乙醇__水浮連續(xù)精餾閥塔工藝設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計 課 程 設(shè) 計 設(shè)計題目 乙醇-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計學(xué)生姓名 學(xué) 號 專業(yè)班級 指導(dǎo)教師 2021年 1 月 11 日 .乙醇水浮連續(xù)精餾閥塔工藝設(shè)計 目 錄 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書3摘要4一、設(shè)計任務(wù)及方案簡介101.1 設(shè)計任務(wù)101.2 設(shè)計方案論證及確定10二、工藝流程草圖及說明122.1.1 工藝草圖122.2 工藝流程說明12三、精餾塔工藝的設(shè)計及計算133.1 塔的物料衡算：133.1.1 液料及塔頂，塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分數(shù)133.1.2平均摩爾質(zhì)量133.1.3 物料衡算133.2 塔板數(shù)的確定：143.2.1 理論塔板數(shù)的求取153.2.2求最小回流比及操

2、作回流比R163.2.3 求理論塔板數(shù)163.3 塔的平均溫度:173.4 密度173.4.1 精餾段173.4.2 提餾段183.4.3 不同溫度下乙醇和水的密度183.5 混合物的粘度193.6 相對揮發(fā)度193.6.1 精餾段揮發(fā)度193.6.2 提餾段揮發(fā)度193.7 氣液相體積流量計算203.7.1 精餾段203.7.2 提餾段203.8 混合溶液表面張力20v3.8.1 精餾段213.8.2 提餾段223.9 全塔效率及實際塔板數(shù)22四、工藝計算及主體設(shè)備的設(shè)計234.1 管徑的初步設(shè)計234.1.1精餾段244.1.2 提餾段254.2 溢流裝置254.2.1 堰長254.2.2

3、 方形降液管的寬度和橫截面264.2.3 降液管底隙高度264.3 塔板分布及浮閥數(shù)目及排列264.3.1 塔板分布264.3.2 浮閥數(shù)目與排列264.4 塔板的流體力學(xué)計算294.4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降294.5 淹塔304.5.1 精餾度304.5.2 提餾段304.6 物沫夾帶314.6.1 精餾段314.6.2 提餾段314.7塔板負荷性能圖324.7.1 物沫夾帶線324.7.2 液泛線324.8 液相負荷上限334.9 液漏線334.10 液相負荷下限性34五、塔的附屬設(shè)備選型及校核355.1 接管355.1.1 進料管355.1.2 回流管365.1.3 塔釜出料管36

4、5.1.4 塔頂蒸汽出料管375.1.5 塔釜進氣管375.1.6 法蘭375.2 筒體與封頭385.2.1 筒體385.2.2 封頭395.3 除沫器395.4 裙座395.5吊柱405.6人孔405.7 塔總體高度的計算405.7.1 塔的頂部空間高度405.7.2 塔的底部空間高度405.7.3 塔立體高度405.8 附屬設(shè)備設(shè)計415.8.1 冷凝器的選擇415.8.2 再沸器的選擇41六、 塔的各項指標校驗426.1 風(fēng)載荷及風(fēng)彎矩426.1.1 風(fēng)載荷426.2 風(fēng)彎矩426.3 離心泵選型436.4 塔體的強度和穩(wěn)定性校核446.4.1 塔底危險截面1-1軸向應(yīng)力計算446.5

5、質(zhì)量載荷446.6 塔底抗壓強度校核456.6.1 塔底1-1截面抗壓強度及軸向穩(wěn)定性校核456.7 裙座的強度及穩(wěn)定性校核45裙座底部0-0截面的軸向應(yīng)力計算456.8 焊縫強度466.9.1 水壓試驗時，塔體1-1截面的強度條件466.9.2水壓試驗時裙裾底部1-1截面的強度和穩(wěn)定性驗算47七、設(shè)計結(jié)果概要及匯總477.1 全塔工藝設(shè)計結(jié)果總匯477.2 主要符號說明50八、總結(jié)528.1 總結(jié)528.2 心得53九、主要參考文獻54緒論本設(shè)計書介紹的是浮閥塔精餾的設(shè)計，其中包括設(shè)計方案的確定、塔主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖及草圖及說明、設(shè)計結(jié)果概要及一覽表等幾大內(nèi)容

