分离乙醇正丙醇二元物系浮阀式馏塔的设计化工原理课程论文.doc

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1、.华北科技学院环境工程系化工原理 课程设计报告设计题设计题目目分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计学学生生志荣成 绩.-2-/47学号学号6指指导导老老师师春峰专业专业班班级级化工 B082 班教师评语教师评语设计设计起止日期：起止日期：2011 年 6 月 13 日至至2011 年 6 月 26 日.-2-/47化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书1.1.设计题目：设计题目：分离乙醇正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计2 2.原始数据与条件：原始数据与条件：进料：乙醇含量 45%（质量分数，下同），其余为正丙醇分离要求：塔顶乙醇含量 99%；塔底乙醇含量 0.01%生产能力：年处理

2、乙醇-正丙醇混合液 25000 吨，年开工 7200 小时操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强 1.03atm(绝压)；泡点进料；R=53.3.设计任务：设计任务：（1）完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计与辅助设备选型。（2）画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。（3）写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。.-3-/47目录第一章绪论第一章绪论4第二章塔板的工艺设计第二章塔板的工艺设计52.1精馏塔全塔物料衡算52.2 有关物性数据的计算52.3 理论塔板数的计算122.4塔径的初步计算142.5溢流装置152.6塔板分布、浮阀数目与排列16第三章塔板的流

3、体力学计算第三章塔板的流体力学计算183.1、气相通过浮阀塔板的压降183.2、淹塔193.3、雾沫夹带203.4、塔板负荷性能图203.4.1 物沫夹带线20.-4-/473.4.2 液泛线213.4.3相负荷上限213.4.4 漏液线223.4.5 相负荷下限223.5浮 阀 塔 工 艺 设 计 计 算 结 果2 3第四章塔附件的设计第四章塔附件的设计254.1接管254.2筒体与封头274.3除沫器274.4裙座274.5人孔27第五章塔总体高度的设计第五章塔总体高度的设计335.1塔的顶部空间高度285.2塔的顶部空间高度285.3塔总体高度28第六章附属设备的计算第六章附属设备的计算

4、286.1冷凝器的选择336.2再沸器的选择30主要符号说明主要符号说明32结论结论34参考文献参考文献错误！未定义书签。错误！未定义书签。.-5-/47感想感想35第一章第一章绪论绪论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,本次课程设计是浮阀塔。精馏过程与其他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

5、馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在一样理论板的条件下，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正丙醇二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点：(1)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 2040，而接近于筛板塔。(2)操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。(3)塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。(4)压强小，在常压塔中每块板的压

6、强降一般为 400660N/m2。(5)液面梯度小。(6)使用周期长。粘度稍大以与有一般聚合现象的系统也能正常操作。(7)结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔的 120130。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、物性参数与接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

7、本次设计结果为：理论板数为 25 块，塔效率为 48.0%，精馏段实际板数为17 块，提馏段实际板数为 33 块，实际板数 50 块。进料位置为第 19 块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1.4 米，设置了五个人孔，塔高28.425 米，通过浮阀板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。.-6-/47关键词关键词：浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学检验.5/47第二章第二章塔板的工艺设计塔板的工艺设计2.12.1 精馏塔全塔物料衡算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:塔顶组成W:塔底残液流量(Kmol/s)XW:塔底组成

8、原料乙醇组成:XF=605546454645=51.63%塔顶组成:XD=601046904690=99.23%塔底组成:XW=6099.994601.04601.0=0.013%进料量:F=25 千吨/年=36007200)6001.04699.0(1000100025=0.0183 Kmol/s物料衡算式:F=D+WF XF=D XD+W XW联立代入求解:D=0.0095Kmol/sW=0.0088 Kmol/s2.22.2精馏段和提馏段的工艺条件与有关物性数据的计算精馏段和提馏段的工艺条件与有关物性数据的计算2.2.2.2.1 1温度与温度与平均相对挥发度平均相对挥发度 的计算的计算因

