化工原理课程设计乙醇水浮阀塔精馏工艺设计

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1、 课 程 设 计 设计题目 乙醇-水浮阀塔精馏工艺设计学生姓名 学 号 专业班级 高分子08-4班 指导教师 2011年 1 月 21 日设计题目乙醇水浮阀塔精馏工艺设计成绩课程设计主要内容级jjjj指导教师评语建议：从学生的工作态度、工作量、设计（论文）的创造性、学术性、实用性及书面表达能力等方面给出评价。签 名： 200 年 月 日化工原理课程设计任务书专业 高分子 班级 08-4 姓名 严泽武 学号 20083116 设计题目：板式精馏塔设计设计时间：2011年1月10日 至 2010年1月21日指导老师：姚运金老师。 设计任务：年处理 1.15万 吨乙醇-水溶液系统1. 料液含乙醇 2

2、7.2wt% ，馏出液含乙醇不少于94 wt%，残液含乙醇不大于0.05 wt%2. 操作条件：（1） 泡点进料，回流比R= 1.5 Rmin。（2） 塔釜加热蒸汽压力：间接0.2 MPa（表压），直接0.1 MPa（绝压）。（3） 塔顶全凝器冷却水进口温度20，出口温度50 。（4） 常压操作。年工作日300320 d，每天工作24 h。（5） 设备形式（筛板塔、浮阀塔、泡罩塔等）自选。（6） 安装地点：合肥任务来源：合肥酒厂设计主要内容：工艺流程的确定，塔和塔板的工艺尺寸计算，塔板的流体力学验算及负荷性能图，辅助设备的计算与选型，主体设备的机械设计。关键词： 浮阀塔 乙醇 设计乙醇水浮阀塔

3、精馏工艺设计摘要：本设计是以浮阀塔为精馏设备分离乙醇水混合溶液。先找出乙醇和水的有关数据，以此利用Autocad作图求出最小回流比2.223和理论塔板数25.7块，然后对塔和塔板的工艺尺寸进行计算，确定了塔高为32.07m，塔径1.8m。对塔的流体力学进行验证后，符合浮阀塔的操作性能。经过对塔设备的强度计算，壁厚12mm，满足设计要求。关键词： 浮阀塔 乙醇 设计 英文摘要Abstract: In this design,the float vavle tower was used to distill and separate the ehanolwater solution. Firstl

4、y, the essential data of water and ehanol was found, and the minimum reflux ratio 2.223 and the theoretical plate number 25.7 was obtained through the diagram drawed by the software Autocad. After calculating the size of the tower and plate ,the diameter of the tower and the height of the tower was

5、determined,and the result was 1.8 m and 32.07 m, respectively. At last, according to the liquid mechanic calculation of the tower , it was suitable to the capable of operating of this floating valve tower. By calculating the intensity of the tower,the thickness of the tower was got,and the thickness

6、 should meet the indensity requirement.Keywords: float vavle tower ehanol design 目 录 化工原理课程设计任务书3摘要4一、设计任务及方案简介101.1 设计任务101.2 设计方案论证及确定10二、工艺流程草图及说明122.1.1 工艺草图122.2 工艺流程说明12三、精馏塔工艺的设计及计算133.1 塔的物料衡算：133.1.1 液料及塔顶，塔底产品含乙醇摩尔分数133.1.2平均摩尔质量133.1.3 物料衡算133.2 塔板数的确定：143.2.1 理论塔板数的求取153.2.2求最小回流比及操作回流比R

7、163.2.3 求理论塔板数163.3 塔的平均温度:173.4 密度173.4.1 精馏段173.4.2 提馏段183.4.3 不同温度下乙醇和水的密度183.5 混合物的粘度193.6 相对挥发度193.6.1 精馏段挥发度193.6.2 提馏段挥发度193.7 气液相体积流量计算203.7.1 精馏段203.7.2 提馏段203.8 混合溶液表面张力20v3.8.1 精馏段213.8.2 提馏段223.9 全塔效率及实际塔板数22四、工艺计算及主体设备的设计234.1 管径的初步设计234.1.1精馏段244.1.2 提馏段254.2 溢流装置254.2.1 堰长254.2.2 方形降液

