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万吨苯 甲苯 说明书

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南华大学本科生毕业设计（论文）开题报告设计（论文）题目年处理量8万吨苯甲苯分离塔设计设计（论文）题目来源自选设计（论文）题目类型工程设计起止时间2011.1.6-2011.5.31一、 设计（论文）依据及研究意义：本设计依据化工工艺设计手册、GB150-1998钢制压力容器、JB/T4710-2005钢制塔式容器以及HG20562-1998塔设计技术规定进行。本设计的作用在于分离化工生产中常用到的两种重要化工原料苯和甲苯，意义重大。综合考虑分离效率、生产制造成本、安装及维护等因素，本设计采用筛板式精馏塔。二、 设计（论文）主要研究的内容、预期目标（技术方案、路线）：本设计主要从化工工艺、材料选型、结构设计以及塔的机械设计进行设计。本设计路线：分离任务工艺流程描绘工艺计算材料选型结构设计塔的机械设计附属设备选型。预期目标：希望通过本次的毕业设计能培养出独立设计的能力，为以后的工作打下好的基础，更好的与社会接轨。三、设计（论文）的研究重点及难点：重点是：依据分离任务进行分离工艺的计算确定塔体和塔板的工艺尺寸，由塔的操作条件完成塔体和裙座的厚度计算，由塔的安装环境对塔进行机械校核。难点：一、由于资料可能不全，设计时没有经验，造成各种误差。二、分离效率的保证三、塔的结构设计四、设计（论文）研究方法及步骤（进度安排）：1月6日至2月15日：了解我们所要设计的试验装置，为进行设计做准备； 2月16日至2月28日：进行参观实习；写开题报告； 2月28日至3月18日：查阅资料，找设计依据，理出设计思路； 3月18日至4月24日：具体的结构和系统设计，求得设计的各种依据； 4月25日至5月25日：设计，画出设计图纸； 5月26日至5月28日；整理图纸，进行打印；排版设计说明书。 5月29日至5月31日：准备答辩。五、进行设计（论文）所需条件： 1、要有充分的资料（与塔设备有关、与分离工艺有关）。 2、到相关单位进行实习，了解塔设备的结构及生产过程中的各种控制方案和原理。 3、设计所需设计方法、软件、工具等。六、指导教师意见： 签名： 年 月 日南华大学机械工程学院毕业设计摘要：在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。塔器即是高径比很大的设备。它可以实现气（汽）-液相或液-液相之间的充分接触，从而达到相际间进行传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，即利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。苯和甲苯都是化工生产中的重要原料，属于芳香族化合物。因此，将苯和甲苯从其混合物中分离出来加以提纯，意义重大。塔设备按结构形式可分为填料塔和板式塔。由于板式塔的分离效果比填料塔好，考虑到苯和甲苯的物性以及生产费用问题，本设计选用化工生产中被广泛采用的筛板塔。因为筛板塔较其他类型塔有如下优点：结构简单，成本低，塔板效率高，安装维修方便。本设计的主要内容是：过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构设计和校核，机械强度设计(特别是要考虑风载荷和地震载荷的影响)，管路选择，贮罐、换热器的选型，绘制工艺流程图，以及塔的施工图设计：包括总装配图和若干零件图。关键词： 精馏 筛板塔 工艺计算 结构设计 强度校核 Abstract: The tower equipment is an important unit operation equipment in industry sectors, for instance, chemical industry, refinery, medicine, food, environmental protection, and so on. It can realize the steam between the liquid phase or the fluid - liquid phase contact deeply, thus achieving the border carries on the mass transfer and the heat transfer goal. The distillation is the separation of liquid mixtures most commonly used as an unit operation in chemical industry, oil refining, petrochemical and other industries. The design mission is to produce an important chemical raw material from a mixture of benzene and toluene, it will be a great significance if the material can be separated from its mixture of benzene and toluene. Taking into account the structures of benzene and toluene, as well as the production costs, the designer selected the sieve plate distillation column which are widely used in chemical production.As compared to other types of towers, the sieve-plate column tower has the following advantages: simple structure, low cost, high efficiency tray, tower installation and maintenance easy. The main elements of the design is: Process material balance, heat balance, process calculation, structural design and verification, mechanical strength of the design, pipe selection, storage tank, heat exchanger, drawing process maps, design of tower construction plans, including the total number of assembly drawings and parts diagram.Key Words: Distillation Sieve-plate column Process calculation Structural design Check of strength目录第一章 概述1第二章 流程的设计及说明3第三章 工艺设计计算4 3.1 物料衡算4 3.2 确定塔内操作温度5 3.3 确定回流比及塔板数6 3.4 塔设计计算8 3.4.1 精馏段计算8 3.4.2 提馏段计算 20 3.5 精馏塔高度的计算33第四章 精馏塔的结构设计34 4.1 塔盘34 4.2 各接管及法兰选择35 4.3 人孔40 4.4 操作平台和扶梯41 4.5 裙座42 4.6 吊柱43第五章 塔体和裙座的机械设计45 5.1 选择材料和确定参数45 5.2 计算筒体和封头的厚度465.3 塔的自振周期的计算465.4 塔体的质量载荷计算475.5 风载荷及风弯矩计算505.6 地震载荷及弯矩的计算525.7 各载荷引起的轴向应力545.8 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核565.9 筒体和裙座水压试验应力校核575.10 裙座和塔体的连接焊缝校核595.11 基础环设计605.12 地脚螺栓计算61 第六章 附属设备的计算及选型 65 6.1 贮罐65 6.2 换热器66参考文献69英文翻译70 谢辞85iv毕业设计(论文)题 目 年处理量8万吨苯甲苯分离塔设计 学院名称 机械工程学院 指导教师 段 小 林 职 称 讲 师 班 级 过程装备与控制工程071班 学 号 20074420141 学生姓名 陈佑星 2011年5月29日南华大学机械工程学院毕业设计第一章 概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气(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。