6、。本設(shè)計主要用于分離酒精和水的混合物，利用浮閥塔將其進行精餾分離。精餾所進行的是精餾所進行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。在本設(shè)計過程中，嚴格按照常用數(shù)據(jù)算圖，化工設(shè)備常用材料性能以及化工圖例國標規(guī)定進行設(shè)計，同時查閱了大量的有關(guān)資料。每一步的計算都嚴格按照化工原理課程設(shè)計一書中的公式進行計算，并經(jīng)過核對與驗算，總體來說有一定的合理性。一、 設(shè)計方案論證及確定 1.1.1 生產(chǎn)時日及處理量的選擇：設(shè)計要求塔年處理11.5萬噸乙醇水溶液系統(tǒng)，年工作日300d，每天工作24h。 1.1.2 選擇用板式塔不用填

7、料塔的原因：因為精餾塔精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下： （1）生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 （2）效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 （3）流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。 （4）有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 （5）結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 （6）能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 故選用板式塔。1.1.3 板式精餾塔選擇浮閥塔的原因：（1）生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥

8、安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 （2）操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 （3）塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 （4）氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 （5）塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 1.1.4 選擇泡點進料的原因：在供熱量一定的情況下，熱量應(yīng)盡可能從塔底輸入，使產(chǎn)生的氣相回流在全塔

9、發(fā)揮作用。為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則常采用泡點進料。1.1.5 操作壓力的選擇：常壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設(shè)備費用和操作費用，提高經(jīng)濟效益, 在條件允許下常采用常壓操作，因此本精餾設(shè)計選擇在常壓下操作。1.1.6 加熱方式的選擇：采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。1.2.7 回流比的選擇：主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低，該設(shè)計選擇為。二、工藝流程草圖及說明2.1.1 工藝草圖2.1 工藝流程草圖 圖 2-1 工藝流程簡圖2.2 工藝流程說明一整套精餾裝置應(yīng)該包括精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)

10、品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再沸器加熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。三、精餾塔工藝的設(shè)計及計算

11、3.1 塔的物料衡算：3.1.1 液料及塔頂，塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分數(shù) =0.8597=0.0003913.1.2平均摩爾質(zhì)量 =0.11546.07+(1-0.115)18.02=21.25 Kg/Kmol =0.859746.07+（1-0.8597）18.02=42.13 Kg/Kmol =0.00039146.07+（1-0.000391）18.02=18.03 Kg/Kmol3.1.3 物料衡算總物料衡算 += =370000/24=15416.67Kg/h 易揮發(fā)組份物料衡算 0.94+0.001=0.25聯(lián)立以上式，得： =58137.56Kg/h =58137.56/21.25=

12、2735.89 Kmol/h=15416.67Kg/h D=15416.67/42.12=366.02 Kmol/h =42720.89Kg/h W=42720.89/18.03=2369.43 Kmol/h 3.2 塔板數(shù)的確定： 表3-1 不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成如下表所示溫度°F乙醇氣相摩爾分數(shù)乙醇液相摩爾分數(shù)溫度°F乙醇氣相摩爾分數(shù)乙醇液相摩爾分數(shù)溫度°F乙醇氣相摩爾分數(shù)乙醇液相摩爾分數(shù)F 212.031900180.21790.5567150.232323175.99860.6441570.464647206.820.1077460.010101

13、179.93790.5614480.242424175.86530.647980.474748202.72810.1864840.020212179.67480.5659640.252525175.73420.651860.484849199.43230.2465280.030303179.42670.5702930.262626175.60520.65580.49495196.72320.2937860.040404179.19180.5744620.272727175.47840.6598030.505051194.46120.3319090.050505178.96860.5784940

