分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计

1、课题名称化工课 程设计 任务书系 别：专业：化工2班学 号：姓 名：指导教师：时 间：2011年12月01-16日化工原理一化工设备机械基础课程设计任务书-1专业 化工一.设计题目班级 0409402设计人分离乙醇一水混合液的筛板精馏塔设计原始数据及条件生产能力：年处理量8万吨（开工率300天/年），每天工作24小时; 原料：乙醇含量为20% （质量百分比，下同）的常温液体；分离要求：塔顶，乙醇含量不低于 90%,塔底，乙醇含量不高于8%； 操作条件：塔顶压强进料热状况回流比塔釜加热蒸汽 压力单板压降建厂地址4 KPa （表压）饱和液体1.5 Rmin0.5MPa （表压）< 0.7KP

2、a重庆三.设计要求:（一）编制一份设计说明书，主要内容包括:1. 前言2. 设计方案的确定和流程的说明3. 塔的工艺计算4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计a. 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定b. 塔板的流体力学验算c. 塔板的负荷性能图5附属设备的选型和计算6. 设计结果一览表7. 注明参考和使用的设计资料8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）（三）绘制精馏塔的工艺条件图（1#图纸）四. 设计日期：2011年12月01日 至2011年12月16日五. 指导教师：谭志斗、石新雨推荐教材及主要参考书：1、 王国胜，裴世红，孙怀宇.化工原理课程设计.大连

3、：大连理工大学出版社，20052、 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，2002.3、马江权，冷一欣.化工原理课程设计.北京：中国石化出版社，2009.4、化工工艺设计手册，上、下册；5、化学工程设计手册；上、下册；6、 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004， 017、 化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京.2004， 01&化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京.2004,019. 陈敏恒.化工原理（第三版）.北京：化学工业出版社，2006目

4、录第一章 设计方案简介 第二章工艺流程图及说明 第三章塔板的工艺计算 3.1精馏塔全塔物料衡算 3.2乙醇和水的物性参数计算 温度密度混合液体表面张力 相对挥发度混合物的粘度 3.3理论塔板和实际塔板数的计算 第四章塔体的主要工艺尺寸计算4.1塔体主要尺寸确定 塔径的初步计算 溢流装置计算 4.2筛板的流体力学验算 气相通过浮阀塔板的压降 淹塔精馏段提留段物沫夹带精馏段提留段漏液点气速4.3塔板负荷性能曲线 物沫夹带线液泛线液相负荷上限 漏液线液相负荷下限 3第五章板式塔的结构 5.1塔总高的计算塔的顶部空间高度 塔的底部空间高度 5.1.3 人孑L 裙座筒体与封头进料管回流管塔底岀料管塔顶蒸

5、汽岀料管 塔底进气管5.3法兰第六章附属设备的计算 6.1热量衡算6.2附属设备的选型 再沸器 塔顶回流冷凝器 塔顶产品冷凝器 塔底产品冷凝器 原料预热器蒸汽喷岀器第七章设计评述37精馏塔工艺设计计算结果总表 主要符号说明参考文献第一章设计方案简介精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来 实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得 了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔 板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是筛板塔。精馏过程与其他

6、蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程 提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始 终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分 产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。 精馏广泛应用于石油 ,化工 ,轻工等工业生产中 ,是液体混合物分 离中首选分离方法 本次课程设计是分离乙醇 水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点：(1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用(2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，

7、造价便宜。(3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设 计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工 艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔 的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以 保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。工科大学生应具有较高的综合能力，解决

8、实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产 的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的 设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。第二章工艺流程图及说明 首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在 原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有 气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物 在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温

9、到泡点，其中的液态部 分进入到塔顶产品冷却器中， 停留一定的时间然后进入乙醇的储罐， 而其中的气态部分重新回到精馏塔中， 这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸 器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原 料的加入。最终，完成乙醇与水的分离。冷凝器T塔顶产品冷却器T乙醇储罐T乙醇f回流J原料T原料罐T原料预热器T精馏塔f回流J再沸器 f塔底产品冷却器T水的储罐T水第三章 塔板的工艺计算3.1 精馏塔全塔物料衡算F:进料量(kmol/s)Xf：原料组成D:塔顶产品流量(kmol/s)Xd：塔顶

