筛板式精馏塔的设计论文04004

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1、筛板式精馏塔的设计专业年级： 学 生： 指导老师： 2011年8月目录目录2摘要51概述52 精馏工艺流程确定62.1进料热状况62.2进料方式62.3冷凝方式72.4加热形式73、精馏塔的物料衡算73.1、原料液、馏出液、釜液组成73.1.1、原料液组成73.1.2、馏出液组成73.1.3、釜液组成83.2、物料衡算83.2.1、质量流量83.2.2、摩尔流量83.2.3、体积流量及体积分率93.3、结果汇总表104、塔板数的确定114.1、理论塔板数的确定114.1.1、最小回流比Rmin114.1.2、最小理论塔板数Nmin的确定124.1.3、最佳回流比的确定124.2 操作线方程13

2、4.2.1 精馏段操作线方程144.2.2 提溜段操作线方程144.2.3 q线方程144.2.4 用逐板计算出理论塔板数144.3、总板效率的估计164.3.1、平均挥发度164.3.2、加料摩尔组成的液体平均摩尔粘度av174.3.3、估计总板效率174.3.4 实际板数的确定175、塔板结构的工艺设计185.1、初选塔板间距H T185.2、塔径初算185.2.1液泛气速uF185.2.2、塔径的核算205.3、塔板上溢流型式的确定205.4、塔板布置215.4.1、筛孔孔径215.4.2、筛孔中心距t0和开孔率0215.4.3、 筛板厚度tp225.4.4、溢流堰长lw225.4.5、

3、堰板高度hw225.4.6、降液管下沿与塔板板间距ta235.4.7、安定区宽度Ws和边缘区宽度Wc235. 5、塔板各部分面积和对应气速计算245.5.1降液管面积Ad245.5.2塔板工作面积Aa245.5.3塔有效截面积An255.5.4筛孔总面积256. 塔板流体力学校核266.1、板上溢流强度检查266.2、气体通过塔板的压力降Ht266.3、液面落差校核276.4、漏液点气速校核276.5、降液管内液面高度Hd和液体停留时间t校核276.5.1、降液管内液面高度Hd276.5.2、停留时间t287. 塔板负荷性能图297.1负荷性能图的绘制297.1.1液体流量下限线297.1.2

4、液体流量上限线297.1.3漏液线297.1.4液泛线307.1.5雾沫夹带上限线317.2、塔板结构设计评述328.、塔总体结构328.1、塔体与裙座结构及封头的选用328.2、塔盘结构328.3、除沫装置338.4、塔附件338.5、塔高的计算338.5.1、塔的顶部空间高度338.5.2、塔的底部空间高度338.5.3、加料板的空间高度348.5.4、支座高度348.5.5、人孔348.5.6塔高348.6、接管348.6.1、回流管和液体进料管348.6.2、釜液出口管368.6.3、气体进口管368.6.4、气体出口管379、精馏塔附属设备选型计算389.1、釜底再沸器3892、馏出

5、蒸汽冷凝器（余热利用）3893、产品冷却器399.4、泵的选用4010数据汇总42参考文献45摘要本实验设计采用筛板式精馏塔对乙醇水溶液进行分离。以9200kgh-1,24.8%的溶液进料，塔顶馏出液的质量分率为89.3%，塔釜馏出液的质量分率为0.95%。该筛板式精馏塔塔高12m,塔板数为15块，其中，精馏段12块，提馏段3块，且第13块板为进料板。塔板间距选用450mm ,塔径为1200mm，塔板筛孔孔径为5mm，筛孔中心距为17.5mm，开孔率7.4%，筛板厚度为3mm，溢流堰长864mm，堰板高度为40.93mm，安定区宽度80mm，边缘区宽度30 mm。塔板降液管截面积为0.109m

6、2，工作面积为0.719m2,有效截面积为1.021m2，筛孔总面积为0.0532m2。本塔选用IS 65-50-160 型号的进料泵冷液进料，塔顶采用冷却水用量为22795.2kgh-1的A900-240-0.6-280型号的冷凝器及冷却水用量为2865.6kgh-1 的A600V-120-6-50型号的产品冷却器，塔釜采用蒸汽用量为6802.343kgh-1 的A400-60-1-10型号的再沸器。关键词：乙醇水溶液 精馏 分离1 概述 均相物系的分离方法有吸收、萃取、干燥、精馏等操作，其中工业上分离均相液体混合物最常用的过程是蒸馏。利用液体混合物中组分挥发性能的差异，以热能为媒介使其部分