14、.282828175.35040.6639160.515152192.54880.3632790.060606178.75570.5824120.292929175.22790.6680560.525253190.91480.3895180.070707178.5520.5862330.30303175.10750.6722690.535354189.50620.411770.080808178.35650.5899750.313131174.98920.676560.545455188.28580.4308120.090909178.16820.5936530.323232174.87310

15、.6809310.555556187.21610.4473590.10101177.98630.597280.333333174.75910.6853850.565657186.27470.4618420.111111177.81030.6008690.343434174.64740.6899260.575758185.44130.4746260.121212177.63950.604430.353535174.53790.6945560.585859184.69970.4859970.131313177.47340.6079750.363636174.43080.6992790.595961

16、84.03640.4961850.141414177.31160.6115110.373737174.32610.7040960.606061183.44010.5053750.151515177.15360.6150470.383838174.22380.7090110.616162182.90160.5137170.161616176.99920.6185910.393939174.1240.7140270.626263182.4130.5213380.171717176.84810.6221510.40404174.02680.7191460.636364181.96760.528340

17、.181818176.70.6257320.414141173.93220.7243710.646465181.55990.5348120.191919176.55460.629340.424242173.84040.7297050.656566181.18490.5408260.20212176.4120.6329820.434343180.83850.5464470.212121176.27180.6366620.444444180.51720.5517270.222222176.1340.6403850.4545463.2.1 理論塔板數(shù)的求取 3.2.1.1 根據(jù)乙醇、水的平衡數(shù)據(jù)作x

18、-y圖及t-x-y圖。 3.2.2求最小回流比及操作回流比R。因泡點進料，根據(jù)1.01325×105Pa下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖。已知乙醇水為非理想物系，其平衡曲線有下凹部分，當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，對應(yīng)的回流比為最小的回流比。最小回流比的求法是由點(0.8597，0.8597)向平衡線的下凹部分作切線，該線與q線的交點坐標為(xq= 0.1153，yq= 0.355)。見圖 取操作回流比 R=1.45=3.054 圖3-1乙醇、水的t-x-y圖 3.2.3 求理論塔板數(shù)。依圖3-2。精餾段操作線方程為：=0.75

19、33x+ 0.2121 提餾段操作線方程可以根據(jù)精餾段操作線與q線交點(0.1153，0.2990)和點(0.000391，0)這兩點坐標確定，y= 2.5974 x - 0.0006252。 =28（不包括塔其中精餾段理論塔板數(shù)23層，提餾段5層（不包括塔釜），第24層為加料板。3.3 塔的平均溫度: 利用表中數(shù)據(jù)，用拉格朗日標值可求得： ： °C0 °C °C3.3.1 精餾段平均溫度：°C3.3.2 提餾段平均溫度：°C3.4 密度： 混合液密度:(a為質(zhì)量分率，為平均相對分子質(zhì)量) 混合器密度： 3.4.1 精餾段：°C 液相

20、組成 氣相組成 ： 所以：= 3.4.2 提餾段：=92.83°C液相組成 氣相組成 所以 3.4.3 不同溫度下乙醇和水的密度： 表3-2 不同溫度下乙醇的和水密度 溫度/°C乙醇密度Kg/m3水的密度Kg/m380735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4求得 和下的乙醇和水的密度： 同理：=92.83°C， =721.74°C， =963.35 Kg/ 在精餾段： 氣相密度： 在提餾段；液相密度=932.51 Kg/氣相密度： 3.5 混合物的粘度 =81.98°C，查表得， =0