9、为乙醇-正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律，采用试差法，通过 Excel 计算出:.6/47CtBAplg（2.1）BABppppx（2.2）双组分理想溶液相对挥发的计算5:BApp（2.3）式中：p纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa；t温度，；A、B、CAntoine 常数。由表5查得；x液相中易挥发组分的摩尔分数；p总压，kPa；pA、pB溶液温度t时纯组分 A、B 的饱和蒸汽压，kPa；相对挥发度。因为本设计中为常压操作，所以总压：p=104.36kPa乙醇和正丙醇的 Antoine 常数：A、B、C 查液体蒸汽压的安托因常数表5得：乙醇：A=7.3

10、3827B=1652.05C=231.48正丙醇：A=6.74414B=1375.14C=193.0采用试差法，先在 Excel 中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以与相对挥发度，则在 Excel 中假定一 t 值，代入公式2.1 中计算出 pA、pB，再将计算得到 pA、pB值代入公式 2.2 中，计算出相应的x 值，若计算得到的 x 值与所求的混合液组成x值一样，则假定的 t 值正确，同.7/47时可得到相应的值。计算结果见表 2.1.1。表 2.1.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以与相对挥发度塔顶产品塔底产品进料液xD=0.9923xW=0.00

11、013xF=0.5163tD=79.17tW=97.99tF=86.59D=2.131W=2.08224F=2.0211(1)精馏段平均温度:1t=2dftt=259.8617.79=82.88(2)提留段平均温度:2t=2wftt=299.9759.86=92.292.2.2 2.2.2密度密度已知:混合液密度:BBAAlaa1（为质量分数）混合气密度:004.22 TPMPTV塔顶温度:Dt=79.17气相组成Dy:1(1)DDDDDxyx 99.64%Dy 进料温度:Ft=86.59气相组成Fy：1(1)FFFFFxyx 68.97%Fy 塔底组成:Wt=97.99.8/47气相组成Wy

12、:1(1)WWWWWxyx 0.026%Wy(1)精馏段液相组成1x:12DFxxx199.23%51.63%75.43%2x气相组成1y:12DFyyy199.64%68.97%84.31%2y所以146 0.754360(1 0.7543)49.4398LM/kg kmol146 0.8431 60(1 0.8431)48.1966VM/kg kmol(2)提馏段液相组成2x：22WFxxx20.013%51.63%25.82%2x气相组成2y:22WFyyy20.026%68.97%34.50%2y所以246 0.258260(1 0.2582)56.385LM/kg kmol246 0

13、.345060(1 0.3450)55.17VM/kg kmol表 2.2.2醇类密度表温度 T,708090100110a,3/kg m754.2742.3730.1717.4704.3b,3/kg m759.6748.7737.5726.1714.2由不同温度下乙醇和丙醇的密度,差法求tFtDtW下的乙醇和丙醇的密度86.59oFtC90809086.59730.1 742.3730.1cF734.26cF3/kg m90809086.59737.5748.7737.5wF741.32wF3/kg m10.451 0.45734.26741.32F738.13F3/kg m.9/4779.

14、17oDtC80708097.17742.3754.2742.3cD743.29cD3/kg m80708079.17748.7759.6748.7wD749.60wD3/kg m10.991 0.99743.29749.60D743.35D3/kg m97.99oWtC1009010097.99717.4730.1717.4cW719.95cW3/kg m1009010097.99726.1 737.5726.1wW728.39wW3/kg m10.00011 0.0001719.95728.39W728.39W3/kg m所以1738.13743.35740.7422FDL3/kg m27

15、28.39738.13733.2622WFL3/kg m46(1)60LDDDxx0.9923 46(1 0.9923)6046.11LD/kg kmol46(1)60LFFFxx0.5163 46(1 0.5163)6052.77LF/kg kmol46(1)60LWWWxx0.00013 46(1 0.00013)6060.00LW/kg kmol146.11 52.7749.4422LDLFL/kg kmol260.0052.7756.3922LWLFL/kg kmol46(1)60VDDDyy.10/470.9964 46(1 0.9964)6046.05VD/kg kmol46(1)

