64/64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

2014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?jǐn)?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．求最小回流比及操作回流比R 163.2.3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(fù)荷性能圖 324.7.1物沫夾帶線 324.7.2液泛線 324.8液相負(fù)荷上限 334.9液漏線 334.10液相負(fù)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 365.1.4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(biāo)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(xiàn) 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。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(dá)到較高的傳質(zhì)效率。在本設(shè)計過程中，嚴(yán)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(biāo)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(yán)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?。毫黧w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(dá)到所要求的真空度。（4）有一定的操作彈性：當(dāng)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(fù)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)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?jǐn)?shù)==0.8597==0.0003913.1.2平均摩爾質(zhì)量=0.11546.07+(1-0.115)18.02=21.25Kg/Kmol=0.859746.07+（1-0.8597）18.02=42.13Kg/Kmol=0.00039146.07+（1-0.000391）18.02=18.03Kg/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=2735.89Kmol/h=15416.67Kg/hD=15416.67/42.12=366.02Kmol/h=42720.89Kg/hW=42720.89/18.03=2369.43Kmol/h3.2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?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)乙醇液相摩爾分?jǐn)?shù)溫度°F乙醇?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)乙醇液相摩爾分?jǐn)?shù)溫度°F乙醇?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)乙醇液相摩爾分?jǐn)?shù)F212.031900180.21790.5567150.232323175.99860.6441570.464647206.820.1077460.010101179.93790.5614480.242424175.86530.647980.474748202.72810.1864840.020202179.67480.5659640.252525175.73420.651860.484849199.43230.2465280.030303179.42670.5702930.262626175.60520.65580.49495196.72320.2937860.040404179.19180.5744620.272727175.47840.6598030.505051194.46120.3319090.050505178.96860.5784940.282828175.35040.6639160.515152192.54880.3632790.060606178.75570.5824120.292929175.22790.6680560.525253190.91480.3895180.070707178.5520.5862330.30303175.10750.6722690.535354189.50620.411770.080808178.35650.5899750.313131174.98920.676560.545455188.28580.4308120.090909178.16820.5936530.323232174.87310.6809310.555556187.21610.4473590.10101177.98630.597280.333333174.75910.6853850.565657186.27470.4618420.111111177.81030.6008690.343434174.64740.6899260.575758185.44130.4746260.121212177.63950.604430.353535174.53790.6945560.585859184.69970.4859970.131313177.47340.6079750.363636174.43080.6992790.59596184.03640.4961850.141414177.31160.6115110.373737174.32610.7040960.606061183.44010.5053750.151515177.15360.6150470.383838174.22380.7090110.616162182.90160.5137170.161616176.99920.6185910.393939174.1240.7140270.626263182.4130.5213380.171717176.84810.6221510.40404174.02680.7191460.636364181.96760.528340.181818176.70.6257320.414141173.93220.7243710.646465181.55990.5348120.191919176.55460.629340.424242173.84040.7297050.656566181.18490.5408260.20202176.4120.6329820.434343180.83850.5464470.212121176.27180.6366620.444444180.51720.5517270.222222176.1340.6403850.4545463.2.1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-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(dāng)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(biāo)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：=0.7533x+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(biāo)確定，y=2.5974x-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(biāo)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，=963.35Kg/在精餾段：氣相密度：在提餾段；液相密度=932.51Kg/氣相密度：3.5混合物的粘度=81.98°C，查表得，=0.3478mpa.s=0.432mpa.s=92.83°C，查表得，=0.3060mpa.s=0.386mpa.s精餾段粘度：=0.372mpa.s提餾段粘度：=0.3093mpa.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=1117.83Kmol/hV=（R+1）D=(3.054+1)366.02=1483.85Kmol/h已知，=26.08Kg/Kmol=34.06Kg/Kmol=833.39Kg/=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(biāo)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/64.3662.6960.7958.91乙醇表面張力：=16.962mpa.s水表面張力：=62.314mpa.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：=15.917mpa.s水表面張力：=60.258mpa.s=6.02=0.0408=0.9592B==0.780=-0.717=-0.717+0.780=0.063A==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×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?！