8、管的宽度和横截面264.2.3 降液管底隙高度264.3 塔板分布及浮阀数目及排列264.3.1 塔板分布264.3.2 浮阀数目与排列264.4 塔板的流体力学计算294.4.1 气相通过浮阀塔板的压降294.5 淹塔304.5.1 精馏度304.5.2 提馏段304.6 物沫夹带314.6.1 精馏段314.6.2 提馏段314.7塔板负荷性能图324.7.1 物沫夹带线324.7.2 液泛线324.8 液相负荷上限334.9 液漏线334.10 液相负荷下限性34五、塔的附属设备选型及校核355.1 接管355.1.1 进料管355.1.2 回流管365.1.3 塔釜出料管365.1.4

9、 塔顶蒸汽出料管375.1.5 塔釜进气管375.1.6 法兰375.2 筒体与封头385.2.1 筒体385.2.2 封头395.3 除沫器395.4 裙座395.5吊柱405.6人孔405.7 塔总体高度的计算405.7.1 塔的顶部空间高度405.7.2 塔的底部空间高度405.7.3 塔立体高度405.8 附属设备设计415.8.1 冷凝器的选择415.8.2 再沸器的选择41六、 塔的各项指标校验426.1 风载荷及风弯矩426.1.1 风载荷426.2 风弯矩426.3 离心泵选型436.4 塔体的强度和稳定性校核446.4.1 塔底危险截面1-1轴向应力计算446.5 质量载荷4

10、46.6 塔底抗压强度校核456.6.1 塔底1-1截面抗压强度及轴向稳定性校核456.7 裙座的强度及稳定性校核45裙座底部0-0截面的轴向应力计算456.8 焊缝强度466.9.1 水压试验时，塔体1-1截面的强度条件466.9.2水压试验时裙裾底部1-1截面的强度和稳定性验算47七、设计结果概要及汇总477.1 全塔工艺设计结果总汇477.2 主要符号说明50八、总结528.1 总结528.2 心得53九、主要参考文献54绪论本设计书介绍的是浮阀塔精馏的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图及草图及说明、设计结果概要及一览表等几大内容。本设计主

11、要用于分离酒精和水的混合物，利用浮阀塔将其进行精馏分离。精馏所进行的是精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。在本设计过程中，严格按照常用数据算图，化工设备常用材料性能以及化工图例国标规定进行设计，同时查阅了大量的有关资料。每一步的计算都严格按照化工原理课程设计一书中的公式进行计算，并经过核对与验算，总体来说有一定的合理性。由于本组所有成员能力水平有限，设计书中难免会存在不完善的地方，在此，诚恳地希望老师批评改正，让我们能更进一步的努力。一、设计任务及方案简介1.1 设计任务1.1.1 设计题目：年处理

12、11.5万吨乙醇水溶液系统1.1.2 设计条件：液料含乙醇27.2wt%，馏出液含乙醇不少于94wt%,残液含乙醇不大于0.05wt%。1.1.3 操作条件：（1）泡点进料，回流比。（2）塔釜加热蒸汽压力，间接0.2Mpa（表压），直接0.1Mpa（绝压）。（3）塔顶全凝器冷却水进口温度20C，出口温度50C。（4）常压操作，年工作日300d，每天工作24h。（5）设备形式：浮阀塔安装地点：合肥任务来源：合肥酒厂设计主要内容：工艺流程的确定，塔和塔板的工艺尺寸计算，塔板的流体力学验算及负荷性能图，辅助设备的计算和选型，主体设备的机械设计。1.2 设计方案论证及确定1.2.1 生产时日及处理量的

13、选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。1.2.2 选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下： （1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 （2）效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 （3）流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 （4）有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 （5）结构简单，造价低，安装检修方便。 （6）能满足某些工艺的特性：

14、腐蚀性，热敏性，起泡性等。 故选用板式塔。1.2.3 板式精馏塔选择浮阀塔的原因：（1）生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 （2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 （3）塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 （4）气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。 （5）塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板塔高