21、.3478 mpa.s =0.432 mpa.s =92.83°C，查表得，=0.3060 mpa.s =0.386 mpa.s精餾段粘度： =0.372 mpa.s提餾段粘度： =0.3093 mpa.s3.6 相對揮發(fā)度： 3.6.1 精餾段揮發(fā)度：由，得： ，故 3.6.2 提餾段揮發(fā)度：由， 故 3.7 氣液相體積流量計算 根據(jù)t-x-y圖得，=2.106，則R=1.45=3.0543.7.1 精餾段：L=RD=3.054366.02=1117.83 Kmol/h V=（R+1）D=(3.054+1)366.02=1483.85 Kmol/h已知，=26.08 Kg/Kmol

22、 =34.06 Kg/Kmol =833.39 Kg/ =1.17Kg/有質(zhì)量流量 體積流量 3.7.2 提餾段：飽和液體進料,q=1 已知： 則有質(zhì)量流量： 體積流量： 3.8 混合溶液表面張力 二元有機物水的溶液表面張力可用以下公式計算： 其中： 式中下腳標w，o，s分別代表水，有機物及表面部分，指主體部分的分子數(shù)，指主體部分的摩爾體積；，指純水及有機物的表面張力。對乙醇，q=2.3.8.1 精餾段：=81.98°C 表3-3 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/°C708090100乙醇表面張力/mN/1817.1516.215.2水表面張力/mN/64.3662.69

23、60.7958.91 乙醇表面張力： =16.962 mpa.s水表面張力： =62.314 mpa.s=0.31=-0.752=-0.509-0.752=-1.261聯(lián)立方程組：求得 N/3.8.2 提餾段：=92.83°C 乙醇表面張力： =15.917 mpa.s水表面張力： =60.258 mpa.s =6.02=0.0408 =0.9592 B=0.780=-0.717=-0.717+0.780=0.063 A= =0.643 =0.357 故， N/3.9 全塔效率及實際塔板數(shù)理論塔板數(shù)的計算，可采用逐板計算法，圖解法，在本次設(shè)計中采用圖解法。根據(jù)1.01325×

24、;pa下，乙醇-水的氣液平衡組成關(guān)系可繪出平衡曲線即x-y曲線圖，泡點進料，所以q=1.即q為一條直線，本平衡具有下凹部分，操作線尚未落到平衡線前，已與平衡線相切，=0.7791，=0.8042，所以=2.223，操作回流比R=3.336. 已知：精餾段操作線方程為：=0.7533x+0.2121 提餾段操作線方程為：y=2.5974x-在圖上做操作線，由此得到理論板=28（包括再沸器），加料板在24塊理論板。塔板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。板效率可用公式來計算。注：塔頂與塔板平均溫度下的相對揮發(fā)度。 塔頂與塔底平均溫度下的

25、液相粘度 mpa.s 3.9.1 精餾段 已知=3.31，,0.372所以：,故=50 塊3.9.2 提餾段已知8.26 , 故13 塊全塔所需實際塔板數(shù)；=13+49=63塊全塔效率： 加料板位置在第51塊塔板. 四、工藝計算及主體設(shè)備的設(shè)計 4.1 管徑的初步設(shè)計 圖4-1 SMITH 關(guān)聯(lián)圖 4.1.1精餾段： 由 ，安全系數(shù)=0.60.8，式中，c可由史密斯關(guān)聯(lián)圖得：橫坐標數(shù)值： 取板間距 =0.07m 則 m查圖可知 m/s m/s 圓整為3米 橫截面積： 空塔氣速： 4.1.2 提餾段： 橫坐標數(shù)值： 取板間距 =0.07m 則 m 查圖可知： m/s m/s 圓整為3m 橫截面積

26、 空塔氣速： m/s 4.2 溢流裝置 4.2.1 堰長 ： 取=0.65D=0.65×3=1.95 m 出口堰高，本設(shè)計采用平直堰，堰上液高度；近似取E=1 4.2.1.1 精餾段； = m m 4.2.1.2 提餾段： = m m 4.2.2 方形降液管的寬度和橫截面 查圖得：，則 m 驗證降液管內(nèi)停留時間： 精餾段： s 提餾段： s 停留時間5s，故降液管可用4.2.3 降液管底隙高度 4.2.3.1 精餾段取降液管底隙流速 m/s，則： m 4.2.3.2 提餾段取 m/s 則： m 取 m都不小于0.02m，故滿足要求。4.3 塔板分布及浮閥數(shù)目及排列 4.3.1 塔板分