斉c塔底平均溫度下的液相粘度mpa.s3.9.1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4-1SMITH關(guān)聯(lián)圖4.1.1精餾段：由，安全系數(shù)=0.6—0.8，式中，c可由史密斯關(guān)聯(lián)圖得：橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距=0.07m則m查圖可知m/sm/s圓整為3米橫截面積：空塔氣速：4.1.2提餾段：橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距=0.07m則m查圖可知：m/sm/s圓整為3m橫截面積空塔氣速：m/s4.2溢流裝置4.2.1堰長：取=0.65D=0.65×3=1.95m出口堰高，本設(shè)計采用平直堰，堰上液高度；近似取E=14.2.1.1精餾段；=mm4.2.1.2提餾段：=mm4.2.2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：m4.2.3.2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閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9—12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=75mm，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9—12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=0.047m2）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，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋簃pa4.4.1.2提餾段1）干板阻力m/s因故=0.042m/s2）板上充氣液層阻力取m3）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(dāng)?shù)母叨葹椋簃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(dāng)?shù)囊褐叨萴2）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(dāng)?shù)囊褐叨萴2）液體通過降液管的壓頭損失：m3）板上液層高度：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(fù)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(fù)荷性能系數(shù)圖泛點率：由計算知，符合要求。4.7塔板負(fù)荷性能圖4.7.1霧沫夾帶線泛點率=據(jù)此可作業(yè)負(fù)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，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(fù)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(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則4.9.1精餾段4.9.2提餾段4.10液相負(fù)荷下限性取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)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(fù)荷性能圖，圖如下：由塔板負(fù)荷性能圖可看出：在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作p處在操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液控制；按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限=13.09（13.57），氣相負(fù)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(fù)荷性能圖圖4-4提餾段負(fù)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=2m/s，=85.18°C由，當(dāng)=85.18°C時：Kg/Kg/故：=894.78Kg/m查標(biāo)準(zhǔn)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=25m/s，則°Cm=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°CKmol/sm=732mm查表取5.1.6法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，干焊法蘭，由不同的公稱直徑選用法蘭。進料管接管法蘭：回流管接管法蘭：塔釜出料管法蘭：塔頂蒸汽管法蘭: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?！缚p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考慮到次塔較高，風(fēng)載荷較大，而塔內(nèi)徑不太大，故適當(dāng)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(fù)偏差，估算筒體厚度在8—25mm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=3000mm，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(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)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)=0.107m/s除沫器直徑D==m選取不銹鋼除沫劑：類型：標(biāo)準(zhǔn)型，規(guī)格：40—100，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?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：mm圓整：=2800mm，=3300mm；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm，考慮到再沸器，裙裾高度取3mm，地角螺栓直徑取M30.5.5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15mm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=3000mm，可選用吊柱500Kg，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(dá)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450mm，在設(shè)置人孔處，塔間距為600mm，裙座應(yīng)開兩個人孔，直徑為450mm，人孔深入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)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2040mm。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5min。5.7.3塔立體高度mm5.8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（飽和液）冷卻水溫度：20°C50°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=2931K。料液溫度：99.95°C—100°C，熱流溫度120°C—120°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(biāo)校驗6.1風(fēng)彎矩把截面劃分為0—0截面為裙座基座截面，1—1截面為裙座人孔處截面，2—2截面為裙座塔體焊縫處截面。1—1截面彎矩：式中：塔體2—2截面到標(biāo)高10m處的距離對應(yīng)于段的風(fēng)力1—1截面彎矩:2—2截面彎矩：式中：裙座底部到標(biāo)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：Kg6.5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：=114Mpa=83.04Mpa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=0.29MPMpa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7－1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/℃85.18含乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)塔頂xD0..8597原料xF0.125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833.39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7－2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/m1.95堰高h(yuǎn)w/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0.050.11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/m0.075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(fù)荷上限Vs.max/（m3/s）精餾段13.09提餾段13.57氣相負(fù)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(fù)荷上限Ls.max0.0458液相負(fù)荷下限Ls.min0.00167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Φ127Χ8回流管Φ152Χ7塔釜出料管Φ114Χ6塔頂蒸汽出料管Φ740Χ8塔釜進氣管Φ760Χ10筒體材質(zhì)A3封頭Dg3000Χ8JB1154-73除沫器40-100法蘭Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg50HG5010-58Pg6Dg500HG5010-658Pg6Dg70HG5010-58冷凝器FLA700-135-16-4再沸器500-30-40-2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(fù)荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時的負(fù)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