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求。(1)生产能力大；(2)操作稳定、弹性大；(3)流体流动的阻力小；(4)结构简单，制造和安装容易。化工生产中所处理的原料，粗产品几乎都是混合物，为了满足生产中各种要求，时常需要将其分离为较纯净的物质。苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，甲苯是有机化工合成的优良溶剂。本次设计任务是为实现苯-甲苯的分离，即采用精馏操作。精馏即利用液体混合物各组分沸点或挥发度的不同，将物质多次部分汽化与部分冷凝，从而使液体混合物得到分离与提纯。对此，需采用板式精馏塔。板式塔相比填料塔，是一种逐级接触的气液传质设备，在压力较高时，分离效果比填料塔好。板式塔塔内以塔板作为基本构件，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。板式塔的种类繁多，按塔板的结构分：有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、舌形塔等。这里选用筛板塔，这是因为：与其他形式的板式塔相比，筛板塔结构简单，成本低，板效率高，安装维修方便。筛板塔塔盘分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等部分。筛板塔的气液接触情况是：液体从上层塔盘的降液管流下，横向流过塔盘，越过溢流堰经溢流管流入下一层塔盘；蒸汽自下而上穿过筛孔时，被分散成气泡，在穿越塔盘上液层时，进行气液间传热与传质。下图为筛板精馏塔的结构示意图：本设计的主要内容是：过程的物料衡算、热量衡算，工艺计算，结构选型和设计，机械强度设计，贮罐、换热器的选型。第二章 流程的设计及说明进料时采用泡点进料，这种进料状况不受季节气温的影响，且精馏段与提馏段的气体流量相等，塔径也相等。原料液在25 时从贮罐（V-101）用离心泵输送到塔前预热器(E-101)中预热至泡点温度90.8，由精馏塔进料口进入塔内在进料板上液体一部分与自塔上部下降的回流液体混合后逐板溢流，最后流到塔底。料液的一部分与自塔底上升的蒸汽相互接触进行热和质的传递过程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（E-103为了检修的方便，同时产品量也很大可采用塔外再沸器即立式虹吸式再沸器，用饱和水蒸气加热）经饱和蒸汽换成109蒸汽由塔最下面一块板上进入塔内，逐层上升与溢流液体进行传质，最后经塔顶冷凝器(E-102)循环水（进口温度20 ）冷凝成80.1下的饱和液体进入回流罐(V-104)，一部分重力回流，一部分经塔顶冷却器(E-102)用进口温度20的井水冷却至25，输入苯贮罐。塔底产品甲苯经塔底冷却器冷却至25 输入甲苯贮罐，为了节省能耗，可考虑将冷却器与塔前物料预热进行热交换，换热后原料还未达到泡点，可考虑再加个换热器。再沸器内水蒸气换热后变成同温度水可用于工人取暖和淋浴。第三章 工艺设计计算(一)原料规格及分离要求年产8万吨 即GF=8107Kg7200h=11111Kgh.饱和液进料。塔顶苯含量不低于99%（质量分率）。塔底苯含量不高于2%（质量分率）(二)生产条件操作条件:101.3kPa操作温度:原料和产品均为常温(25)塔顶冷凝器:用循环水冷却(进口温度20)塔底再沸器:用饱和水蒸汽加热回流比:取最小回流比的2倍3.1 物料衡算原料液 塔顶和塔底产品的摩尔分数：苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量原料液塔顶、塔底的平均摩尔质量:而原物料处理量 由可得： 3.2 确定塔内操作温度由手册可以查处苯（A）和甲苯（B）饱和蒸汽压和温度的关系如下图：温度，8018590951001051106PA，kPa10133116913551557179220422400PB，kPa40046054063374386010133由拉乌尔定律可计算气液平衡数据：计算结果如下图苯% 温度 t，8018590951001051106x1000078005810412025801300y1000090007770633045602620绘制如上的（t-x-y）图形结合苯的摩尔分数得塔顶温度为进料板温度：塔底温度： 塔的平均温度： 3.3 确定回流比及塔板数用作图法确定最小回流比如图：饱和蒸汽进料q=1进料线如图： 求精馏塔的气液负荷求精馏段操作线方程： 求提馏段操作线方程：图解法求理论板的数目：由上图可知总理论板数为NT =16.5(不含再沸器) 精馏段塔板(自精馏段由上往下)估算总塔的效率：为苯的相对挥发度： 由前面的计算可知：塔顶、塔底的平均温度为95，由手册查出、则 苯的粘度：甲苯的粘度：在平均温度下的物料平均粘度为：则总塔效率：计算实际塔板数：总塔板： 取28块进料塔板： 取16则精馏段的塔板数:提馏段的塔板数：3.4 塔设计计算3.4.1精馏段计算1.塔板工艺尺寸计算(1)操作温度塔顶温度 TD=81进料温度为90.8则精馏段平均温度85.9（2）平均摩尔质量计算 (3)平均密度、表面张力、粘度计算A.气相平均密度计算理想气体方程 B.液相平均密度液相的平均温度计算式为：由 查表得 由 查表得 由图解理论板得： 查平衡曲线得 则质量分数：精馏段液相平均密度为：C.液体表面张力液相平均表面张力依下式计算：塔顶液相平均表面张力 由 查手册得 进料板液相平均表面张力：由 查手册得： 故：则精馏段液相平均张力为：D.液体平均粘度塔顶液相平均粘度 查手册得则：进料板液相平均粘度 查手册得精馏段的液相平均粘度为：(4)精馏段气，液相负荷及气，液相体积流率(5)塔体工艺尺寸计算 取板间距板上液层高度查化工原理上册 计算出C=0.0745则取安全系数为0.7，则空塔气速为塔径 圆整为1.8米 则 实际空塔气速 (6)精馏段有效高度为 提馏段有效高度(7)塔板主要工艺尺寸计算因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘(1)溢流堰长: (2)溢流堰高度：选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算：how=由经验取E=1，则取板上清液高度为60mm故hw=0.06-0.017=0.043m(3)弓形降液管宽度和截面积由 查化工原理下册 Wd/D=0.16Wd=0.16D=0.161.8=0.288m2(4)验算液体在降液管中停留时间=3600Af HT/Lh35 =(36000.2540.45)/(36000.0052)=21.98s5s故降液管设计合理(5)降液管底隙高度取ho=hw-0.008=0.043-0.008=0.035m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度(8)塔板布置1.