15、20%30。 1.2.4 选择泡点进料的原因：在供热量一定的情况下，热量应尽可能从塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用。为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料。1.2.5 操作压力的选择：常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。1.2.6 加热方式的选择：采用间接蒸汽加热，设置再沸器。1.2.7 回流比的选择：主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，该设计选择为。二、工艺流程草图及说明2.1.1 工艺草图2.1 工艺流程草图 图

16、 2-1 工艺流程简图2.2 工艺流程说明一整套精馏装置应该包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后

17、送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。三、精馏塔工艺的设计及计算3.1 塔的物料衡算：3.1.1 液料及塔顶，塔底产品含乙醇摩尔分数=0.128 =0.86=0.0001963.1.2平均摩尔质量 =0.12846.07+(1-0.128)18.02=21.61 Kg/Kmol =0.8646.07+（1-0.86）18.02=42.14 Kg/Kmol =0.00019646.07+（1-0.000196）18.02=18.03 Kg/Kmol3.1.3 物料衡算总物料衡算 +=15972.22 Kg/h易挥发组份物料衡算 94+0.05=0

18、.12815972.22联立以上式，得： =15972.22 Kg/h =15972.22/21.61=739.11 Kmol/h=4615.71 Kg/h D=4615.71/42.14=109.53 Kmol/h =11356.51 Kg/h W=/11356.5118.03=629.58 Kmol/h 3.2 塔板数的确定：表3-1 不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示温度F乙醇气相摩尔分数乙醇液相摩尔分数温度F乙醇气相摩尔分数乙醇液相摩尔分数温度F乙醇气相摩尔分数乙醇液相摩尔分数F 212.031900180.21790.5567150.232323175.99860.64415

19、70.464647206.820.1077460.010101179.93790.5614480.242424175.86530.647980.474748202.72810.1864840.020202179.67480.5659640.252525175.73420.651860.484849199.43230.2465280.030303179.42670.5702930.262626175.60520.65580.49495196.72320.2937860.040404179.19180.5744620.272727175.47840.6598030.505051194.46120.

20、3319090.050505178.96860.5784940.282828175.35040.6639160.515152192.54880.3632790.060606178.75570.5824120.292929175.22790.6680560.525253190.91480.3895180.070707178.5520.5862330.30303175.10750.6722690.535354189.50620.411770.080808178.35650.5899750.313131174.98920.676560.545455188.28580.4308120.09090917

21、8.16820.5936530.323232174.87310.6809310.555556187.21610.4473590.10101177.98630.597280.333333174.75910.6853850.565657186.27470.4618420.111111177.81030.6008690.343434174.64740.6899260.575758185.44130.4746260.121212177.63950.604430.353535174.53790.6945560.585859184.69970.4859970.131313177.47340.6079750

22、.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

23、.7191460.636364181.96760.528340.181818176.70.6257320.414141173.93220.7243710.646465181.55990.5348120.191919176.55460.629340.424242173.84040.7297050.656566181.18490.5408260.20202176.4120.6329820.434343180.83850.5464470.212121176.27180.6366620.444444180.51720.5517270.222222176.1340.6403850.454546 3.2.

24、1 理论塔板数的求取 3.2.1.1 根据乙醇、水的平衡数据作x-y图及t-x-y图。 图3-1 乙醇、水的y-x图及图解理论板3.2.2求最小回流比及操作回流比R。因泡点进料，在图3-1中作精馏线与q线的交点坐标为=0.7791，=0.8042，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式： =取操作回流比 R=1.5=3.336 图3-2乙醇、水的t-x-y图3.2.3 求理论塔板数。依图3-1。精馏段操作线方程为：=0.7695x+0.257 提馏段操作线方程为：y=1.52659x+ =26.7-1（不包括塔釜），其中精馏段理论塔板数22层，提馏段3.7层（不包括塔釜）

25、，第23层为加料板。3.3 塔的平均温度: 利用表中数据，用拉格朗日标值可求得： ： C C C3.3.1 精馏段平均温度：C3.3.2 提馏段平均温度：C3.4 密度： 混合液密度:(a为质量分率，为平均相对分子质量) 混合器密度： 3.4.1 精馏段：C 液相组成 气相组成 ： 所以：= 3.4.2 提馏段：=92.57C液相组成 气相组成 所以 3.4.3 不同温度下乙醇和水的密度： 表3-2 不同温度下乙醇的和水密度 温度/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