10、组成W:塔底残液流量(kmol/s)Xw：塔底组成Xf=0.089109Xd=0.778846Xw=0.032907总物料衡算F=D+W易挥发组分物料衡算F X=D Xd+W Xw日生产能力(处理)m80000000F0.1506kmol/sMd T20.49505 300 24 3600联立以上三式得F=0.1506kmol/sD=0.0110kmol/sW=0.1390kmol/s3.2乙醇和水的物性参数计算温度常压下乙醇一水气液平衡组成与温度的关系温度TC液相中乙醇的摩尔分率 %气相中乙醇的摩尔分率 %1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.3891

11、86.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中数据由内差可求得t F t D t W t f : 86.7 -89.0 x( 9.66-8.90 ) + 89.0t f =88.29 °C t d： 78

12、.15 _78.44 x( 89.43-77.43) + 78.41t d =78.21 C89 5 _95 5 twx( 72.1-3.29 ) + 95.5t w=90.70 C0.0721 -0.0190 精馏段平均温度:f1 = lftd = 88.29 78.21 =83.25 C2 2提留段平均温度：£2=卫 匕二豎29 匹卫=88.495 C2 2密度已知：混合液密度：丄二兰-aB!-iAB混合气密度：Vt°pM22.4TP0塔顶温度：t d=78.21 C78 41 _89 43 气相组成 yD：(78.41 -78.21) 0.8943 yd=80.750

13、%78.41 -78.15进料温度：t f=88.29 C38 91 _43 75 气相组成 yF：(89.0 -88.29) 0.4375 yf=42.256%89.0 -86.7塔底组成：t w=90.70 C气相组成 yw： 17.00 一38.91 (95.5 90.7) 0.3891 y0.2273 %95.5 -89.0(1)精馏段液相组成 X1： X1 = . xd xf =、. 77.88% 8.90% = 26.31%气相组成 y* y 0.8075 0.42256=58.41%所以 Ml1 =46 0.263118 (1 -0.2631) =25.3668g/mol(2)提

14、留段液相组成 X2： X2 二.XW XF =5.411%气相组成 y2： y2 二 0.8075 0.2273 = 42.82%所以 Ml2=46 0.0541118 (1 -0.05411) =19.51508g/mol由不同温度下乙醇和水的密度，内差法求t F t D t W下的乙醇序和水的密度温度T, C708090100110PA ,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3°b,KG/M3977.8971.8965.3958.4951.6t f=88.29 °C；-cf =732.186：、wf = 966.64t d=78.21 C ；.：c

15、d =744.433二wd = 972.87kg/mtw=97.70 Ccw =720.21：?ww = 964.82kg / m所以908.46 762.3323=835.40kg / m混合液体表面张力温度，C2030405060708090100110© , m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4温度，C020406080100© , m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力:乙醇表面张力(T cF=16.36mN/m<

16、r cD=17.30mN/m<r cW=16.13mN/m水表面张力水表面张力(T wF=59.55mN/m<r wD=62.99mN/m<r wW=58.65mN/m塔顶表面张力4：p=0.14 4 62.99 0.7788 417.30© D=23.90mN/m原料表面张力4 汴=0.885 4 61.74 - 0.089 416.68© F=53.9lmN/m塔底表面张力4.口 =0.9996 4 58.65 0.0329 416.13© w=56.55mN/m(1) 精馏段的平均表面张力© i=(23.90+53.91)/2=3

17、8.905mN/m 提馏段的平均表面张力：© 2= ( 56.55+53.91 ) /2=55.23mN/m相对挥发度0.5841由 Xf=8.9% y f=58.41%得 aF = 6.56292 =14 37561 -0.58410.4565311-0.0890.8075由 x d=77.88% y d=80.75% 得 aD = 0.7788 J*036852 =伯仙1 -0.80750.870251 -0.77880.2273由 x w=3.29% y w=22.73%得 aw°.°329 =1 -0.22730.8040581 -0.0329(1)精馏段