塔板分布因D=1800mm800mm 由表可确定用五块塔板2.边缘区宽度和破沫区宽度确定D1.5m 破沫区宽度 边缘区宽度Wc=0.05m3.开孔区面积 开孔区面积按下式计算：筛孔计算及其排列：所处理的物系无腐蚀性可选用的碳钢板,由于液相表面张力为正值故取筛孔直径筛孔按正三角形排列 取孔中心距为筛孔数目n= 开孔率气体通过阀孔的气速为u0=m/s（9）筛板的流体力学验算1.塔板压降ho=u02V/2gC02L.由d0/=5/3=1.67 查化工原理书下册C0=0.772. ho=液注气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力h1由下式计算查化学工艺手册液注2.液体表面张力的阻力的计算液注气体通过每层塔板的液注高度hp液注气体通过每层塔板的压降为0.7Kpa(设计合理)3.液面落差对于筛板塔,液面落差很小,本例塔径和液流不大,故可忽略,液面落差的影响.4.液沫夹带所以在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。5.漏液对筛板塔漏点气速实际孔速u0=11.99m/s 稳定系数 u0/u0=1.641.5故在本设计中无明显漏液6.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从苯甲苯物系属一般物系，取=0.5则而板上不设进口堰，hd由下式计算故故在本设计中不会发生液泛现象.（10）塔板负荷性能1.漏液化简得:在操作范围内，任取几个值，依上式计算出，计算结果如下表0.00060.00150.00300.00451.0131.0361.0641.088 由上数据可作出漏液线12.液沫夹带线0.00060.00150.00300.00454.804.684.524.39由以上数据可作出液沫夹带线23.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度由下式据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线34.液相负荷上限线以=4S作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线45.液泛线令由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 或是 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00060.00150.00300.00454.3994.3794.3504.319由上表数据即可作出液泛线5根据以上各个线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图：现将精馏段的计算结果汇总于表中，如下: 筛板塔精馏段设计计算结果项目数值及说明备注塔径D/m1.8板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管五块式塔板空塔气速u/(m/s)0.91堰长lw/m1.296堰高hw/m0.043降液管底隙高度/m0.035阀孔数N/个8942等腰三角形叉排阀孔气速11.99液体在降液管内停留时间/s21.98板上清液层高度0.06气相负荷上限0.0286液泛控制气相负荷下限0.00113.4.2提馏段计算1.塔板工艺尺寸计算(1)操作温度由前面可知：塔底温度 TW=109进料板的温度 提馏段平均温度：(2)平均摩尔质量计算塔底平均摩尔质量计算：由图解理论板得： =0.0578.11+（1-0.05）92.13=90.57Kg/Kmol=0.0278.11+（1-0.02）92.13=91.85Kg/Kmol进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板得： 提馏段平均摩尔质量计算：(3)平均密度、表面张力、粘度计算气相平均密度计算理想气体方程液相平均密度液相平均密度由下式计算进料板液相平均密度：由，查手册得: 由 查手册得： 则 提馏段的液相平均密度为：液体表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算塔底液相平均表面张力 由查手册得 故：进料板液相平均表面张力：由 查手册得： 故：提馏段液相平均表面张力：液体平均粘度液相平均粘度按照下式计算：进料板液相平均粘度 查手册得 得塔底液相平均粘度： 查手册得 由得故提馏段液相的平均粘度为： (4)提馏段气，液相负荷及气，液相体积流率 (5)塔体工艺尺寸计算由 式中的C由下式计算：式中的由图表查处 图的横坐标为 取板间距,板上液层高度 则有：查表得:故取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准圆整塔径后塔截面积为 实际空塔气速精馏塔提馏段有效高度的计算：(7)塔板主要工艺尺寸计算因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘溢流堰长溢流堰高度：选用平直堰，堰上液层高度由下式计算：由经验取E=1，则取板上清液高度为70mm故 弓形降液管宽度和截面积由 查化工原理下册 故有 验算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理降液管底隙高度取故降液管底隙高度设计合理(8)塔板布置1.塔板分布因 查表采用五块板2.边缘区宽度和破沫区宽度确定破沫区宽度 边缘区宽度Wc=0.05m3.开孔区面积 开孔区面积按下式计算：筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性可选用的碳钢板,由于液相表面张力为正值故取筛孔直径筛孔按正三角形排列 取孔中心距为筛孔数目n= 开孔率气体通过阀孔的气速为(9)筛板的流体力学验算1.塔板压降 干板阻力的计算由查化工原理书下册 液注气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由下式计算查化学工艺手册液注2.液体表面张力的阻力的计算液注气体通过每层塔板的液注高度液柱气体通过每层塔板的压降为3.液面落差对于筛板塔,液面落差很小,本例塔径和液流不大,故可忽略,液面落差的影响.4.液沫夹带在允许范围内5.漏液对筛板塔漏点气速由下式计算：实际孔速稳定系数故在本设计中无明显漏液6.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从苯甲苯物系属一般物系，取=0.5则而板上不设进口堰，由下式计算故故在本设计中不会发生液泛现象.(10).塔板负荷性能1.漏液线化简得:在操作范围内，任取几个值，依上式计算出，计算结果如下表0.00060.00150.00300.00450.9871.0121.0411.063由以上数据可作出漏液线12.液沫夹带线0.00060.00150.00300.00454.6534.5224.3544.213由上表数据即可作出液沫夹带线23.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度由下式据此可作出与气体流量无关的垂直液相负下限线34.液相负荷上限线以=4S作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线45.