26、密度： 同理：=92.57C， =721.94C， =963.53 Kg/ 在精馏段： 气相密度： 在提馏段；液相密度=931.49 Kg/气相密度： 3.5 混合物的粘度 =81.7C，查表得， =0.3315 mpa.s =0.432 mpa.s =92.57C，查表得，=0.307 mpa.s =0.386 mpa.s精馏段粘度： =0.3628 mpa.s提馏段粘度： =0.3104 mpa.s3.6 相对挥发度： 3.6.1 精馏段挥发度：由，得： ，故 3.6.2 提馏段挥发度：由， 故 3.7 气液相体积流量计算 根据t-x-y图得，=2.223，则R=1.5=3.333.7.1

27、 精馏段：L=RD=3.33109.53=364.73 Kmol/h V=（R+1）D=(3.33+1)109.53=474.26 Kmol/h已知，=26.74 Kg/Kmol =34.40 Kg/Kmol =827.31 Kg/ =1.18 Kg/有质量流量 体积流量 3.7.2 提馏段：饱和液体进料,q=1 已知： 则有质量流量： 体积流量： 3.8 混合溶液表面张力 二元有机物水的溶液表面张力可用以下公式计算： 其中： 式中下脚标w，o，s分别代表水，有机物及表面部分，指主体部分的分子数，指主体部分的摩尔体积；，指纯水及有机物的表面张力。对乙醇，q=2.3.8.1 精馏段：=81.7C

28、 表3-3 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/C708090100乙醇表面张力/mN/1817.1516.215.2水表面张力/mN/64.862.660.758.8 乙醇表面张力： =16.989 mpa.s水表面张力： =62.277 mpa.s=0.259=-0.751=-0.587-0.751=-1.338联立方程组：求得 N/3.8.2 提馏段：=92.57C 乙醇表面张力： =15.943 mpa.s水表面张力： =60.21 mpa.s =5.67=0.0429 =0.9571 B=0.757=-0.716=-0.716+0.757=0.041 A= =0.634 =0.366

29、故， N/3.9 全塔效率及实际塔板数理论塔板数的计算，可采用逐板计算法，图解法，在本次设计中采用图解法。根据1.01325pa下，乙醇-水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以q=1.即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，=0.7791，=0.8042，所以=2.223，操作回流比R=3.336. 已知：精馏段操作线方程为：=0.7695x+0.257 提馏段操作线方程为：y=1.52659x+在图上做操作线，由此得到理论板=26.7（包括再沸器），加料板在23块理论板。塔板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有

30、关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用公式来计算。注：塔顶与塔板平均温度下的相对挥发度。 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mpa.s 3.9.1 精馏段 已知=3.11，,0.3628所以：,故=47 块3.9.2 提馏段已知8.20 , 故10 块全塔所需实际塔板数；=10+47=57 块全塔效率： 加料板位置在第48块塔板. 四、工艺计算及主体设备的设计4.1 管径的初步设计 图4-1 SMITH 关联图 4.1.1精馏段： 由 ，安全系数=0.60.8，式中，c可由史密斯关联图得：横坐标数值： 取板间距 =0.07m 则 m查图可知 m/s 圆整为1.8米 横截面积： 空塔

31、气速： 4.1.2 提馏段： 横坐标数值： 取板间距 =0.07m 则 m 查图可知： m/s m/s 圆整为1.8m 横截面积 空塔气速： m/s 4.2 溢流装置 4.2.1 堰长 ： 取=0.65D=0.651.8=1.17 m 出口堰高，本设计采用平直堰，堰上液高度；近似取E=1 4.2.1.1 精馏段； = m m 4.2.1.2 提馏段： = m m 4.2.2 方形降液管的宽度和横截面 查图得：，则 m 验证降液管内停留时间： 精馏段： s 提馏段： s 停留时间5s，故降液管可用4.2.3 降液管底隙高度 4.2.3.1 精馏段取降液管底隙流速 m/s，则： m 4.2.3.2

