726.0339.810.114811.9Pa

满足要求。 液沫夹带的校核：

因塔径D>900mm,应控制泛点率不超过80%。 由v3.045Kg/m3及HT0.6m

查《化工原理》（朱家骅编制）图11.22泛点负荷因子图：

图4.5 泛点负荷因子图

得CF=0.15，并查物性系数表得K=1

VsF1VLV100%28259.50860.78ATKCF3.045726.033.045100%73.1%80%36000.780.155.96满足上述条件，不会发生过量雾沫夹带。

2.溢流液泛校核：

为了防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足如下关系式

Hd(HThw)

Hdhwhowhfh

Ls0.028其中h0.1530.1530.043m

lwh01.330.04hf0.14m

22故Hd0.10.1140.0230.237

取泡沫层液泛因子0.5

(HThw)0.5(0.50.0547)0.42735m

Hd(HThw)

故不会发生液泛，塔板间距选择合适。 3.塔板负荷性能图：

a.漏液线（气相负荷下限线）

取F05时由下式计算得到最小气量VS

Vs4d02N(5V)40.0392162(550.21)0.1365m3/s

标绘于塔板负荷性能图中得到直线1。 b.过量雾沫夹带线（气相负荷上限线） 由于塔径D>900mm，临界泛点率为80%。 代入下式，得到Vs与Ls关系式

VsF1V1.36LsZLLVAbKCF

其中

AbAT2Af5.9520.5244.902m2

ZLDWd2.80.32.5m代入数据整理得：

Vs9.0841.3Ls

标绘于塔板负荷性能图中得到直线2。 c.液相负荷下限线

以平堰上液层高度how0.006m作为液相负荷下限标准

Ls36002)3 有how0.0060.00284E(lw代入数据Ls1.6103m3/s

标绘于塔板负荷性能图中得到直线3。 d.液相负荷上限线

液体在降液管中最短停留时间以3s计算，计算液相负荷的最大值

LsHTAf0.60.5240.1048m3/s 3标绘于塔板负荷性能图中得到直线4。 e.溢流液泛线

Hdhwhowhfh 已知堰高hw0.0547m

Hd(HThw)0.42735m

Ls36003Ls36003how0.00284E()0.002841.02()0.5626Ls3lw1.33

222hfhdh1

Vu02hd5.342Lg

其中u0Vs4

d02N3.045(Vs)2d0Nvu0224联立解得hd5.345.348.9104Vs 2Lg2736.0339.8

h1(hwhow)0.032820.263Ls h0.153(Ls2Ls)0.153()23.12Ls2 lwh01.960.11323将上述各式代入Hdhwhowhfh联立得

Vs381.8788Ls3505Ls2

223标绘于塔板负荷性能图中得到直线5。

0.6521、漏液线（气相负荷下限线）2、过量雾沫夹带线（气相负荷上 限线）Vs(m^3/s)0.50.40.30.20.100.010.0210.030.040.0534操作点3、液相负荷下限线4、液相负荷上限线5、溢流液泛线操作点Ls（m^3/s）浮阀塔塔板操作性能图图

4.6 浮阀塔塔板操作性能图

由图可知，操作线位介五条曲线之间，且有一定操作弹性空间，设计合理。

4.3.6 塔机械工程设计

1.塔高的计算 实际塔板数N

由Aspen plus提取的数据可以，实际塔盘数为18 塔顶空间高HD

塔顶空间高度的作用时安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.0~1.5m，这里取HD=1.2m。

塔板间距HT 由上面计算可知

HT=0.6m。

`开设人孔的板间距HT

`800mm。 设有人孔的上下两塔板间距应大于等于600mm，这里取HT人孔数

取10块板设置一个人孔，实际塔板18块，所以开3个人孔（包括塔顶和塔底人孔数）。

进料段空间高度HF

进料段高度取决于进料口结构形式和物料状态，一般HF要比HT大，取

HF=1000mm。

塔底空间高度HB

塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，取2~5min的储量。提取Aspen数据塔底料液出口体积流量V=119.33m3/s，塔径D=2.8m，t=3min

HBVt0.785D20.97m

综上可知塔筒体高度

HHD(N2S)HTSHT`HFHB17.97m

裙座高度

筒体高度大于10m，塔径1.9m>1m，所以采用圆柱形裙座：

H`2封头高度

1.5D4.2m 2封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002，知h=40mm，H=700mm。 接管的计算 （1）塔顶蒸汽接管

取塔顶蒸汽流速uv20m/s提取Aspen数据V=23103.0472m³/h，则管径

d1V0.785uv3600640mm

圆整后选取管子规格为Φ720x10mm 实际流速 u=16.7m/s（2）进料管 取进料管液体流速为

径为 d2uv2m/s

，液相体积流量为V=29.944m³/h，则进料管

V0.785uv360073mm

圆整后管径Φ88.5x4mm

实际流速 u=V/(0.785D^2)=1.64m/s（3）回流管径 取回流液体流速

uv2m/s

液相体积流量V=49.8m³/h，则回流管径为

d3V0.785uv360094mm

圆整后取管子规格为Φ114x5mm

实际流速 uV1.63m/s20.785d3600

（4）塔底出料管径

取进进料液体流uv2m/s，液相体积流量V=83.75m³/h

则管径 d4V0.785uv360014mm

圆整后取管子规格Φ21.3x2.75mm

实际流速 uV0.785d360021.12m/s

（5）再沸器入口管径

取进进料液体流uv20m/s，液相体积流量V=119.33m³/h

则管径 d4V0.785uv360045mm

圆整后取管子规格Φ60x4.5mm

实际流速 uV0.785d2360016.2m/s

4.3.7 正丁醇塔的设计结果

名称：正丁醛塔 编号：T201 类型：浮阀塔 通体高度：12000mm 塔径：2800mm

封头形式：标准椭圆形封头 设计温度：140℃ 设计压力：1.1bar 材料：16Mn 保温层：30mm岩棉 防腐：外涂防腐漆 其他精馏塔设计结果见附录