7、汽化，从而在气相富集易挥发组分，液相富集难挥发组分，使混合物得以分离的方法称为蒸馏。根据操作方式，蒸馏分为简单蒸馏、平衡蒸馏和精馏。前两种只能实现初步分离，而精馏能实现混合物的高纯度分离，无需与外界进行热量交换，采用多次平衡级的蒸馏过程来实现混合液的高纯度分离，这种多级蒸馏过程的组合就是精馏。塔设备是实现精馏、吸收、解吸和萃取等化工单元操作的主要设备，它可以使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。因此，塔设备在化工过程中有时也用来实现气体的冷却、除尘、增湿或减湿等。最常用的塔设备可分为两大类：板式塔和填料塔。此外，还有多种内部装有机械运动构件的塔，例如脉动塔河转盘塔

8、等，则主要用于萃取操作。板式塔按其塔盘结构，填料塔按所用填料的不同，又各细分为多种塔型。不管是对何种塔型，除了首先要能使气（汽）液两相充分接触，获得较高的传质效率，还希望能综合满足下列要求：(1) 生产能力大。在较大的气液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带及液泛等破坏正常操作的现象。(2) 操作稳定，操作弹性大。当塔设备的气液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。(3) 流体流动阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。以节省动力消耗，降低操作费用。对于减压蒸馏，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5) 耐腐蚀，不易堵塞，

9、方便操作、调节和检修。事实上，任何一种塔形都难以全面满足上述要求，而只能在某些方面具有独特之处。但是，对于高效率、大生产能力、稳定可靠的操作和低压降的追求，则推动着塔设备新结构型式的不断出现和发展。筛板塔是板式塔中较早出现的塔型之一 ，它综合具有结构简单，制造维修方便，生产能力大（可比浮阀塔大），塔板效率较高，压降小等优点，不足之处是操作弹性较小。筛孔也易堵塞，使用曾一度受到限制，但是近几十年来，经过大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法，还开发了大孔径筛板，导向筛板等形式，使筛板塔的不足得到补救，即合理的设计可以保证较高的操作弹性。现在，筛板塔已经成为生产上最广

10、泛采用的塔型之一。二元物系精馏用筛板塔的工艺设计，主要包括精馏系统工艺流程的确定、物料衡算、塔板数的计算、塔结构工艺设计、热量衡算和附属设备的选型计算等项。2 精馏工艺流程确定2.1进料热状况选择20冷液进料。2.2进料方式选择进料泵进料。泵的主要目的是迫使液体通过过程的固定阻力和克服过程中可能有的静压头。2.3冷凝方式塔顶蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，剩余部分经产品冷却器后送至储罐。由于调节回流比时分凝器不如全凝器便利准确，故采用全凝器。2.4加热形式 塔釜采用分离式间接蒸汽加热。 所需工艺流程见附图一。3、精馏塔的物料衡算3.1、原料液、馏出液、釜液组成3.1.1、原

11、料液组成已知 水的摩尔质量：MA=46.07 kgmol-1 乙醇摩尔质量：MB=18.02 kgmol-1 质量分率：F=24.80 %摩尔分率： 注：所有下标A代表乙醇，所有下标B代表水。3.1.2、馏出液组成质量分率：D=89.30%摩尔分率： 3.1.3、釜液组成质量分率：W=1.04%摩尔分率：3.2、物料衡算3.2.1、质量流量全塔物料横算式：mF=mD+mWmFF=mDD+mww已知mF=9200kgh-1,代入数据得9200=mD+mW92000.248=mD0.893+mw0.0095联立，解方程得mD=2383.531 kgh-1mw=6716.469 kgh-13.2.2