16、60VFFFyy0.6897 46(1 0.6897)6050.34VF/kg kmol46(1)60VWWWyy0.00026 46(1 0.00026)6060.00VW/kg kmol146.0550.3448.2022VDVFV/kg kmol260.0050.3455.1722VWVFV/kg kmol50.34 273.15 104.361.75722.4 101.325(273.1586.59)VF3/kg m46.05 273.15 104.361.64222.4 101.325(273.1579.17)VD3/kg m60.00 273.15 104.362.03022.4

17、101.325(273.1597.99)VW3/kg m11.757 1.6421.702V3/kg m21.7572.0301.8942V3/kg m2.2.2 2.3.3混合液体平均表面力混合液体平均表面力根据差法求的表面力表 2.2.3醇类液体表面力mN/m名称温度，.11/476080100乙醇20.2518.2816.29正丙醇21.2719.4017.50塔顶液相平均表面力的计算:79.17oDtC180608079.1718.2820.2518.28DA18.36DA/mN m80608079.1719.4021.2719.40DB19.48DB/mN m0.99 18.36(1

18、 0.99)19.4818.37DADABDB/mN m进料板液相平均表面力的计算:97.99oWtC1008010097.9916.29 18.2816.29WA16.49WA/mN m1008010097.9917.50 19.4017.50WB17.69WB/mN m0.0001 16.49(1 0.0001)17.6917.69WAWABWB/mN m塔底液相平均表面力的计算:86.59oFtC1008010086.5916.29 18.2816.29FA17.62FA/mN m1008010086.5917.50 19.4017.50FB18.77FB/mN m0.45 17.62(

19、1 0.45)18.7718.25FAFABFB/mN m(1)精馏段的平均表面力：118.37 18.2518.3122DF /mN m.12/47(2)提馏段的平均表面力：217.69 18.2517.9722FW /mN m2.2.2 2.4.4混合物的粘度混合物的粘度表 2.2.4 醇类液体粘度mPa s 名称温度，6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444根据差法求不同温度下的粘度B182.88otC查表，得0.476乙醇mPa s,0.594丙醇mPa s 192.29otC查表，得0.413乙醇mPa s,0.511丙醇mPa s(1)精

20、馏段粘度：111(1)xx乙醇丙醇0.476 0.75430.594(1 0.7543)0.5046mPa s(1)提留段粘度:222(1)xx乙醇丙醇0.413 0.25820.511(1 0.2582)0.4857mPa s 2.2.2 2.5.5相对挥发度相对挥发度(1)精馏段的平均相对挥发度:12.1312.08242.10722DF (2)提留段的平均相对挥发度:22.02112.08242.05222WF 2.2.2 2.6.6气液相体积流量计算气液相体积流量计算.13/475R 0.0095D kmol/s（1）精馏段5 0.00950.0475LRD kmol/s(1)(5 1

21、)0.00950.057VRDkmol/s已知：149.44LMkg/kmol148.20VMkg/kmol1740.74L3/kg m11.70V3/kg m质量流量：1149.44 0.04752.348LLM L/kg s1148.20 0.0572.747VVM V/kg s体积流量：31112.3483.17 10740.74sLLL3/ms1112.7471.6161.70sVVV3/ms（2）提馏段饱和液体进料 q=10.0475 1 0.01830.0658LLqF/kmol s(1)0.057VVqF/kmol s已知：256.39LMkg/kmol255.17VMkg/km