18、的平均相对挥发度=14.375 1.19144 =4.1386提馏段的平均相对挥发度二=：04.375 8.5924 =11.1140混合物的粘度t1 =83.25 °C查表，得 卩水=0.34155mpa s, 卩醇=0.3969mpa st2 =88.495 C 查表，得 卩水=0.32205mpa s, 卩醇=0.42837mpa s(1) 精馏段粘度：卩 1=卩醇 X1+ 卩水(1-x 1)=0.39690.2631+0.34(1-0.2631)=0.35611 mpa s(1)提留段粘度：卩 2=卩醇 X2+ 卩水(1-x 2)=0.39690.05411+0.309(1-

19、0.05411)=0.32780 mpa s3.3理论塔板和实际塔板数的计算回流比的确定：绘岀乙醇一水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图，由上图知，点a与纵轴的截距为 0.41，即为值Xd=0.7788,最小回流比Rmin=0.8995操作回流比 R=1.5 x Rmin=1.349理论塔板数的确定：图解法求解：YC = =0.331,易做得提留段、精馏段和 q线的操作线，作图如下：由图知，理论塔板数：精馏段需NT1 = 10块，提馏段需NT2 = 3-1=2块。实际塔板数确定：_Q245_0 245由奥康奈尔公式 Et =0.49 d uav . -0.49 3.199 0.341955 .

20、 =0.487Nt12全塔所需实际塔板数：NP100%24.64、25块Et0.487一 10精馏段实际板数：NP1100% =20.53 ：、21块0.487提馏段实际板数：Np2 =25-21 =4块进料板位置第22块板。第四章塔体的主要工艺尺寸计算4.1塔体主要尺寸确定塔径的初步计算气液相体积流量计算(1)精馏段质量流量：Li =MliL =30.135 0.01911 =0.673kg/sI 10 576体积流量：Ls1 = 6.89 10-4 m3 / sPl1 835.40(2)提馏段质量流量：L2 二 Ml2L = 19.70 0.148256 = 2.921kg / s|22

21、9213体积流量：Ls20.00316m3/sPl 2924.48精馏段塔径计算由u=(安全系数)Umax,安全系数=0.6 0.8， Umax=c横坐标数值:Ls1Vs1L1=0.000689一 0.950ti203取板间距:Ht=0.45m , hL=0.06m . W Ht- hL=0.54m查下图可知C2o=0.089 ,取安全系数为0.7，则空塔气速u0.7umax= 0.7*2.86 =2.002m/s按标准塔径圆整后为D2 =0.9m塔截面积为A2 2-0.636m二 2D =0.785*0.94实际空塔气速为Vs1At-01950 -1.50m/s0.5024提留段塔径计算横坐

22、标数值:0.00316924.40.1001.18- 0.6625取板间距:查图可知Ht=0.45m , h L=0.06m .贝U Ht- h L=0.39m55 23 02G°=0.08 ,C =C20() =0.08 () . =0.09820 20取安全系数为0.7 ，则空塔气速 u2 =0.7umax =0.7 *3.29=2.30 m / s按标准塔径圆整后为D2 =0.9m塔截面积为 AtD2 =0.785 0.72 =0.636m24V118实际空塔气速为 u 岂1.86m/sA 0.385综上：塔径 D=0.9m,选择单流型塔板，截面积 A = 0.636m2精馏段

23、有效高度 Z,=(21-1) 0.45= 9.0m提馏段有效高度 Z2=(4 -1) 0.45 =1.35m全塔的有效高度 Z =9.0+1.35 =10.35m溢流装置计算4.121 堰长 1w对单流型，一般 上=0.680.76 取 lW =0.72D=0.648mD溢流堰高度(岀口堰高) h 仏=hL -hoW选择平直堰2 82/3堰上层高度咲二阪Ew)(lw)2.56.89 10* 36002"5(0.648)-7.34又汁阿查下图得EM。3塔板上清液层高度 n =0.05 0.1m 在此取h = 0.05m(1)精馏段how洌 1.03 (689 伏 36°

24、76;)2/310000.648提留段h“型 1.03 (°.00316 36咛310000.648hw = hL -how = 0.05 -0.0198 = 0.0302m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由W =0.72杳得DA0.08,WdJrDLm竺更匸更靳At， d 2222.22溢流中间降液管宽度 Wd = 0.14m=0.0072m=0.0198m0.1377m则 Af =0.08At =0.08 0.636 = 0.05088m2验算降液管内停留时间精馏段:0.05088 0.456.89 10，=33.23s 5s提留段：丁AfHT0.05088 0.45"&