32、 提馏段取 m/s 则： m 取 m都不小于0.02m，故满足要求。4.3 塔板分布及浮阀数目及排列 4.3.1 塔板分布 本设计塔径D=1.18m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 4.3.2 浮阀数目与排列 4.3.2.1 精馏段取阀孔动能因子 ，则孔速 m/s每层塔板上浮阀数目为 块取边缘区宽度 m，破沫区宽度 m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中 =1.78 浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距： mm 考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用82mm，而应小些，故取=0.065m，按t=75mm，

33、=65mm，以等腰三角形叉排方式做图，排得阀数286个。 按N=286个重新核算孔速及阀孔动能因数， m/s=12.22 阀孔动能因数变化因数不变，仍在913范围内，塔板开孔率= 4.3.2.2 提馏段 取阀孔动能因子=12，则 m/s每层塔板上的浮阀数目为 块按t=75 mm，估算排间距， mm取 mm，排得阀数为236快。按236块重新核算孔速及阀孔动能因数， m/s 阀孔动能因数变化不大，开孔率=浮阀排列方式如图所示： 图4-2 精馏段阀孔排列方式 图4-3 提馏段阀孔排列方式4.4 塔板的流体力学计算 4.4.1 气相通过浮阀塔板的压降 可根据计算 4.4.1.1 精馏段 1）干板阻力

34、 m/s 因 故=0.049 m 2）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： m pa 4.4.1.2 提馏段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.049 m/s 2）板上充气液层阻力 取 m 3）表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为： m pa4.5 淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：即。 4.5.1 精馏度 1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 m2） 液体通过降液管的塔头损失 m3）板上液层高度 0.07m ，则 m 取=0.5，已选定 m, m 则 所以符合防淹塔的要求。4

35、.5.2 提馏段1）单板压降所相当的液柱高度m2）液体通过降液管的压头损失： m3）板上液层高度：0.07m ，则 m 取=0.5，则 m，可见 所以符合防淹塔的要求。4.6 物沫夹带 4.6.1 精馏段 泛点率= 泛点=板上流体流经长度： m板上流经面积： 查物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图。泛点率：泛点率：对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上可知，物沫夹带能够满足的需求。4.6.2 提馏段取物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图泛点率：泛点率：由计算知，符合要求。4.7塔板负荷性能图 4.7.1 物沫夹带线 泛点率=据此可作业负荷性能图中的物沫夹带线，按泛

36、点泛80%计算。4.7.1.1 精馏段0.8=整理得：即由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个值，算出。4.7.1.2提馏段：0.8=整理得：0.174=0.0303+1.847 即=5.74-60.964.7.2 液泛线由此确定液泛线，忽略式中 而 4.7.2.1 精馏段整理得：4.7.2.2 提馏段整理得：4.8 液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5s，液体降液管内停留时间 s。以s作为液体降液管内停留时间的下限，则： 4.9 液漏线对于 型重阀，依=5作为规定气 体最小负荷的标准，则4.9.1 精馏段 4.9.2 提馏段 4.10 液相负荷下限性 取堰上

37、液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为气相流量无关的竖直线。取E=1则 由以上4.5-4.10可作出负荷性能图，图如下：由塔板负荷性能图可看出：1） 在任务规定的气液负荷下的操作p处在操作区内的适中位置。2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限=4.84 （6.00），气相负荷下限1.572（1.55） 。所以：精馏段操作弹性为：4.84/1.572=3.0788:；提馏段操作弹性为：6.00/1.55=3.891. 图 4-3 精馏段负荷性能图（H表示液泛线，I表示液沫夹带线，J表示液漏线，C表示负荷

38、下限，E代表负荷上限，下同。）图 4-4 提馏段负荷性能图五、塔的附属设备选型及校核： 5.1 接管 5.1.1 进料管 进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下： 取=1.6 m/s ，=85.18C 由，当=85.18C时： Kg/ Kg/ 故：=889.36 Kg/ m查标准系列选取：5.1.2 回流管 采用直管回流管，取 m/s，t=172.69F，查t-x-x图得，C，（为全凝器冷凝后的温度） 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，故可先选取F的数据， ， 故： 故： m查表取5.1.4 塔顶蒸汽