22、ol2733.26L3/kg m11.894V3/kg m质量流量：2256.39 0.06583.710LLML/kg s2255.17 0.0573.145VVM V/kg s体积流量：32223.1704.323 10733.26sLLL3/ms2223.1451.661.894sVVV3/ms.14/472.32.3理论塔板数的计算理论塔板数的计算取操作回流比 R=5精馏段操作线方程为 y=1654.08333.069923.06511xxRxxRRD精馏段气液平衡方程(1)2.107 1.107yyxyy提馏段操作线方程为00002.01544.1xxVWxVLyw提馏段气液平衡方程

23、(1)2.052 1.052yyxyy采用逐板计算法，运用 Excel 快捷、准确地计算出理论塔板数。其 Excel 表格设计原理如下：精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相平衡操作线相平衡操作线xD=y1x1y2x2y3xn计算到xn xF则第n块板即为进料板。提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：相平衡操作线相平衡操作线xnynxn+1xN计算到xN xW则理论塔板数为N块。由Excel计算结果见表 2.3：表 2.3 逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值.15/47x10.983913y10.9923x20.969513y20

24、.985295x30.945348y30.973295x40.90617y40.953158x50.846063y50.920512x60.761233y60.870425x70.654613y70.799736x80.538534y80.710889x90.4303480.51630.4303480.5163y90.61416x100.324817y100.496774x110.226206y110.374949x120.146914y120.261113x130.090509y130.169578x140.053789y140.104464x150.031245y150.062074x16

25、0.017898y160.036049x170.010167y170.020642x180.005744y180.011717x190.003233y190.006611x200.001812y200.003712x210.001011y210.002072.16/47x220.000559y220.001147x230.000305y230.000626x240.000162y240.000332X258.13E-050.000138.13E-055s，故降液管可使用2.5.3降液管底隙高度0h（1）精馏段取降液管底隙的流速0u=0.13m/s则100.003170.0270.91 0.13

26、owLshml u，取0.03ohm（2）提馏段取0u=0.13m/s则0h=200.0043230.03650.91 0.13wLsml u，取0.04ohm故降液管设计合理.19/472.62.6 塔板分布、浮阀数目与排列塔板分布、浮阀数目与排列2.6.1塔板分布本设计塔径 D=1.4m采用分块式塔板，共 4 块2.6.2浮阀数目与排列(1)精馏段取阀孔动能因子 F0=12.则孔速0011129.20/1.7VFum s每层塔板上浮阀数目为2120011.616147/40.785 0.0399.20SVNd u个取边缘区宽度0.08Wcm破沫区宽度0.08SWm计算塔板上的鼓泡区面积，即

27、22212sin()180axAx RxRR其中1.40.080.6222CDRWm90tmm 1.4()(0.1650.08)0.45522dSDxWWm所以222120.45520.4550.620.4550.62 sin()1.021800.62aAm浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t=75mm则排间距：1.0292.5150 0.075sTAtmmA 按 t=75mm,65tmm 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 154 个按 N=154 重新核算孔速与阀孔动能因子011.6168.73/0.785 0.039 154um s018.73*1.711.38F.2

28、0/47阀孔动能因子变化不大，仍在 913 围塔板开孔率=011.0512.03%8.73uu(2)提馏段取阀孔动能因子 F0=12.则孔速0022128.72/1.894VFum s每层塔板上浮阀数目为2220021.66159/40.785 0.0398.72SVNd u 个按 t=75mm,估算排间距1.0285.5159 0.075sTAtmmA 取 t=75mm,65tmm 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数 154按 N=154重新核算孔速与阀孔动能因子0221.668.97/0.785 0.039154um s028.971.89412.34F阀孔动能因子变化不大，仍在 913

29、围塔板开孔率=021.0812.04%8.97uu第三章第三章 塔板的流体力学计算塔板的流体力学计算3.13.1 通过浮阀塔板的压降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与液体表面力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降Pp 可由pclhhhh和ppphg计算式中hc与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m 液柱；.21/47hl与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m 液柱；h与克服液体表面力的压降相当的液柱高度，m 液柱。1.精馏段(1)干板阻力1.8251.8250 1173.173.17.85/1.70cVum s因 u0