25、quot;0.00316=7.25s 5s停留时间v>5s,故降液管可使用4.124溢流堰宽度塔板设计塔板分布本设计塔径D=0.9m 采用分块式塔板4.1.3.2 浮阀的选型：F1Q-4B型阀片厚度1.5mm阀重24.6g，塔板厚4mm.浮阀数目与排列(1)精馏段取阀孔动能因子Fo=12.则孔速U01=11.64.1.063每层塔板上浮阀数目为/ 4d0 u010.95020.785 0.0392 11.64-68.36个浮阀排列方式采用顺排方式,t/dO应尽可能在34的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m（d。二 0.039mm）塔板开孔率N 4 / d0224/二 D26

26、8.39 0.03920.92= 0.128(2) 提留段F12取阀孔动能因子 F0=12.则孔速u02 = f 0 =14.74JPV270.6625每层塔板上浮阀数目为N r 一二 / 4d° U021.180.785 0.0392 14.74-67.05个塔板开孔率= 0.126N 4/ -：d0267.05 0.03922 24/二 D20.924.2筛板的流体力学验算气相通过浮阀塔板的压降气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力, 些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降厶Pp可由hp = he hi h；和 pp 二 hp

27、g 计算式中he与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱;hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；h(T-克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。精馏段(1)干板阻力Uocl =1/1.82573 '1/1.8251.063=io.i5m/s/ 2、U011.063z11.642 = 5.34 汽xH丿835.40&9.81 ,二 0.047 m因 U01>u0c1 故 hC =5.34:'V1(2) 板上充气液层阻力取；h0.05m 则 h = ；°hL =0.5 0.05 =0.025m(3) 液体表面张力所造成的阻力hp1

28、=入hlh；_=0.047+0.025+0.00049=0.0725m单板的压力降:精馏段平均压强:»(4 +101.325)+(4+101.325 +149594 )=109.483Kpa提留段(1)干板阻力U0c2 -J3I %丿1/1.8 2 50.66251 / 1 .825=13.15m/ s因 U02>U0c2P故 hC =5.34 二C .?'L22、U02芬丿214.74= 5.34 咤924.48(2 汉 9.81 丿=0.042m(2)板上充气液层阻力取hL = 0.05m 则 h = ；°hL =0.5 0.05 = 0.025m(3)

29、液体表面张力所造成的阻力hp2 = hoh| - h-=0.042+0.025+0.00062=0.0676m单板的压力降：Pp2 =hp22g =0.0676 904.48 9.81 =613.07pa 0.7KPa提留段平均压强：淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度 精馏段夙治+如)即他二加+如+陶(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp 0.0725m(2)液体通过液体降液管的压头损失hd1 = 0.153Ls1llwh。、2)-0.1536.89 勺0，<0.640.030-0.00019(3) hL = 0.05m 则 Hd 二 hp1 hL hd1 =

30、0.0725 0.05 0.00019= 0.1227m取=已选定 HT = 0.45m hw =0.0 310则讥hw Ht =0.5 0.030 0.45 = 0.24m可见 工-； Li所以符合防止淹塔的要求。提留段(1) 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp2 = 0.0676m(2) 液体通过液体降液管的压头损失z-.22- c cLs2c 1u0. 0 03 1 6c ccc,hi2 =°. 1 5 3 =0. 1 53 I =0. 0 0 2 4Jwho 丿(0.6 48 0. 03 9板上液层高度hL = 0.05m 则 Hd = hp2 hL hd2 = 0.0

31、676 0.05 0.0024 = 0.120m取,已选定 HT =°.45m h/v =0.0 310则hw - HT i=0.5* 0.03 0.40.24m可见所以符合防止淹塔的要求可见'11所以符合防止淹塔的要求物沫夹带精馏段板上液体流经长度： ZL = D -2Wd =0.9-2 0.1377= 0.6246m板上液流面积： 人=厲-2代=0.636-2 0.05088 = 0.534m2取物性系数 =1.0 ，泛点负荷系数图 Cf =0.1080.950泛点率二1.0613+1.36汶6.89工 10* x 0.6246835.40 -1.06559.8%1.0