12、、摩尔流量 原料液的摩尔流量 全塔物料衡算式：F=D+WFxF=DxD+Wxw代入数据：433.45=D+W433.450.114=D0.766+W0.00374解方程得D=62.699 kmolh-1W=370.755 kmolh-13.2.3、体积流量及体积分率(1)、进料体积流量及分率 由于采用冷液进料，查表【1】，进料组成F=24.80%时，20时，进料液的密度=959.781kgm-3查表【2】，当tF=20 时，乙醇的的密度= 795kgm-3 进料体积流量进料体积流率xF=0.299(2)、馏出液体积流量由于采用泡点回流，查表【3】，D=89.3%时，气液混合物的泡点为78.73

13、1。 查表【1】，当tD=78.731时馏出液的密度=758.408 kgm-3 查表【2】，当tD=78.731 时，乙醇的的密度= 730.350kgm-3 馏出液体积流量 VD= =3.275m3h-1 馏出液体积分率 xD=0.927(3)、釜液体积流量查表【3】，w=0.95%时，气液混合物的泡点为98.98。查表【4】，当tW=98.98时，水的密度=959.104 kgm-3查表【2】，当tW=98.98时，乙醇的密度= 717.428kgm-3 进料时混合物的密度 = 958.200 kgm-3釜液体积流量 VW= = 7.009 m3h-1 釜液体积流率 xW=3.3、结果汇

14、总表表1质量分率/%摩尔分率体积分率/%进料液24.811.429.9溜出液89.376.692.7釜液0.950.3741.27表2质量流量/h-1摩尔流量/molh-1体积流量/m3h-1进料液9200433.4549.586馏出液2483.531626993.275釜液6716.496370.7557.009 4、塔板数的确定4.1、理论塔板数的确定4.1.1、最小回流比Rmin查表【5】，质量分率为24.8的乙醇水溶液的泡点温度为85.75，露点温度为96.97。将料液由20升温至85.75，查图【6】，20时，CPA =2.345kJkg-1K-1,CPB=4.179kJkg-1K-

15、1 CP1=CPAxF+CPB(1-xF)=2.3450.114+4.179(1-0.114)=3.970kJkg-1K-187.75时，CPA =3.433kJkg-1K-1,CPB=4.271kJkg-1K-1 CP2=CPAxF+CPB(1-xF)=3.4330.114+4.271(1-0.114)=4.175kJkg-1K-1CP=4.07kJkg-1K-1iL-iF=CP(t2-t1)=4.07(85.75-20)=267.603kJ kmol-1继续加热，水由85.75升温至96.97查表【3】，F=24.8%时，iL=414.697kJkg-1,iV=2347.28kJkg-1q

16、=1.138由表【7】绘制图2，yx图，找出f(xF,xF)点作斜率为8.246的直线与平衡线相交于e。读图可知， e点的坐标为（0.1595,0.503）。最小回流比Rmin=0.7664.1.2、最小理论塔板数Nmin的确定当全回流时，达到分离要求所需要的塔板数最小，即Nmin.。由图解法得Nmin= 块4.1.3、最佳回流比的确定由化工原理 下册吉利兰关联式Y=0.75(1-X0.567)X=通常情况下,适宜的回流比取为最小回流比的1.1-5倍,在R=(1.15)Rmin范围内取9个回流比，分别利用吉利兰夫关联式求出与其对应的N值并在直角坐标图上画出图3，N-R曲线，确定最佳回流比范围及

17、选取实际回流比。取R=1.1Rmin=1.10.766=0.8426做典型计算，X=0.0416，查图【8】，Y=0.67又，理论板数N=20.21数据整理：表 1KRXY N1.10.84260.04160.67020.211.51.1490.17820.47012.2121.5320.303 0.3609.942.51.9150.3940.3059.0732.29804650.2608.463.52.6810.5200.5207.9743.0640.5650.1907.644.53.4470.6030.1607.3353.830.634 0.1507.235由图3可以看出在（1.21.8）

18、Rmin时，曲线开始变平缓，取为最佳回流比的范围，即阴影部分，取R=1.5作为实际回流比。4.2 操作线方程由回流比R=且D=62.699 kmolh-1 ,V=L+D=94.049+62.699=156.748 kmolh-1 mv=mL+mD=3725.297+2483.531=6208.828由于是冷液进料，q=1. 138因此 L=L +q F = 94.049+1.138433.454=587.320 V= L -W=587.320-370.755=216.565 =3725.297+1.1389200=14194.897 VL=VL +q VF=4.912+1.1389.586=1