液泛线令由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中 将有关的数据代入，得 或是 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表0.00060.00150.00300.00454.1594.0944.0043.921由上表数据即可作出液泛线5塔板的负荷性能图如下：现将提馏段的计算结果汇总于表中，如下 筛板塔提馏段设计计算结果项目数值及说明备注塔径1.8板间距0.45塔板形式单溢流弓形降液管五块式塔板空塔气速u/(m/s)0.977堰长1.296堰高0.044降液管底隙高度0.035阀孔数N/个8942等腰三角形叉排阀孔气速12.69液体在降液管内停留时间11.43降液管内清液层高度0.07气相负荷上限0.0286液泛控制气相负荷下限0.0011漏液控制操作弹性3.163.5 精馏塔高度的计算1.精馏段有效高度为2.提馏段有效高度为3.在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m4.故精馏塔的有效高度为5.取塔顶空间和塔底空间均为6.采用标准椭圆形封头其高度7.取裙座高度为8各段高度之和综上，塔径D=1800mm，塔高H=21500mm。第四章 精馏塔的结构设计4-1塔盘由前面的设计过程可知塔盘分为五块，单溢流的工作方式，槽式塔盘其部分冲压尺寸如下表：材料塔盘板厚度S弯曲半径R筋板厚度d筋板高度h碳钢34657塔盘板的尺寸：降液管结构:由于所处理的物料不易堵塞，故可采用弓形固定式降液管，降液管底隙高度为8mm受液盘结构：采用凹形受液盘，因为本精馏塔的塔径为1800mm 故受液盘的厚度取6mm ，受液盘深度取50mm 开两个的泪孔。 溢流堰结构：由于液体溢流量较大，故采用平直堰。由前面设计计算，堰高塔盘支承结构与紧固件：塔盘直径支持圈宽度支持板宽度碳钢厚度1762505010用螺纹紧固。4-2各接管及法兰的选择各接管均用碳钢管。开孔补强方式选补强圈补强。进料管：考虑到物料的性质，苯塔采用可拆式直管进料管如上图所示：取流速，设其内直径为则： 查相关接管标准选取进料管规格为相关尺寸如下图：(mm)内管外管abc15100455120200回流液接管：考虑安装检修的方便，回流液接管亦用可拆式直管，取流速设其内直径为则： 对接管进行圆整后的规格内管外管abc25150705120200釜液排出管：取流速设其直径为则：对接管进行圆整后的规格 结构如下图：塔顶蒸汽接管(及塔底进气接管)：选取则 选取接管规格为： 安装在塔顶封头处。简图如下： 至于塔底进气接管，尺寸可与塔顶蒸汽接管一致，安装在塔釜排出管另一侧上方，用于釜液经再沸器产生的气体进入塔内。接管规格如下表：序号名称选定速度管规格1进料接管0.52塔顶蒸汽接管143回流液接管0.54釜液排出管0.55仪表接管接管法兰：接管法兰按照法兰标准选取。选取结果如下：进料接管法兰：接管名称公称通径管子外径连接尺寸密封尺寸法兰厚度C法兰内径B法兰理论重量kg法兰直径D中心孔直径K螺栓孔直径螺栓、螺柱df数量n螺纹Th进料管1001082101701841831161103.41塔顶蒸汽管450480595550221630446248520.5回流液接管150159265225188203170.51615.14釜液排出管657616013014416277.5781.85仪表接管25321007511414234.5330.734-3人孔综合考虑塔的制造，安装，检修。本精馏塔需开设3个直径为500的人孔。进料板上开一个，塔顶回流管处开一个，塔底开一个。查HG/T21516-95得常压人孔规格如下：人孔的材料和尺寸如下表所示：4-4操作平台和扶梯平台设在人孔和接管处以及塔顶吊柱处，供需3个平台，选择1米的平台宽度。扶梯超过5m时，应设中间休息平台，采用笼式扶梯。4-5裙座采用圆筒形裙座（具有制造方便和经济合理的优点），裙座高5m。其与塔体采用对焊的连接方式。材料为Q235-B结构简图如下：对接形式4-6吊柱吊柱的选用按HG/T21639-2005标准选取。吊杆的材料为20号无缝钢管，支座垫板用20R，其余零部件均用Q235-B(基于对材料要求的提高，现Q235-B多替代Q235-A使用).选用的标准吊柱尺寸如下：吊柱结构简图如下：第五章 塔体和裙座的机械设计机械设计条件主要工艺参数数据主要结构参数塔体内径18001.塔体开设了3个人孔塔高215002.在人孔处的操作平台宽度单位质量包角计算压力0.23.塔体外表面保温层厚度为保温材料密度为设计温度1204.塔器设置地区的基本风压值塔板数285.地震设防烈度为7级精馏段塔板清液层高度606.场地土为类场地土提馏段塔板上清液层高度707.支座为，高度为的圆筒形裙座精馏段液相介质密度807.68.塔体焊接接头系数 塔体与裙座对接焊接提馏段液相介质密度790.969.塔体和裙座的壁厚附加量都取5.1选择材料和确定参数 筒体和封头均用（这种合金钢有很好的综合力学性能）。裙座选用 材料。设计压力为 设计温度为查相关标准可得材料的有关性能参数： ： 5.2计算筒体和封头的厚度 忽略液柱静压力,设计压力即为计算压力： 筒体：封头(采用标准椭圆形封头)： 参看国家标准 GB150和钢制塔式容器塔体的最小厚度不小于取壁厚附加量为，考虑到刚度、稳定性及多种载荷等因素，取筒体和封头的名义厚度均为。有效厚度为5.3塔的自振周期的计算等直径、等厚度塔的基本固有周期： 5.4塔体的质量载荷计算1(一) 圆筒质量塔体圆筒总高度： 查手册得钢的密度为 (二) 封头的质量 查标准椭圆形封头标准JB4737有公称直径为，厚度为的椭圆形封头质量为则： (三) 裙座质量 2.塔内构件的质量 由钢制塔式容器中可知筛板塔盘单位质量为3.人孔、法兰、接管、吊柱等附属物质量 4.保温材料质量 为封头保温层质量 5.平台、扶梯质量 式中 为平台单位质量 为扶梯高度，为 为笼式扶梯单位质量，为为平台数量6.操作时塔内物料质量 封头容积 塔釜深度7.充水质量 水的密度为 8.全塔操作质量 9.全塔最小质量 10.全塔最大质量将全塔分为三段，各段质量载荷如下表：塔段号质量/kg123合计2007.363565.22185.167757.7203141.11487.9462989.71804.25108229762001820.6970.429916545528.81189.27372500960479193982725156.315093.7410773624.0636447.4521298.49613702797.068778.275014.1916589.52塔段长度500010000650021500塔板数0199285.5风载荷及风弯矩计算(忽略风的诱导振动) 1.风力计算 （1）风振系数：各计算塔段的风振系数由下式计算 由钢制塔式容器查出相应系数并计算 结果如下：塔段号123计算截面距地面高度51521.5风压350399446.25脉动增大系数2.04脉动影响系数0.720.720.79振型系数0.0840.591.0风压高度变化系数（B类）1.001.141.2751.1231.762.264（2）有效直径的计算：设笼式扶梯与塔顶管线成角，取平台构件的投影面积，则取下式计算值中的较大者。式中，塔和管线的保温层厚度 塔顶管线外径 各塔段的计算结果如下：塔段号123塔段高度50001000065004000100154268027802834（3）水平风力的计算：由下式计算各塔径的水平风力 各塔段有关参数及计算结果如下表：塔段号123体型系数0.7风振系数1.1231.762.2643501.01.141.27550001000065002680278028343686.813665.613027.62.风弯矩计算： 计算危险截面的风弯矩由下式计算0-0截面： 1-1截面： 2-2截面： 5.6地震载荷及弯矩的计算查钢制塔式容器得：（设计地震烈度7级） （类场地土，近震）地震影响系数结构综合影响系数但故需考虑高振型的影响确定危险截面：裙座基底截面、裙座人孔处截面以及裙座与塔体焊缝处截面都是危险截面计算危险的地震弯矩： 0-0截面： 1-1截面： 2-2截面： 5.7各种载荷引起的轴向应力1.