30、1u0c1故22101111.7 9.205.345.340.05322 740.74 9.8VcLuhmg(2)板上充气液层阻力取 0.07Lhm则100.5 0.070.035LLhhm(3)液体表面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液柱高度为10.0530.0350.088Phm1110.088 740.74 9.8638.81pPLphgPa2.提馏段（1）干板阻力1.8251.8250 2273.173.17.40/1.894cVum s因 u02u0c2故22202221.894 8.725.345.340.05422 733.26 9.8VcLu

31、hmg（2）板上充气液层阻力取 0.07Lhm则200.5 0.070.035LLhhm（3）液体表面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液柱高度为.22/4720.0540.0350.089Phm2220.089 733.26 9.8639.54pPLphgPa3.23.2 淹塔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3.2.1精馏段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度10.088phm(2)液体通过液体降液管的压头损失3122103.17 100.153()0.153()0.00250.91 0.027SdWLhmL h(3)板上液层高度0

32、.07Lhm则10.0880.00250.070.1605dHm取，已选定0.45THm 0.055Whm则1()0.5(0.450.055)0.253WThHm可见所以符合防止淹塔的要求。3.2.2提馏段(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度20.089phm(2)液体通过液体降液管的压头损失3222204.323 100.153()0.153()0.00260.91 0.0365SdWLhmL h板上液层高度0.07Lhm则10.0890.00260.070.1616dHm取，已选定0.45THm 0.051Whm则1()0.5(0.450.051)0.251WThHm.23/47可见

33、所以符合防止淹塔的要求。3.33.3 雾沫夹带雾沫夹带3.3.1精馏段板上液体流经长度：21.42 0.1651.07LDZDWm 板上液流面积：221.5392 0.1021.335bFTAAAm 取物性系数，泛点负荷系数图0.103FC 泛点率=31.701.6161.36 3.17 101.07740.74 1.7059.72%1.0 0.103 1.335对于小塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足0.1(/)Vekgkg液气的要求。3.3.2提馏段取物性系数，泛点负荷系数图0.101FC 泛点率=31.8941.661.36 4.323

34、 101.07733.26 1.89467.32%1.0 0.101 1.335由计算可知，符合要求。3.43.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图3.4.1物沫夹带线据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算：精馏段1.701.36 1.07740.74 1.700.81.0 0.103 1.335SSVL整理得：0.110.04801.455SSVL.24/47即2.29230.31SSVL由上式知物沫夹带线为直线，则在操作围任取两个值算出提馏段0.7=1.8941.36 1.07733.26 1.8940.81.0 0.101 1.335SSVL整理得：0.1080.05091

35、.455SSVL即2.1228.585SSVL在操作围任取两个SL值算出SV精馏段Ls(m3/s)0.0020.01Vs(m3/s)2.231.99提馏段Ls(m3/s)0.0020.01Vs(m3/s)2.061.833.4.2 液泛线()TWpLdclLdHhhhhhhhhh由此确定液泛线，忽略式中h而精馏段222/31112241.70.2535.34253.441.5(0.0550.71)0.7851540.039740.74 2 9.8SSSVLL.25/47整理得：222/31119.34 13879.558.32SSSVLL提馏段222/32222241.8940.2515.34

36、138.680.0765 1.0650.7851540.039733.26 2 9.8SSSVLL 整理得：222/32228.496748.451.82SSSVLL在操作围任取若干个值，算出相应得值：精馏段Ls1(m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1(m3/s)2.962.832.772.55提馏段Ls2(m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2(m3/s)2.822.712.662.503.4.3 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液体降液管停留时间以作为液体在降液管停留时间的下限，则3min0.102 0.45()0.009