32、0.108 0.534为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在F1 : 0.80.82，由以上计算可知，物沫夹带能够满足才；匕'二已的要求。提留段取物性系数-I I ，泛点负荷系数图 Cf = 0.101.18泛点率2二0.66251.36 0.00316 0.62461.0 0.10 0.534= 64.2%足'I -'的要求。漏液点气速当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从 筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作。 漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气

33、速。当阀孔的动能因子 F。低于5时会发生严重漏液，故漏液点的空速u'0可取Fo=5的相应孔流气速:精馏段:K =Uo1 = 11.64二2.40m/ s 1.5m/s，故不会发生严重漏液。 u014.85提馏段：u 14 24K '022.40m/s 1.5m/s，故不会发生严重漏液。u；26.144.3塔板负荷性能曲线物沫夹带线80%计算:据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率精馏段0.8=V 1.063°，1.36 0.6246L1.0 0.108 0.543整理得：0.0469=0.03574 0.849Ls即 Vs =1.314 - 23.794s由上式

34、知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个提留段Vs0.8=0.662536。血叫1.0 0.10 0.534整理得：0.4272 二 0.0267840.8519LS即 Vs = 1.595-31.81Ls在操作范围内任取两个Ls值算岀Vs精馏段Ls (m3/s)0.00050.00063Vs (m /s)1.3021.299提馏段L' s (n/s)0.0010.0021.063 V(Ls)minAHe0.05088 0.453=0.04579m /sV v s (r/s)1.5631.531432液泛线222/3精馏段0.24 二 5.3424 产404.85Lsi 0.045

35、1.336L®0.785 X0.039 汇69 整理得 VS12 si2 -26.30LS12/3 :提留段整理得：VS22 S22 45.135LS22/3在操作范围内任取若干个二；值，算出相应得 值:精馏段3Ls1 (m /s)0.10.20.00040.0006Vs1 (m3/s)1.9411.9321.9181.906提馏段3L s2 (m /s)0.10.0010.0020.0033Vs2 (m /s)2.5852.6502.6922.721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35s液体降液管内停留时间以二 作为液体在降液管内停留时间的下限，则漏液线对于F

36、1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则*F05(1)精馏段u°1-4.85m/sJ%V1.063(VS1)min 二314 0.039" 69 4.85 = 0.399m3/s4提留段U°2F。5 0.6625二 6.14m/ s液相负荷下限h°w = 0.0072m取堰上液层高度直线。作为液相负荷下限条件作岀液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖取 E=1.0 3 则(Ls)min ( °.°°72*1°°°)3/2 丄0.000695m/s2.84*1.033600由以上15作岀塔板负

37、荷性能图由上图可知：精馏段：气相最大负荷气相最小负荷提馏段：气相最大负荷气相最小负荷第五章板式塔的结构5.1塔总高的计算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，塔顶部空间高度为1200mmH 顶=1.2m塔的底部空间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20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。人孔人孔是安装或检修人员进岀塔的唯一通道，人孔的设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制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔68块塔板才设一个人孔，需经常清洗时每隔 34块塔板才设一个人孔

38、.本塔中共25块板，需设置3个人孔，每个孔 直径为400mm人孔伸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，取人孔所在板增至800mm裙座裙座高度应考虑的问题包括：1. 底部接管的高度和岀入孔的位置2. 塔底抽出泵的灌泵液位3. 塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求4. 检修方便5. 减压塔底液封要求6. 支撑应力要求设计时一般取裙座高度为1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座 2m.进料所在板的板间距由450mm增至550mm或 600mm筒体与封头5.1.5.1 筒体由D=0.9m选钢板材料为：GB 3274则卜卜=11

39、3MPa，100%探伤=1，取壁厚为3mmD=2600mm5.1.5.2 封头 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径=0.53mmPD1.1 勺20.331 勺0*9002i -0.5P2 113 1.0 -0.5 120.331 10”-n =1.520.25 1： =3mm，取壁厚为 3mm得曲面高度=650mm，直边高度h0 =25mm。H =Hl + H增+ H裙+ H底+ H顶柏封塔总咼：=0.45 汉(25 1) + (0.8 0.45 斤3 十 2 十 1.5 汉 2 十1.2 + (0.225 + 0.025) = 18.30m5.2接管进料