计算压力引起的轴向拉应力2.操作质量引起的轴向压力应力0-0截面： 1-1截面： 为裙座人孔处截面的面积为裙座人孔截面处裙座壳的内直径，为裙座人孔截面处水平方向的最大宽度为人孔或较大管线引出孔加强管的厚度为人孔或大管线引出孔加强管的厚度为裙座壳有效厚度 2-2截面：3.最大弯矩引起的轴向应力最大弯矩中的较大值不计偏心弯矩计算截面的最大弯矩如下表;截面0-01-12-2各危险截面的计算：0-0 1-1 式中为裙座人孔处截面的抗弯截面系数，由下式计算2-2 5.8筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核1.筒体的强度校核与稳定性校核（1）强度校核 筒体危险截面1-1处的最大组合拉应力轴向许用应力：式中K=1.2因为 故该塔满足强度要求（2）稳定性校核 筒体危险截面2-2最大组合压应力许用轴向压应力：取其中较小值按照GB150钢制压力容器中规定，有 查相应表格有 则取因为 故满足稳定性要求2.裙座的稳定性校核 裙座危险截面0-0及1-1处的最大组合轴向压应力由查相应表格有则取因为故满足稳定性要求5.9筒体和裙座水压试验应力校核(试漏)1.筒体水压试验力校核（1）由试验压力引起的环向应力试验压力因为故满足要求（2）由试验压力引起的轴向应力（3）水压试验时重力引起的轴向应力（4）由弯矩引起的轴向应力（5）最大组合轴向拉应力校核 许用应力：因为故满足要求（6）最大组合轴向压应力校核轴向许用压应力 取其中的较小值取因为故满足要求2.裙座水压试验应力校核（1）水压试验时重力引起的轴向应力（2）由弯矩引起的轴向应力（3）最大组合轴向压应力校核 轴向许用应力 取其中较小值取因为 故满足要求5.10裙座和塔体的连接焊缝校核裙座与塔体的连接焊缝(对焊)按下式校核：故焊缝满足要求5.11基础环设计1.基础环尺寸 取： 2.基础环的应力校核 取其中较大值（1）（2）取选用75号混凝土，其许用应力为因为 故满足要求3.基础环厚度按有筋板时，计算基础环的厚度设地脚螺栓为，则查相应的表格有：取基础环材料的许用应力则 基础环厚度 取5.12地脚螺栓计算1.地脚螺栓承受的最大拉应力 取其中较大值（1）（2）取2.地脚螺栓直径 因为，故此塔设备必须安装地脚螺栓取地脚螺栓个数 地脚螺栓材料的许用应力查表，取地脚螺栓为，个数，合用。塔的机械设计结果汇总表塔的名义厚度筒体 封头 裙座塔的载荷及其弯矩质量载荷 风弯矩 地震弯矩 各种载荷引起的轴向应力计算压力引起的轴向应力操作质量引起的轴向应力 最大弯矩引起的轴向应力 最大组合轴向拉应力最大组合轴向压应力强度及稳定性校核强度校核满足强度要求稳定性校核满足稳定性要求满足稳定性要求满足稳定性要求水压试验时的应力校核筒体满足强度要求满足强度要求满足稳定性要求裙座满足稳定性要求满足稳定性要求基础环设计基础环尺寸 基础环应力校核 满足要求连接焊缝校核塔体与裙座连接焊缝校核满足要求地脚螺栓设计地脚螺栓直径，个数第六章 附属设备的计算及选型6.1贮罐1原料罐设原料在原料贮罐中的停留时间为1小时。装料系数为0.9在时，查化学物性数据手册知 平均密度为：又物料流量为故贮罐的容积为取原料罐的容积为2塔顶产品贮罐设停留时间为 装量系数0.9由前面计算可知则贮罐容积取塔顶产品贮罐的容积为3塔底产品贮罐设产品停留时间为，装量系数为0.9由前面计算知：则贮罐容积取塔底产品贮罐的容积为4回流罐设回流液停留时间为 装量系数为0.9由前面计算知回流液的体积流量为则回流罐的容积为取回流贮罐的容积为贮罐容积估算如下表序号名称停留时间/容积/1原料罐1152塔顶产品罐483353塔底产品贮罐483504回流罐46.2换热器1原料换热器逆流的工作方式用表压饱和蒸汽加热，进口 化学工艺设计手册可取由前知进料液的温度为定性温度，此时苯的比热容甲苯则热负荷设吸收效率为0.9 有平均温度差：则传热面积2塔顶冷凝器采用逆流的工作方式用水冷却进口温度为 出口温度水的定性温度塔顶产物进口温度 出口温度为塔顶产品的定性温度为此时苯的摩尔汽化潜热甲苯的摩尔汽化潜热平均汽化潜热又则平均温度差：查相关手册取则换热面积为，取3塔底再沸器塔底采用立式热虹吸再沸器加热蒸汽为查表知温度为由前面计算知塔底上升蒸汽流量为：查物性数据手册有：甲苯在时的摩尔汽化潜热为则热负荷为：计算平均温度差：依据经验假设传热系数计算换热面积：，取计算釜液循环管的管径取出口气含率为15%釜液蒸汽质量流量：则釜液循环质量流量：取流速为则循环管径为取循环管径为塔釜返回蒸汽接管：取为参考文献1 路秀林，王者相等.化工设备设计全书（塔设备）.北京：化学工业出版社，20042 GB150-1998钢制压力容器3.JB/T4710-2005钢制塔式容器4 刘光启，马连湘，刘杰主编.化学化工物性数据手册.有机卷北京：化学工业出版社，20025 夏清，陈常贵主编.化工原理.天津：天津大学出版社，20056 于永泗，齐民主编.机械工程材料.大连：大连理工大学出版社，20077 郑津洋，董其伍，桑芝富主编.过程设备设计.第二版.北京：化学化工出版社，20058 贾绍义，柴诚敬主编.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20029 匡国柱，史启才主编.化工单元过程及设备课程设计.北京：化学工业出版社，200110 中国石油集团上海工程有限公司编.化工工艺设计手册.第三版.北京：化学工业出版社，2003英文翻译Chinese Jof ChemEng，9(2)141144(2001)Operation of a Batch Stripping Distillation Columnxu Songlin(许松林) ，Jose Espinosab，Hector ESalomoneb and Oscar AIribarrenba National Engineering Research Center for Distillation Technology，Tianjin University,Tianjin 300072，Chinab Institute for Development and Design INGAR ,Conicet，Santa Fe，ArgentinaAbstract A stripping batch distillation column is preferred when the amount of the light component in the feed is small and the products are to be recovered at high purityThe operation modes of a batch stripping are believed to be the same as those of a rectifier Howeverthe control system of a stripper is different In this paper，we explore three different control methods with Hysys(Hyprotech Ltd1997)for a batch stripperThe main difference is the control scheme for reboiler liquid level：(a)controlled by reflux flow；(b)controlled by reboiler heat duty；(c)controlled by bottom product flow The main characteristics of operating a batch stripper with