19、5.821数据整理： 表 2质量流量/kg.h-1摩尔流量/kmol.h-1精馏段下降液体量3725.29794.049精馏段上升蒸汽量6208.828156.748提馏段下降液体量14194.897587.320提溜段上升蒸汽量7478.428216.5654.2.1 精馏段操作线方程 0.6x+0.30644.2.2 提溜段操作线方程 4.2.3 q线方程 =8.246x-0.8264.2.4 用逐板计算出理论塔板数由y1=xD=0.766查表【7】得与y1=0.766成相平衡的液相组分x1=0.719代入精馏段操作线方程，yn+1=0.6xn+0.3064y2=0.60.719+0.30

20、64=0.738由x1，y1可求得相对挥发度 1由y2=0.738，查得x2=0.676y3=0.6x2+0.3064=0.60.676+0.3064=0.712由y3=0.712，查得x3=0.6270.6x3+0.3064=0.60.627+0.3064=0.683由y4=0.683，查得x4=0.5710.6x4+0.3064=0.60.571+0.3064=0.649由y5=0.649，查得x5=0.290.6x5+0.3064=0.60.29+0.3064=0.48由y6=0.48，查得x6=0.1320.6x6+0.3064=0.60.132+0.3064=0.386由y7=0.3

21、86，查得x6=0.132xF=0.114x7=0.071且xF较接近x6第七块板为进料板，需要折返精馏段理论板数= 块2.712x6-0.0064=2.7120.132-0.0064=0.352由y7=0.352，查得x7=0.05772.712x7-0.0064=2.7120.0577-0.0064=0.15由y8=0.15，查得2.712x8-0.0064=2.7120.00895-0.0064=0.0179由y9=0.0179，查得x9=0.00149 全塔理论板数为块（包括塔底再沸器）提溜段理论板数为（8.7-1）-6.295 =1.405块由xW=0.00374查得yW=0.043

22、5理论塔板数总汇：表 3板数xy10.7190.76620.6760.73830.6270.71240.5710.68350.290.64960.1320.4870.05770.35280.008950.1590.00149 0.01794.3、总板效率的估计4.3.1、平均挥发度 由于乙醇-水物系为非理想物系，随x的变化不可忽略。由得 代入数据： 求得：=0.081由 查得 平均相对挥发度4.3.2、加料摩尔组成的液体平均摩尔粘度av以塔顶温度与塔底温度的平均值作为定性温度 查表【9】得时查图【10】得时以加料摩尔组成为准的液体平均摩尔粘度 4.3.3、估计总板效率E可用奥康乃尔关联图的回归

23、方程求得总板效率为：4.3.4 实际板数的确定精馏段实际板数为 取实际板数为12块,故实际加料板为13层提馏段实际板数为取实际板数为3块因此全塔实际板数为15块（不包含塔底再沸器）.5、塔板结构的工艺设计精馏塔精馏段和提馏段的上升蒸汽量、下流液体量因进料热状况而不一定相同，即精馏段与提馏段的气、液相负荷不一定相同。另外，各块塔板上汽液浓度沿板序而变化，泡、露点不同，汽、液物性数据也不一样。因此，作塔板结构设计时就要确定以哪一块板上的条件作为设计的依据，故设计时的塔顶第一块板为设计基准。5.1、初选塔板间距H T板间距对塔的液沫夹带量和液泛汽速有影响，在一定的气液负荷及塔径条件下，适当增加板间距

24、可以减少液沫夹带量，且不易发生液泛，从而提高了操作负荷的上下限，但是，板间距与塔径直接相关，其值不宜过大。取HT=450mm5.2、塔径初算5.2.1液泛气速uF第一板气液组分 x1=0.719 由x1、y1查表【3】得，第一快板的温度为t=78.78查表【11】，得 t=78.78时，A=17.254mNm-1查表【4】，得t=78.994时，B=62.807mNm-1 混合物的表面张力：查表【12】，当G1=0.893时，气体密度G=1.386 kgm-3 查表【1】，用外延法查得 第一块板下降流体的体积流量查图【13】，气体负荷参数C20=0.095液泛速度 气体体积流率取液泛分率为0.