39、出料管直管出气，取出口气速：u=20 m/s，则C m=492 mm 查表取5.1.5 塔釜进气管采用直管，取气速u=23m/s，t=99.95C Kmol/s m=472 mm 查表取5.1.6 法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，干焊法兰，由不同的公称直径选用法兰。1） 进料管接管法兰：2） 回流管接管法兰：3） 塔釜出料管法兰：4） 塔顶蒸汽管法兰: 5） 塔釜蒸气进气法兰：5.2 筒体与封头 5.2.1 筒体选用碳素钢，因料液无腐蚀性，由公式： 式中： s筒体的壁厚，毫米 P筒体的设计压力，公斤力/ 筒体的内径，毫米。 焊缝系数 C 壁厚附加量 ，毫米 筒体材料的举用应力，公

40、斤力/对此设计精馏塔，温度800mm，故裙座壁厚取16mm。 基础环内径： mm 基础环外径： mm 圆整：=1600 mm，=2100 mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18 mm，考虑到再沸器，裙裾高度取3 mm，地角螺栓直径取M30.5.5吊柱 对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更新填料、安装和卸载内件，既经济又方便的一项措施，一般取15 mm以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=1800 mm，可选用吊柱500 Kg，s=1000mm，L=3400 mm，H=1000 mm。填料为。5.6人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设

41、置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔中共57块塔板，需设置6个人孔，每个孔直径为450 mm，在设置人孔处，塔间距为600 mm，裙座应开两个人孔，直径为450 mm，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。5.7 塔总体高度的计算 5.7.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板间的距离为600 mm，塔顶部空间高度为1200 mm。 5.7.2 塔的底部空间

42、高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5 min。 m 5.7.3 塔立体高度 m m5.8 附属设备设计 5.8.1 冷凝器的选择 有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为： 。本设计取 K=700 =2926 出料液温度：78.21C（饱和气）78.16C（饱和液） 冷却水温度：20C 50C 逆流操作： C C C 传热面积： 设备型号： 5.8.2 再沸器的选择 选用120C的饱和水蒸气加热，传热系数取K=2931 K。料液温度：99.95C100C，热流温度120C120C。 逆流操作： C C C换热面积： 设备型号： 500-30

43、-40-2六、 塔的各项指标校验6.1 风载荷及风弯矩 6.1.1 风载荷，=0.7，塔高31.07 m，取1.7，查得合肥地区=。 值如下： 对于m段，查表：=1.0 对于1020m 段，=20-10=10m 查表 ：=1.25 对于2030m 段，=30-20=10m 查表： =1.42 对于3032.07m段， =32.07-30=2.07m 查表： =1.56 塔体有效直径=，对于斜梯取=200mm，其最大值为计算塔段中有四层平台，每层平台迎风面积为0.5。 mm为简化计算且偏安全计，各段均取： mm塔体各断风力：310m： =0.71.7302624=6557.4 N1020m： =

44、0.71.7301.15102624=10678.67N 2030m： =0.71.753001.33102624=13302.07N3032.07m=0.71.753001.48102624=3024.99N 6.2 风弯矩把截面划分为00截面为裙座基座截面，11截面为裙座人孔处截面，22截 面为裙座塔体焊缝处截面。 11截面弯矩： 式中： -塔体22截面到标高10m处的距离 -对应于段的风力11截面弯矩: 22截面弯矩：式中： -裙座底部到标高十米处的距离-对应于段的风力所以：6.3 离心泵选型 进料口离地面高度： m， Kw 选型：Is80-50-2006.4 塔体的强度和稳定性校核6.