different control scheme are presented in this paperGuidelines axe provided for the startup of a batch stripper，the effects of some control tuning parameters on the column performance are discussedKey words batch strippercontrolOperation1 INTRODUCTONBatch process is becoming more popular as chemical process industries move toward manufacturing fine and specialty chemicals，where flexibility is a key issue due to the frequent change of product demandBatch distillation columns are inherently flexible，as a single column call separate many different components from a multicomponent feedThus the use of batch distillation is becoming more important for the seperation and purification of highvalue chemicalsin many chemical ,food，and pharmaceutical industriesTraditionally the most popular kind of batch distillation column is the so-caled rectilying columnwhich has a large reboiler，to which al the feed is chargedan different products are removed from the top There are three ways to operate a rectifying column2They are：(1)constant reflux and variable distillate composition，(2)variable reflux an d constant distillate composition of key component，(3)optimal reflux policy which trades of(1)and(2)and is based on the most profitable operation Batch stripping column is opposed to a batch rectifier It has its storage vessel at the top and the products leave the column at the bottom A stripping batch distilation column is preferred when the amount of the light component in the feed is small and the products are to be recovered at high purity4,5 The operation modes of a batch stripping are believed to be the same as those of a rectifier Howeverthe control system of a stripper is differentIn this paper，we explore three different control methods with Hysys(Hyprotech Ltd1997)for a batch stripperThe control schemes are shown in Fig1 The main difference is the control scheme for reboiler liquid level：(a)controlled by reflux flow，(b)controlled by reboiler heat duty，(c)controled by bottom product flow The main characterics of operating a batch stripper with different control scheme are presented in this paperGuidlines are provided for the startup and the effect of so e control turning parameters on the column performance are discussed.2 EXPERIMENTAL APPARTUS FOR THE SIMULATIONSThe experimental apparatus in the simulations is the same for the three control schemesThe stripping column has a reboiler，a condenser and 15 traysThe volumes of the reboiler and the condenser are 2m3 and 5m3，respectivelyThe diameter of the column is 0.5 mThe feed is the mixture of methanol(0.05)and ethanol (095)(mole fraction)The liquid percent level set point for the reboiler is 50 and the mixture takes 80 of the whole volume of the condenserAt the beginning，the trays are dry startup，but the reboiler is charged with the same mixture to the liquid level set pointThe specification of bottom product ethanol is 0999All the simulated experimental procedures are that the stripper is started up till the specification of the heavy key composition is reached，then the bottom product valve is opened so that the product leavesthe column，the product valve is shut down when the product composition declines to the specification3 RESULTS AND DISCUSSION31 Control reboiler Hquid level by reflux flow In this control scheme【Fig1(a)】，the reboiler liquid percent level is controlled autom