27、布 本設(shè)計塔徑D=3m，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。 4.3.2 浮閥數(shù)目與排列 4.3.2.1 精餾段取閥孔動能因子 ，則孔速 m/s每層塔板上浮閥數(shù)目為 塊取邊緣區(qū)寬度 m，破沫區(qū)寬度 m計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：其中 =5.37浮閥排列方式采用等腰三角叉排，取同一個橫排的孔心距，則排間距： mm 考慮到孔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用79mm，而應(yīng)小些，故取=0.065m，按t=75mm，=65mm，以等腰三角形叉排方式做圖，排得閥數(shù)948個。 按N=948個重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)， m/s=11.46 閥孔動

28、能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)，塔板開孔率= 4.3.2.2 提餾段 取閥孔動能因子=12，則 m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為 塊按t=75 mm，估算排間距， mm取 mm，排得閥數(shù)為812快。按812塊重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)， m/s 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)，開孔率=浮閥排列方式如圖所示： 圖4-2 精餾段閥孔排列方式 圖4-3 提餾段閥孔排列方式4.4 塔板的流體力學(xué)計算 4.4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)計算 4.4.1.1 精餾段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.047m 2）板上充氣液層阻力 取 3）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與

29、氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋?m pa 4.4.1.2 提餾段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.042m/s 2）板上充氣液層阻力 取 m 3）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)母叨葹椋?m pa4.5 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度：即。 4.5.1 精餾度 1）單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?m2） 液體通過降液管的塔頭損失 m3）板上液層高度 0.07m ，則 m 取=0.5，已選定 m, m 則 所以符合防淹塔的要求。4.5.2 提餾段1）單板壓降所相當?shù)囊褐叨萴2）液體通過降液管的壓頭損失： m3）板上液層

30、高度：0.07m ，則 m 取=0.5，則 m，可見 所以符合防淹塔的要求。4.6 物沫夾帶 4.6.1 精餾段 泛點率= 泛點=板上流體流經(jīng)長度： m板上流經(jīng)面積： 查物料系數(shù)K=1.0，泛點負荷性能系數(shù)圖。泛點率：對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%，由以上可知，物沫夾帶能夠滿足的需求。4.6.2 提餾段取物料系數(shù)K=1.0，泛點負荷性能系數(shù)圖泛點率：由計算知，符合要求。4.7塔板負荷性能圖 4.7.1 霧沫夾帶線 泛點率=據(jù)此可作業(yè)負荷性能圖中的霧沫夾帶線，按泛點泛80%計算。4.7.1.1 精餾段0.8=整理得：即由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)作取兩個值，

31、算出。4.7.1.2提餾段：0.8=整理得：即=16.08-101.934.7.2 液泛線由此確定液泛線，忽略式中 而 4.7.2.1 精餾段整理得：4.7.2.2 提餾段整理得：4.8 液相負荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于3-5s，液體降液管內(nèi)停留時間 s。以s作為液體降液管內(nèi)停留時間的下限，則： 4.9 液漏線對于 型重閥，依=5作為規(guī)定氣 體最小負荷的標準，則4.9.1 精餾段 4.9.2 提餾段 4.10 液相負荷下限性 取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線為氣相流量無關(guān)的豎直線。取E=1則 由以上4.5-4.10可作出負荷性能圖，圖如下：由塔板