25、7,得出塔的有效截面积为 取Ad/A=0.12 , 则塔的总截面积为 D= 圆整后塔径 D=1200mm 塔截面积An=A=1.1304（1-0.12）=0.995m2 实际操作气速 5.2.2、塔径的核算液泛分率：查图【14】，得液沫分率 =0.0290.10,设计合理。5.3、塔板上溢流型式的确定溢流型塔板，流体流动须要克服板上汽液接触元件所引起的阻力，形成液面落差，于是气体较多地从塔板上底液位处通过，影响汽体均匀分布降低板效率，然而筛板塔形成的液面落差小，这一因素影响不大，根据筛板式精馏塔的设计表二板上溢流形式与塔径塔体负荷关系中查得塔径D=1200mm与液体流量VL=4.899m3h-

26、19m3h-1以及溢流形式的关系进行综合考虑选择单流型。 5.4、塔板布置 设计降液管形式的弓形降液管，把堰与壁之间的全部截面区域作为降液面积，弓形降液板，塔板面积利用率高。如下图所示：5.4.1、筛孔孔径孔径的大小直接影响塔板操作性能。在开孔率、空塔气速和液流量相同的条件下增大孔径，虽可减小板压降，不易阻塞，但漏液量增大，操件弹性降低。一般工业上常用的孔径经常取38mm，通常用d0=46mm的孔径。孔径太小加工制造困难，而且易堵,结合本设计d0=5mm为宜。5.4.2、筛孔中心距t0和开孔率0开孔一般采用正三角形排列，筛孔中心距t0一般为（2.55）d0，t0、d0过小，易相互干扰，过大则鼓

27、泡不均匀，都会影响传质效率，实际设计时，宜可能取34范围内。本设计取=3.5为宜 =0.9069()2=0.074所以开孔率0为7.4，小于10，大于5，符合要求 5.4.3、 筛板厚度tp 在塔板结构强度、刚度许可的条件下，应尽可能选用较薄的板材制作筛板，这不仅可以降低干板压降，而且可以改善气液接触状态。筛孔用冲压加工制造的筛板，其厚度的选取范围为 tp=（0.40.8）d0，本设计采用tp=0.6d0为宜 tp=0.6 d0 =0.65=3.00mm 5.4.4、溢流堰长lw 溢流堰具有保持塔板上一定的液层高度和促使液流均匀分布的作用，常用的溢流堰长为 LW=（0.680.76）D 由于溢

28、流堰过长则堰上溢流强度低，且塔板构件的安装误差，液体越堰时分布不均；堰长不够则堰上液流强度高，堰上液头大，影响塔板操作的稳定性，也不利于液流中的气液分离。本设计LW=0.72D 为宜。LW=0.721200=864mm堰上溢流强度Li：符合要求,相应的堰上液头约44mm.5.4.5、堰板高度hw(1)堰上液头how 由弗兰西斯经验式 (2)堰板高度一般为hw=hL-how, hL为清液层高度，取hL=50100mm本设计取hL=50mm，hw=50-how=50-9.07=40.93mm在2575mm范围内，符合要求。5.4.6、降液管下沿与塔板板间距ta在确定降液管下沿与塔板板间距ta的大小

29、时，应使液体通过此截面的流速 Wb0.4 ms-1 ，从而保证液流通过此截面的压力降在1325mm液柱本设计取Wb=0.07ms-1由于ta的要求大于2025mm，且要求ta比hw低612mm以上，即hW-ta=40.91-22.5=18.43mm.。以保证液封，所以ta=22.5mm符合要求。5.4.7、安定区宽度Ws和边缘区宽度Wc （1）、塔板入口安定区是为防止气体短路进入降液管即防止因降液管流出液流冲击而漏液；出口安定区则为使液体在进入降液管前，有一定时间脱除其中所含的气体。取Ws=80mm.（2）、边缘区留出一定的宽度Wc，为固定塔板用，其值大小与塔径相应，取Wc=30mm5. 5、