45、4.1 塔底危险截面1-1轴向应力计算（裙座塔体焊缝处截面） 塔底危险截面1-1抗压强度及轴向稳定性验算： 6.5 质量载荷塔体和裙裾质量= 人孔、法兰、接管等附件的质量： 内构件质量： 保温层材料质量： 扶梯、平台质量（扶梯单位质量为40kg/m，操作平台共六层，平台宽1.0m，单位质量150kg/，直角360，平台距塔之间距离1000mm）： 操作时塔内物料质量： 充水质量： 塔体与裙裾的操作质量： 最大操作质量： 最小操作质量： 塔体操作时质量： Kg 6.6 塔底抗压强度校核6.6.1 塔底1-1截面抗压强度及轴向稳定性校核：该截面上的最大轴向压缩应力发生在空塔时： 式中：=114 M

46、pa =83.04 Mpa因此塔底1-1截面满足抗压强度及轴向稳定条件 塔底1-1截面上的抗拉强度校核塔底1-1截面上的最大拉应力： 综合以上各项计算，在各种不同危险截面情况下塔体壁厚取,可以满 足整个塔体的强度、刚度及稳定性要求。6.7 裙座的强度及稳定性校核 设裙座厚度，厚度附加量C=1mm,则裙座有效厚度 裙座底部0-0截面的轴向应力计算 操作时全塔质量引起的压应力为： 风载荷引起的0-0截面弯曲应力： 因此裙座底部0-0截面满足抗压强度及轴向稳定性条件。6.8 焊缝强度 裙裾与塔体采用对接焊，焊缝承受的组合拉应力为： 6.9 水压试验时塔的强度和稳定性验算： 6.9.1 水压试验时，塔

47、体1-1截面的强度条件： 式中： 是液注静压力，因塔高29.07m,故取=0.29MP Mpa 因此满足水压试验强度满足要求。6.9.2水压试验时裙裾底部1-1截面的强度和稳定性验算 式中：， 由于 因此满足强度与轴向稳定性要求。七、设计结果概要及汇总7.1 全塔工艺设计结果总汇表71 精馏塔工艺设计结果总表项目设计结果进料温度/85.18含乙醇的摩尔分数塔顶xD0.86原料xF 0.128平均摩尔流量(kg/h）塔底xw0.000196塔顶MD42.14原料MF21.61流量(kmol/h）塔底Mw18.03塔顶产品D109.53原料F739.11上升蒸汽质量流量(kg/s）塔底产品W629

48、.58精馏段V4.582提馏段3.3739下降液体的质量流量(kg/s）精馏段L2.709提馏段5.8929平均温度（）精馏段81.70提馏段92.57液相平均摩尔质量（kg/kmol）精馏段26.74提馏段19.22气相平均摩尔质量（kg/kmol）精馏段34.40提馏段25.56液相平均密度（kg/m3）精馏段827.31提馏段931.49气相平均密度（kg/m3）精馏段1.18提馏段0.852液体表面张力mN/精馏段22.61提馏段38.90液体黏度（mPa.s）精馏段0.3628提馏段0.3104表 72 塔的总体计算及设计结果总表项目设计结果塔径D/m1.8板间距HT/m0.45实际

49、空塔气速m/s精馏段1.5提馏段1.56堰长lw/m 1.17堰高hw/m精馏段0.0568提馏段0.0494板上液层高度hL/m 0.156降液管底隙高度h0/m精馏段0.028提馏段0.054浮阀数N/个精馏段291.05提馏段255阀孔气速u0/（m/s）精馏段11.25提馏段14.05阀孔动能因数F0精馏段12.22提馏段12.97开孔率精馏段13.42%提馏段10.75%孔心距t/m 0.075板压降/pa精馏段681.94提馏段767.59液体在降液管内的停留时间/s精馏段25.18提馏段10.98降液管内清液层高度Hd/m精馏段0.156提馏段0.1558泛点率/精馏段69.76

50、提馏段60.48气相负荷上限Vs.max/（m3/s）精馏段4.84提馏段6气相负荷下限Vs.max（m3/s）精馏段1.572提馏段1.55操作弹性精馏段3.0788提馏段3.891实际塔板数精馏段47提馏段10全塔效率45.09%液相负荷上限Ls.max0.016液相负荷下限Ls.min0.001回流比1.5保温层厚度 mm100塔高 m32.07塔底部空间高度 m1.29塔顶部空间高度 m1.2人孔数8裙座高度 m3人孔直径 m0.45人孔高度 m0.6 表7-3 塔的附属设备选型项目选取型号进料管764回流管764塔釜出料管764塔顶蒸汽出料管5309塔釜进气管53010筒体材质A3封头dg18006JB1154-73除沫器40-100法兰Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg50HG5010-58