32、負荷性能圖可看出：1） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作p處在操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2） 塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限=13.09（13.57），氣相負荷下限5.232（5.280） 。所以：精餾段操作彈性為：13.09/5.232=2.50:；提餾段操作彈性為：13.57/5.280=2.57 圖 4-3 精餾段負荷性能圖圖 4-4 提餾段負荷性能圖五、塔的附屬設(shè)備選型及校核： 5.1 接管 5.1.1 進料管 進料管的要求很多，有直管進料管、彎管進料管、丁型進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑如下： 取=2 m/s

33、，=85.18°C 由，當=85.18°C時： Kg/ Kg/ 故：=894.78 Kg/ m查標準系列選?。?.1.2 回流管采用直管依靠重力回流，取液體流速uR = 0.4m/s。查t-x-x圖得，°C，（為全凝器冷凝后的溫度） 由差值法： 故： ， mm查表取：5.1.3 塔釜出料管取 m/s,直管出料°C，故可先選取°F的數(shù)據(jù)， ， 故： 故： m查表取5.1.4 塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速：u=25 m/s，則°C m=711mm 查表取5.1.5 塔釜進氣管采用直管，取氣速u=23m/s，t=99.91°

34、C Kmol/s m=732 mm 查表取5.1.6 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，干焊法蘭，由不同的公稱直徑選用法蘭。1） 進料管接管法蘭：2） 回流管接管法蘭：3） 塔釜出料管法蘭：4） 塔頂蒸汽管法蘭: 5） 塔釜蒸氣進氣法蘭：5.2 筒體與封頭 5.2.1 筒體選用碳素鋼，因料液無腐蝕性，由公式： 式中： s筒體的壁厚，毫米 P筒體的設(shè)計壓力，公斤力/ 筒體的內(nèi)徑，毫米。 焊縫系數(shù) C 壁厚附加量 ，毫米 筒體材料的舉用應(yīng)力，公斤力/對此設(shè)計精餾塔，溫度<100°C，查鋼板許用應(yīng)力值表，知鋼板許用應(yīng)力值為=1140 （公斤力/），P為大氣壓，C取0.2

35、考慮到次塔較高，風(fēng)載荷較大，而塔內(nèi)徑不太大，故適當給塔加厚度，現(xiàn)假設(shè)筒體厚度，則假設(shè)的塔體有效厚度： mm式中，C1鋼板的厚度負偏差，估算筒體厚度在825mm范圍內(nèi)，查表得，。 5.2.2 封頭 封頭分為橢圓形封頭，蝶形封頭等幾種，本設(shè)計采用圓形封頭，由公稱直徑=3000 mm，查得曲面高度=750mm，直邊高度 mm，內(nèi)表面積=3.73，容積=0.866，選用封頭，JB1154-73。5.3 除沫器 當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫劑，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫劑有折流板式除沫劑，絲網(wǎng)除沫器以及程流出

36、沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕，空隙大及使用方便等優(yōu)點。 設(shè)計氣速選取： 系數(shù)=0.107 m/s 除沫器直徑D= m 選取不銹鋼除沫劑：類型：標準型，規(guī)格：40100，材料：不銹鋼絲網(wǎng)（） 絲網(wǎng)尺寸：圓絲5.4 裙座 塔底端用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑： mm 圓整：=2800 mm，=3300 mm；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18 mm，考慮到再沸器，裙裾高度取3 mm，地角螺栓直徑取M30.5.

37、5吊柱 對于較高的室外無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對于補充和更新填料、安裝和卸載內(nèi)件，既經(jīng)濟又方便的一項措施，一般取15 mm以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計塔徑D=3000 mm，可選用吊柱500 Kg，s=1000mm，5.6人孔 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔10-20塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共57塊塔板，需設(shè)置6個人孔，每個孔直徑為450 mm，在設(shè)置人孔處，塔間距為600 mm，裙座應(yīng)開兩個人孔，直徑為450 mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)