30、塔板各部分面积和对应气速计算5.5.1降液管面积Ad 5.5.2塔板工作面积Aa5.5.3塔有效截面积An 指塔板之上可供气体通过的面积，又称净截面积。其值为塔截面积扣除降液管截面积，即：5.5.4筛孔总面积 综上数据汇总表 表 4塔截面降液管工作区有效截面筛孔A/m31.13040.1090.7191.0210.0532u/ms-11.101.731.21823.383 6. 塔板流体力学校核6.1、板上溢流强度检查平直堰板设计，可采用弗兰西斯公式计算堰上液头高度how。how宜在45mm左右，上限不宜超过60mm，过大需改用双流型或多流型。为保持液流均匀，以往曾规定当平直堰水平偏差超过3m

31、m时，how的下限为6mm,再小则该用齿形堰。但随塔径的增加要求堰的水平偏差不超过3mm是困难的，因此又规定how的下限为13mm，再小就要改用齿形堰。综上所述，本设计的how为9.07mm2 8、塔总体结构8.1、塔体与裙座结构及封头的选用根据塔径D=1200mm，取塔厚为10 mm，精馏段与提溜段取等直径，设置分离式加热釜再沸器。裙座由座体、基础环、螺栓座及管孔等结构组成，本设计中裙座采用筒形，用Q235-A材料，采用对接焊缝，裙座需开设人孔，在底部开设排液孔以便随时排除液体，基础环通常是一块环形垫板，基础环板上的螺栓孔开圆缺口，螺栓座由筋板和盖板构成，地脚螺栓穿过基础环板与盖板，把裙座固

32、定在地基上。 封头 查表【18】公称直径DN/mm曲面高度h1/mm直边高度h0/mm内表面积F（mm2）容积V（mm3）厚度p(mm)1200300401.7120.271108.2、塔盘结构 (1) 塔板盘 由于塔径D=1200mm900mm，所以采用分块式塔盘(2) 受液盘 由于本设计气流比较高，采用凹形受液盘(3) 溢流堰 采用齿形堰板(4) 降液管 采用弓形降液管，降液管出口处的液封由下层塔盘的受液盘来 保证，但在最下层塔盘的降液管末端另设液封槽。(5) 支撑件 塔盘支撑结构为定距管支撑，定距管对塔盘起支撑作用并保证相邻两塔盘的板间距，定距管内有一拉杆，拉杆穿过各层塔板上的拉杆孔，拧

33、紧拉杆上、下两螺母，就可以把各层塔盘紧固成一整体。(6) 紧固件 使用螺栓和椭圆垫板，在塔盘板的连接中，为了避免因螺栓腐蚀生锈而拆卸困难，故螺栓材料选择铬钢。(7) 密封件 在塔壁和塔盘之间，用23圈直径为1020mm的石棉绳为密封填料，其上安放垫圈和垫板，用焊在塔盘圈内壁上的螺栓与螺母拧紧。8.3、除沫装置采用HG5-1405-81-5缩径型丝网除沫器，丝网除沫器具有比表面积大，质量轻，空隙率大使用方便等优点，尤其是它除沫效率高，压降小的特点。8.4、塔附件包括支撑保温材料的保温圈，吊装塔盘用的吊柱及扶梯平台等。8.5、塔高的计算有了塔板数和板间距，还需要计算塔的顶部、底部空间及支座高度，才

34、能确定塔高，在设计人孔和进料管时调大了部分板间距，计算塔高要相应考虑在内。8.5.1、塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶的第一块板到塔顶封头切线处的距离，考虑到减少塔顶出口气体夹带叶液沫量，并安装除沫器，且设置人孔，顶部空间取1.2m。8.5.2、塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一块板到塔底封头切线处的距离，取釜液的停留时间为15min，已知釜液的体积流量=7.009m3/h，因此 底部贮液空间V=15=15=1.752m3 且塔径D=1200mm，因此底部贮液高度 所以，塔底空间高度为h=h+HT=1.550+0.45=2m 8.5.3、加料板的空间高度加料板的空间高度取决