37、2/55FTSA HLms3.4.4漏液线对于 F1 型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1)精馏段231min5()0.0391540.791/41.7SVms.26/47(2)提馏段232min5()0.0391540.750/41.894SVms3.4.5液相负荷上限取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。取 E=1.0则3/23min0.006 10000.91()()0.00078/2.84 13600SLms由以上 15 作出塔板负荷性能图.27/47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点 p（设计点）处在适宜

38、的操作区的适中位置；（2）塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由露液控制;（3）按固定气液比，由图可查出塔板的气相负荷上限3max()2.68(2.60)/SVms，气相负荷下限3min()0.791(0.75)/SVms。所以：精馏段操作弹性=2.683.380.791提馏段操作弹性=2.603.470.753.53.5 浮阀塔工艺设计计算结果浮阀塔工艺设计计算结果浮阀塔工艺设计计算结果精馏段提馏段塔径Dm1.41.4.28/47板间距THm0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s0.510.53堰长Wlm0.910.91堰高Whm0.0550.051板上

39、液层高度Lhm0.070.07降液板底隙高度0hm0.0270.0365浮阀数N154154等腰三角形叉排阀孔气速oum/s9.208.72浮阀动能因子oF11.3812.34临界阀孔气速0eum/s7.857.40孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距tm0.09250.0885相邻横排中心距离单板压降PpPa638.81639.54降液管清液高度dHm0.16050.1616泛点率%59.7267.32气相负荷上限max()SV3/ms2.682.60气相负荷下限min()SV3/ms0.790.75物沫夹带控.29/47制操作弹性3.383.47漏液控制第四章第四章 塔附件的

40、设计塔附件的设计4.14.1 接管接管4.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：取1.6/Fum s3738.13/Lkg m732.5 100.0013/3600 7200 783.13Vsms4 0.00130.032323.14 1.6Dmmm查标准系列选取38 3mm4.1.2回流管采用直流回流管取1.6/Rum s2.3484743.350.050503.14 1.6Rdmmm查标准系列选取57 3mm4.1.3塔底出料管取1.6/wum s直管出料.30/470.0088 604728.390.024243.1

41、4 1.6wdmmm查标准系列选取32 3mm4.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气取出口气速20/um s4 1.6160.3213213.14 20Dmmm查标准系列选取377 9mm4.1.5塔底进气管采用直管取气速23/um s4 1.660.3033033.14 23Dmmm查标准系列选取325 8mm4.1.6法兰由于常压操作，所有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。(1)进料管接管法兰：585010256HGDPgg(2)回流管接管法兰：585010506HGDPgg(3)塔釜出料管法兰：585010256HGDPgg(4)塔顶蒸气管法兰：585010350

42、6HGDPgg(5)塔釜蒸气进气法兰：5850103006HGDPgg.31/474.24.2 筒体与封头筒体与封头4.2.1筒体由 D=1400mm,焊缝系数取0.9得1.05 0.6 14000.24.122 125 0.9mm由于一般直径超过 400mm 时，常采用钢板卷制筒体，其公秤直径是指筒体的径。查压圆筒体器壁厚表可知筒体壁厚度为 6mm。4.2.2封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径 D=1400mm，查得曲面高度350lhmm，直边高度025hmm，表面积22.2346Fm封，容积30.3977Vm封。选用封头 N14006,1205-80。

43、4.34.3 除沫器除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以与工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以与程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大与使用方便等优点。设计气速选取：LVVuK系数0.107K 740.74 1.70.1072.23/1.7um s除沫器直径：44 1.6160.923.14 2.23SVDmu选取不锈钢丝网除沫器，高度为 0.4m，直径为 0.92m.32/474.44.4 裙座裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的