38、壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此。5.7 塔總體高度的計算 5.7.1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為2040 mm。 5.7.2 塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5 min。 5.7.3 塔立體高度 m m5.8 附屬設(shè)備設(shè)計 5.8.1 冷凝器的選擇 有機物蒸氣冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為： 。本設(shè)計取 K=700 =2926 出料液溫度：78.21°C（飽和氣）78.16°C（飽

39、和液） 冷卻水溫度：20°C 50°C 逆流操作： °C °C °C 傳熱面積： 設(shè)備型號： 5.8.2 再沸器的選擇 選用120°C的飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2931 K。料液溫度：99.95°C100°C，熱流溫度120°C120°C。 逆流操作： °C °C °C換熱面積： 設(shè)備型號： 500-30-40-2六、 塔的各項指標校驗 6.1風(fēng)彎矩把截面劃分為00截面為裙座基座截面，11截面為裙座人孔處截面，22截 面為裙座塔體焊縫處截面。 11截面彎矩：

40、式中： -塔體22截面到標高10m處的距離 -對應(yīng)于段的風(fēng)力11截面彎矩: 22截面彎矩：式中： -裙座底部到標高十米處的距離-對應(yīng)于段的風(fēng)力所以：6.2 離心泵選型 進料口離地面高度： m， Kw 選型：Is80-50-2006.3塔體的強度和穩(wěn)定性校核6.3.1 塔底危險截面1-1軸向應(yīng)力計算（裙座塔體焊縫處截面） 塔底危險截面1-1抗壓強度及軸向穩(wěn)定性驗算： 6.4 質(zhì)量載荷塔體和裙裾質(zhì)量= 人孔、法蘭、接管等附件的質(zhì)量： 內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量： 保溫層材料質(zhì)量： 扶梯、平臺質(zhì)量（扶梯單位質(zhì)量為40kg/m，操作平臺共六層，平臺寬1.0m，單位質(zhì)量150kg/，直角360°，平臺距塔之間

41、距離1000mm）： 操作時塔內(nèi)物料質(zhì)量： 充水質(zhì)量： 塔體與裙裾的操作質(zhì)量： 最大操作質(zhì)量： 最小操作質(zhì)量： 塔體操作時質(zhì)量： Kg 6.5 塔底抗壓強度校核6.5.1 塔底1-1截面抗壓強度及軸向穩(wěn)定性校核：該截面上的最大軸向壓縮應(yīng)力發(fā)生在空塔時： 式中：=114 Mpa =83.04 Mpa因此塔底1-1截面滿足抗壓強度及軸向穩(wěn)定條件 塔底1-1截面上的抗拉強度校核塔底1-1截面上的最大拉應(yīng)力： 綜合以上各項計算，在各種不同危險截面情況下塔體壁厚取,可以滿 足整個塔體的強度、剛度及穩(wěn)定性要求。6.6 裙座的強度及穩(wěn)定性校核 設(shè)裙座厚度，厚度附加量C=1mm,則裙座有效厚度 裙座底部0-0

42、截面的軸向應(yīng)力計算 操作時全塔質(zhì)量引起的壓應(yīng)力為： 風(fēng)載荷引起的0-0截面彎曲應(yīng)力： 因此裙座底部0-0截面滿足抗壓強度及軸向穩(wěn)定性條件。6.7焊縫強度 裙裾與塔體采用對接焊，焊縫承受的組合拉應(yīng)力為： 6.8水壓試驗時塔的強度和穩(wěn)定性驗算： 6.8.1 水壓試驗時，塔體1-1截面的強度條件： 式中： 是液注靜壓力，因塔高29.07m,故取=0.29MP Mpa 因此滿足水壓試驗強度滿足要求。6.8.2水壓試驗時裙裾底部1-1截面的強度和穩(wěn)定性驗算 式中：， 由于 因此滿足強度與軸向穩(wěn)定性要求。七、設(shè)計結(jié)果概要及匯總7.1 全塔工藝設(shè)計結(jié)果總匯表71 精餾塔工藝設(shè)計結(jié)果總表項目設(shè)計結(jié)果進料溫度/