atically by reflux flow，the reboiler heat input and bottom product flow are controled manualy At the beginning，the reboiler heat in put is set fixedThe reboiler liquid level declines as the light com ponent is vaporizedWhich will cause reflux flow down the reboiler automaticallyThe control of the reboiler liquid level is reversibleSo when the reboiler liquid level is higher，there wil be less reflux flow an d vice versa. When the composition of heavy key component gets to its specification，the bottom product flow valve is opened；once it declines to the specification，the bottom product flow valve is shut down manualyIn this case，when ethan ol corn -position reaches 0999，the bottom product flow valve is opened ，when ethan l is less than 0999 the bottom product flow valve is shut down The dynamic process of this operation mode is shown in Fig2There is a time lag between the reboiler liquid level an d reflux flow ，especially when the number of stages is largeIn order to get a stable reboiler liquid level control during the whole operation，two aspects should be considered carefully0ne is to use an appropriate reflux valve If the reflux valve is oversized，the reboiler liquid level controller wil get more reflux flow to the reboiler than the set point when the liquid level declines Then the reflux flow valve will be closed This makes the reboiler liquid level fluctuate frequentlyOne case is shown in Fig3In this situation the heavy key component composition in the bottom is unstable The other aspect is that the tuning parameter of the reboiler liquid level should be chosen appropriately when a proportional only bottom level controler is employedThe proportional gain of the controler should be between 40and 80If is too small，it is difficult to get a stable reboiler liquid level contro1Fig4 shows the relation between reboiler liquid percent level and for the same reboiler dutyFrom Fig4it is obvious that if is less than 40 the liqui d percent level in the reboiler is far away from the set point level 50If is between 40 and 80，the liquid level in the reboiler is near the set point32 Control reboiler liquid level by reboiler heat inputIn this control scheme Fig1(b)】，the reboiler liquid level is controlled by reboiler duty automatically,reflux and bottom products flow are controlled manuallyAt the beginning，the reflux flow valve is opened to a fixed valueReboiler liquid level increases，which will cause heat input to the reboilerThe action of the reboiler liquid level controler is direct，which means that the higher the reboiler liquid level，the more the heat input to the reboiler and vice versaWhen the com position of the heavy key component in the reboiler gets to its specificationthe bottom product flow valve is opened manuly When the heavy key component com position decreases to 0999，the valves for bottom product an d reflux flow are shut down manuallyFig5 shows the dynamic process of this operation mode It is obvious that the boil up mass flow and the liquid levels of condenser and reboiler are fluxed at the startup of the operationThis is due to the dynamic responsiveness of reboiler heat input to the liquid level controller33 Control reboiler Hquid level by bottom product flowThe reboiler liquid level is controled by bottom product flow in this control schemeFig1(c)】This scheme is similar to the third control mode for a