44、局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。选取裙座壁厚为 16mm。基础环径：(14002 16)4001032biDmm 基础环外径：(14002 16)4001632boDmm 圆整：1200biDmm，1730boDmm；考虑到再沸器，所以本设计选择裙座高度为 3m。由于塔不大，所以采用搭接形式将裙座圈焊在塔底封头上。基础环将裙座圈传来的载荷均匀地传到基础环地面上去。由裙座的名义直径为 1400mm（即为塔的径）查基础环尺寸表可查得基础环外径为 1730mm，基础环径为 1200mm，螺栓的定位圆直径为 1600mm。由塔径为 1400mm 查裙座的结构尺寸

45、表可得：排气管数量为 4，排气管公秤直径为 50，人孔数为 2，直径为 450mm，引出管通道直径为 300mm，裙座壁厚为 6mm，螺栓座筋板高为 300mm，盖板厚度为28mm，筋板厚度为 8mm，基础环厚度为 21mm。4.54.5 人孔人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，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 1020 块塔板才设一个人孔，本塔中共 50 块板，需设置5 个人孔，每个孔直径为 450mm，在设置人孔处，板间距为 600mm，裙座上应开 2 个人孔，直径为 450mm,人孔伸入塔部应与塔

46、壁修平，其边缘需倒棱和磨.33/47圆，人孔法兰的密封面形与垫片用材，一般与塔的接管法兰一样，本设计也是如此。第五章第五章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计5.1 塔的顶部空间高度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的距离为 600mm，塔顶部空间高度为 1200mm。5.25.2 塔的底部空间高度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 5min。3(60)/0.6(5 4.323 10600.142)/1.5390.61.35BSVTHtLRAm5.35.3 塔总体高度塔总体高度mmmN

47、HHTL50.22225001503)150(4001504mHHHHHHBL425.282.1375.0335.150.22顶封裙第六章第六章附属设备的计算附属设备的计算6.16.1 冷凝器的选择冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般围为50015002/(KCalmh)本设计取 K=7002/(KCalmh)=2930.762/(KJmh)出料液温度：79.17（饱和气）79.17（饱和液）.34/47冷却水温度：2535逆流操作：t1=54.17 t2=44.17121nn254.1744.174954.17ll44.17mttttt 6.1.1各股物流热量的计算以 10

48、4.36kPa、tD=79.17的液态乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，则：QL=QD=0查得乙醇与正丙醇在正常沸点下的汽化焓分别为：乙醇：VHmA（Tb）=39.33 kJmol-1正丙醇：VHmB（Tb）=41.25 kJmol-1正常沸点分别为：Tb A=351.7KTbB=370.6K使用 Watson 公式计算乙醇和正丙醇在 79.17的汽化焓：38.012)()(bCCmVmVTTTTTHTH式中TC临界温度。查手册得TcA=516.2KTcB=536.7K所以有：VHm A（79.17）=338.010274.397.3512.51632.3522.51633.39（kJmol-1

49、）.35/47VHm B（79.17）=338.010920.426.3707.53632.3527.53625.41（kJmol-1）塔顶蒸汽由 79.17的蒸汽冷凝至 79.17的液体放出的热VQ的计算如下：CHxVCHVxQmBvDmAvDv17.79117.793310920.429923.0110274.399923.036005.96610065.8（kJh-1）可求得塔顶冷凝器带走的热量为：610065.8VCQQ（kJh-1）传热面积628.065 1056.162930.76 49CmQAmK t按单管程计时，初步选定换热器，具体参数见表壳径/mm500管子尺寸/mm252.

50、5公称压力/Mpa0.6管长/mm4500公称传热面积/m260.1管子总数/个174型号为0.64.550060.110.625BEM6.1.2冷却水的用量设冷却水的流量为qm，则：21ttCqQPmC取t125t235以进出口水温的平均值为定性温度：3023525221tttm（）查得水在 30时的比热容为：Cpm=4.25（kJkg-1K-1）.36/47561210898.1253525.410065.8ttCQqpmCm（kgh-1）6.26.2 再沸器再沸器 QQB B的选择的选择选用 120饱和水蒸气加热，传热系数取K=2930.762/(KJmh)料液温度：97.9997.99