43、85.18含乙醇的摩爾分數(shù)塔頂xD0.8597原料xF 0.125平均摩爾質(zhì)量(kg/h）塔底xw0.000391塔頂MD42.13原料MF21.25流量(kmol/h）塔底Mw18.03塔頂產(chǎn)品D366.02原料F2735.89上升蒸汽質(zhì)量流量(kg/s）塔底產(chǎn)品W2369.43精餾段V14.039提餾段10.428下降液體的質(zhì)量流量(kg/s）精餾段L8.098提餾段20.5012平均溫度（）精餾段81.98提餾段92.83液相平均摩爾質(zhì)量（kg/kmol）精餾段26.08提餾段19.16氣相平均摩爾質(zhì)量（kg/kmol）精餾段34.06提餾段25.31液相平均密度（kg/m3）精餾段83

44、3.39提餾段932.51氣相平均密度（kg/m3）精餾段1.17提餾段0.843液體表面張力mN/精餾段23.07提餾段39.35液體黏度（mPa.s）精餾段0.372提餾段0.3093表 72 塔的總體計算及設(shè)計結(jié)果總表項目設(shè)計結(jié)果塔徑D/m3板間距HT/m0.45實際空塔氣速m/s精餾段1.7提餾段1.75堰長lw/m 1.95堰高hw/m精餾段0.0505提餾段0.0364板上液層高度hL/m 精餾段 0.0195降液管底隙高度h0/m提餾段0.0336精餾段 提餾段 0.05 0.11浮閥數(shù)N/個精餾段948提餾段812閥孔氣速u0/（m/s）精餾段10.6提餾段11.72閥孔動能因

45、數(shù)F0精餾段11.46提餾段11.72開孔率精餾段16.04%提餾段13.71%孔心距t/m 0.075板壓降/pa精餾段670.4提餾段704.39液體在降液管內(nèi)的停留時間/s精餾段23.56提餾段10.41降液管內(nèi)清液層高度Hd/m精餾段0.156提餾段0.1558泛點率/精餾段75.5提餾段72.64氣相負荷上限Vs.max/（m3/s）精餾段13.09提餾段 13.57氣相負荷下限Vs.max（m3/s）精餾段5.232提餾段5.28操作彈性精餾段 2.5提餾段 2.57實際塔板數(shù)精餾段50提餾段13全塔效率42.86%液相負荷上限Ls.max0.0458液相負荷下限Ls.min0.0

46、0167回流比3.054保溫層厚度 mm100塔高 m35.29塔底部空間高度 m1.9塔頂部空間高度 m2.04人孔數(shù)5裙座高度 m3人孔直徑 m0.45人孔高度 m0.6 表7-3 塔的附屬設(shè)備選型項目選取型號進料管1278回流管1527塔釜出料管1146塔頂蒸汽出料管7408塔釜進氣管76010筒體材質(zhì)A3封頭Dg30008JB1154-73除沫器40-100法蘭Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg50HG5010-58Pg6Dg500HG5010-658Pg6Dg70HG5010-58冷凝器FLA700-135-16-4再沸器 500-30-40-

47、2離心泵Is80-50-2007.2 主要符號說明 主要符號說明符號意義單位Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Ad降液管截面積m2Af總降壓管截面積m2An塔板上方氣體通道截面積m2Ao浮閥塔板閥孔總截面積m2AT塔截面積m2C計算液泛速度的負荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時的負荷因子-Co孔流系數(shù)-D塔徑mD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE液流收縮系數(shù)-ET塔板效率-eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量-F進料摩爾質(zhì)量kmol/hFLV兩相流動參數(shù)-Fo氣體的閥孔動能因子kg0.5/(s·m0.5)G質(zhì)量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc與干板壓強降相當?shù)囊褐叨萴hd降液管壓強降相當液柱高度mhL板上液層高度mhp與單板壓降相當?shù)囊簩痈叨萴HT板間距