35、于加料板的结构形式，及进料状态，由于是液体进料，加料板的空间高度与板间距相同，即450mm。8.5.4、支座高度采用圆筒型裙座，使用对接焊缝，裙座高度是指从塔底封头切线到基础环间的高度，考虑出料管取1000mm,且人孔选取圆形回转盖板开人孔,综合各因素，支座高度取为2 m。8.5.5、人孔由于塔径为1200mm，需开设人孔，本设计有15块板，于是在进料管处设一个人孔。再在塔顶和塔底各设一个人孔，采用回转盖快开人孔。在设置人孔处，板间距至少应比人孔大150mm，且不得小于600mm，所以取为650mm8.5.6塔高塔高=塔顶部空间高度+板间距14+ 板间距余量+ 塔的底部空间高度+ 裙座高 度+

36、上封头高度 =1.2+0.4514+0.2+2+2+0.3=12m8.6、接管8.6.1、回流管和液体进料管液体不直接加在塔盘鼓泡区，尽量均匀分布，接管安装高度不妨碍塔盘上液体流动，液体内含气体时，应设法分离。设管内允许流速为1.2 ms-1，进料液体体积流量为 m3s-1,，进料管的截面积 进料管的直径 因此取用573.5mm的固定式进料管，D=57-23.5=50mm实际流速为回流的体积流量为=0.00136m3s-1回流管的截面积 回流管的直径 因此取用453.5mm的固定式进料管 , D=45-3.52=38mm因此实际流速为8.6.2、釜液出口管由于支座直径大于800mm，在出料管上

37、焊有三块支撑扁钢，以便将出料管活嵌在引出管道点为了便于安装，出料管外尺寸应小于座内径d，引出管道直径应大于出料管法兰外径。设管内允许的流速为0.6 ms-1釜液的体积流量为 m3s-1釜液出口管的截面积 釜液出口管的直径 因此取用764mm的固定式出口管，D=76- 42=68mm实际流速为8.6.3、气体进口管查表12，质量分数为0.95%，=0.595kg/m3，体积流量为 设管内允许流速为20 m3s-1，气体进口管的截面积 进口管的直径 因此取用4809mm的固定式进料管，D=480- 92=462mm实际流速为8.6.4、气体出口管气体出口管安置在塔壁上，采用设置简单的除沫挡板。查表

38、12，质量分数为89.3%，=1.386kg/m3，体积流量为 设管内允许流速为20 m3s-1，气体出口管的截面积 出口管的直径 因此取用3258mm的固定式出口管，D=325- 82=309mm实际流速为9、精馏塔附属设备选型计算9.1釜液再沸器采用列管式换热器对釜液进行加热，使其从98.98的液态汽化为98.98的蒸汽，使用120饱和水蒸汽作为加热剂，出口为120饱和水。查表3，质量分数为0.95%的釜液的汽化热为2233.395查表19,120,rB=2205.2查表【20】，K=800calm-2h-1-1=0.93kJm-2s-1K-1乙醇水溶液吸热：查表21,取用A900-240

39、-0.6-280型列管换热器蒸汽用量 9.2、馏出蒸汽冷凝器采用列管式换热器对馏出蒸汽进行冷却，使其从78.731的蒸汽也化为78.731的液体，使用10饱和液体水作为冷却剂，出口为50水。查表3，89.3%馏出液的汽化热为r =1021.675 t1=T1-t2=78.731-50=38.731 t2=T2-t1=78.731-10=68.731查表20，取传热系数k=600=0.698 查表22,取用A600V-120-6-50型列管换热器水的定性温度：t = = 30查表4，水的定压比热CpB=4.174因此，冷却水用量9.3、产品冷却器采用列管式换热器对产品进行冷却，使冷凝后的产品从7

40、8.731降为20的，使用10饱和水作为冷却剂，出口为50水。取定性温度t = = 49.366查表4，水的定压比热CpB=4.174查图6乙醇的定压比热容为CpA=3.01混合物的比热：Cp=xDCpA+(1-xD) CpB =0.7663.01+(1-0.766)4.174 =3.282t1=T1-t2=78.731-50=28.731 t2=T2-t1=20-10=10 查表22,取用A400-60-1-10型列管换热器水的定性温度：t = = 30查表4， Cp=4.174冷却水用量9.4、泵的选用如前所述，选用573.5mm的进料管与其相接，进行进料。流体通过管路所需压头： (1)上式中 (2)进料管位置为第13层，再考虑裙座高度1.6m，塔底部空间2m，因此进料层离地面2+2+20.45=4.9m (3) 查表【22】采用无缝