rectifierin which the reboil ratio is variable In order to get the bottom product specification，a total reboil process should be established at the beginning of the operationThe action of the reboiler liquid level controller is direct，which means that the higher the liquid level，the more the bottom product flow and vice versaFigure 6(b)shows that at the startup of this operation，the liquid levels in both reboiler and condenser are oscillated，since it is difficult to meet the requirement for the total reboil at the beginning of the operation，for the reflux flow and reboiler heat input are operated manually4 CONCLUSIONThe dynamic simulation with Hysys for the operation of a batch stripping distillation column indicates the main characterics of this kind of column，in which three different control schemes are employedIn the first scheme，reboil ratio is constant with variable bottom product com position；in the second scheme，reboil ratio is variable and the heavy key component composition in the bottom product is nearly constant，and the third is an optim al operation which could obtain more profit Among these three control modes，the third is the most difficult to operate，since both controllers for reflux flow and reboiler heat input are operated manuallyThis work demonstrates the operation of a batch stripping column，provides some practical guidlines for the startup and operation of the column，shows how the column can be run under different operating modes，and clarifies the effect of some key control tuning on the column performance However，this work is a dynamic simulation The practical operation of a batch stripping distillation column still needs to be investigated in detailREFERENCES1 Salomone，HE，Chiotti，OJ，Iribarren，OA，“Shortcutdesign procedure for batch distillation”，IndEng ChenRes，36 (1)，13 一136(1997)2 Sundaram，S，Evans，LB，“Shortcut procedure for simulatingbatch distillation operations”，Ind EI enRes，32(3)，511 518(1993)3 Yang，zhC，Yu，GC(KT )，Mo，zhM，ea， t“Study on optimal strategies and microcomputer control ofbatch distillation()Batch distillation column and its microcomputercontrol”，J(ChemIndEng(China，40(3)，28 一286(1989)(in Chinese) 4 Lotter， S P， Diwekar， U M ， “Shortcut models andfeas ibility consideration for emerging batch distillationcolumns”，IndEngChemRes，36(4)，760767(1997)5 Scrensen，E，Skogestad，S，“Comparison of regular andinverted batch distillation”，Chem Eng Sci，51 (22)，4949一4962 of 1996)分批冲孔模板精馏塔的操控许松林，Jose Espinosab，Hector ESalomoneb，Oscar AIribarrenba 中国 ，天津，300072，天津大学，国家精馏工程技术研究中心b 阿根廷，桑塔费，康尼赛特，INGAR发展与设计学院摘要 当大量的轻的成分在流量中很少和高纯度产品回收时分批冲孔模板精馏很重要，批量精馏塔的操控与镇流器的作用是相同的。然而，冲孔模板的控制系统是不同的。在这篇论文里，我们探索冲孔模板三种不同的控制方法：Hysys(Hyprotech Ltd1997)，最主要的不同之处是重沸器液相控制图；（a）以回流量控制;（b)以重沸器热负载控制；（c）以底部产品流量控制。在此论文里阐述分批冲孔模板精馏塔的操控最主要的特征是不同的控制流程图，分批冲孔模板控制开始时提供了准则，将要讨论一些柱面上的控制调谐参数。 图1分批冲孔模板的控制流程1-塔体；2-重沸器；3-冷却机；4-整流器；LC-液面控制器；PC-压力控制器关键词 分批冲孔模板 控制 操作1 简介随着化工工厂向着大规模精细生产和专业化工产品方向发展，批量生产变得比较流行，这样简易方法对于产品需求的频繁变化起关键作用。批量精馏塔是固有简易特性的，正如一个柱可以由一个多组分供给分成许多不同的组份，这样批量精馏的用途对于一些化学，食品和药物公司的高价值的化工产品的分离和提纯变得越来越重要。 传统的，最流行的批量精馏方法被称为整流柱，它有一个大的重沸器，对它所有的供给都是变化的，并且不同产品从顶部分离开。操作整流塔有三种方法：（1）回流量为恒量并且精馏组份为变量，（2）回流量为变量并且精馏的主要组份为恒量，（3）最佳回流量协调了（1）和（2）并且建立在最经济的试验。 批量冲孔模板与批量整流是相反的。在它的顶端有它的储存容器并且产品从塔的底部分离出。当大量的轻的成分在流量中很少和高纯度产品回收时分批冲孔模板精馏很重要。批量精馏塔的操控与镇流器的作用是相同的。然而，冲孔模板的控制系统是不同的。在论文中，我们探索Hysys(Hyprotech Ltd1997)的批量冲孔模板三种不同的控制方法，图表1给出了控制图。最主要的不同之处是重沸器液相控制图；（a）以回流量控