40、管取 uF =0.5m/s查标准系列选取:108 4mm2经计算，实际流速 u=0.40i m/s回流管3采用直流回流管取Ur =0.5m/s :让 =762.33kg/m3查标准系列选取57 3.5mm塔底出料管3取 UW =1.0m/s 直管岀料 Lw =964.82kg / m查标准系列选取89 4.5mm塔顶蒸汽出料管直管岀气取岀口气速u=20m/s查标准系列选取14 2mm塔底进气管采用直管 取气速u =23m/s rLw =9 6 4. kQ m"/查标准系列选取14 2mm5.3法兰公称直径/mm法兰外径/mm螺栓孔中心圆直径/mm螺栓孔直径/mm螺栓孔数/mm螺纹/m

41、m法兰厚度/mm法兰 内径/mm法兰重量/kg进料管100210170184M16181103.41塔顶蒸汽管107550114M1012150.36塔底岀料管107550114M1012150.36塔底进气管80190150184M1618912.94回流管5057140144M1216591.51由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰、平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰、回流管接管法兰、塔底岀料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HG/20592-97钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片第六章附属设备的计算6.1热量衡算0C的塔顶气体上升的焓HvtD温度下，即78.21°

42、;Cti=30C温度下tw温度下，即90.70 CtD温度下，即78.21 C0 C的塔顶气体上升的焓 Qv塔顶以0C为基准Qv 二Hv 二UCpDtD UrMs =1.01*3600 3.684 78.21 1.01 3600 1029.02 40.61 温度由= 1570876.855kj/hQ 二yCPDtD -VCrI =(1.01-0.011 39.08) 3600 3.684 78.2178.21 C到 30C的热量变化(1.01-0.1169 42.08 3600 2.81 30=1570876.855j/h温度由99.70 C到30 C的热量变化回流液的焓HR塔顶馏岀液的焓 H

43、d因馏岀口与回流液口组成一样，所以CP -3.684KJ / kg.K冷凝器消耗的热量Qc进料口的热量QFt温度下，即88.29 Ct2 =25 C温度下塔釜残液的焓Qw6.2附属设备的选型再沸器塔釜热损失为10%，则 =0.9设再沸器损失能量 Q损=0.1Qb加热器实际热负荷再沸器的选型：选用120° C饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.°C)料液温度：88.29CT 97.70C水蒸气：120°Ct 120°C加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol2 04 江 1010R水蒸气的用量 m水=QB/ r= =9.03*

44、10 kg / h2259.5查表得水蒸气温度为t=120C取k=650(w/m2 x k)则再沸器的传热面为：由口。卩.讥二KA't其中 Cp=4.187Kj/(kg.h得 A=147 n?选取型号为：G.CH800-6-70塔顶回流冷凝器有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001500 KCal /(m2 h -C)本设计取 K=700 KCal /(m2 h c )=2926 KJ / (m2 h -c )岀料液温度：78.21°C(饱和气)78.21°C (饱和液)冷却水温度：20°C_； 35°C逆流操作： 11=58.2

45、1 c t2=43.21 c选用设备型号：G500I-16-40塔顶产品冷凝器岀料液温度：78.21°Ct 30oC冷却水温度：20° C 35OC逆流操作： 11=43.21 C t2=10C选用列管式换热器。塔底产品冷凝器岀料液温度：99.91° C 、30OC冷却水温度：20°Ct 35OC逆流操作： 11=64.91 C t2=10C选用列管式换热器。原料预热器原料液由25 C加热到88.29 C,假设加热蒸汽进口温度为130 C,岀口温度为 60 C，逆流冷凝，取传热2 2系数取 K=700 KCal / (m h c )=2926 KJ /(m h c)加热蒸汽温度：130°Ct 60oC原料液温度：25°Ct 84.97OC逆流操作： t1=35 c t 2=45.03 c选用u型管换热器。蒸汽喷岀器 蒸汽喷岀器可用蒸汽喷射式泵。第七章设计评述化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节，是理论联系实际的桥梁，同时也是我 们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识，独立思考。 要做好课程设计，不仅要了解工程设计的基本