化工畢業(yè)設計----分離甲醇水溶液的精餾系統(tǒng)設計

1、<p><b>　　化工課程設計任務書</b></p><p><b>　　一 設計題目</b></p><p>　　分離甲醇水溶液的精餾系統(tǒng)設計</p><p><b>　　—精餾塔設計</b></p><p><b>　　二 設計任務</b&g

2、t;</p><p>　　1 處理能力：4500kg/h；</p><p>　　2 進料組成：甲醇含量28%(質量，下同)，溫度為25℃；</p><p>　　3 工藝要求：甲醇回收率為97.5%，塔底甲醇含量1%；</p><p>　　4 操作條件：常壓；</p><p>　　5 設備型式：浮閥塔。<

3、/p><p><b>　　三 設計內容</b></p><p>　　1 設計方案的確定和流程說明</p><p>　　2 精餾塔的工藝設計</p><p>　　3 精餾塔的結構設計</p><p>　　4 精餾塔的強度設計</p><p>　　5 其他主要設備的選型

4、</p><p><b>　　四 設計要求</b></p><p>　　1 設計說明書一份；</p><p><b>　　2 設計圖紙：</b></p><p>　　a 工藝流程圖一張(采用AutoCAD繪制)；</p><p>　　b 主要設備總裝配圖一張(A1)

5、;</p><p><b>　　3 答辯。</b></p><p>　　五 設計完成時間</p><p>　　2007.9.4—2006.9.27</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　前言 ………………………………………………………

6、…..… ..1</p><p>　　1 工藝設計…………………………………………………………..… ..1</p><p>　　1.1流程的確定及設計方案……………………………………..….1</p><p>　　1.1.1 塔板類型………………………………………..……1</p><p>　　1.1.2 加料方式………………………

7、………………..……1</p><p>　　1.1.3 進料狀況………………………………………..……2</p><p>　　1.1.4 塔頂冷凝方式……………………………………..… 2</p><p>　　1.1.5 回流方式…………………………………………..…2</p><p>　　1.1.6 加熱方式 ……………………………

8、……………..….2</p><p>　　1.1.7 操作壓力…………………………………………..…2</p><p>　　1.2 精餾塔的設計計算 …………………………………………….2</p><p>　　1.2.1 基本數(shù)據(jù)確定計算…………………………………….2</p><p>　　1.2.2 回流比的確定……………………………

9、………………8</p><p>　　1.2.3 各段氣液流量……………………………………………9</p><p>　　1.2.4 塔板數(shù)的確定……………………………………………9</p><p>　　1.2.5 塔徑的初步設計…………………………………………10</p><p>　　1.3 精餾段，提餾段數(shù)據(jù)結果匯總………………………

10、…………12</p><p>　　1.4 塔板的設計計算………………………………………………13</p><p>　　1.4.1 溢流裝置 ………………………………………………13</p><p>　　1.4.2 塔板的設計………………………………………………14</p><p>　　1.4.3 塔的負荷性能圖 ………………………………

11、……………18</p><p>　　1.5 工藝設計匯總表 ……………………………………………….…22</p><p>　　2 結構及強度設計 ……………………………………………………….23</p><p>　　2.1 接管…………………………………………………………...…23</p><p>　　2.1.1 進料管………………

12、………………………….…………23</p><p>　　2.1.2 回流管…………………………………………….………23</p><p>　　2.1.3 塔釜出料管 ………………………………….……………23</p><p>　　2.1.4 塔頂蒸汽出料管 ………………………………..…………24</p><p>　　2.1.5 塔釜進氣

13、管 …………………………………….…………24</p><p>　　2.1.6 法蘭的選擇 …………………………………….…………24</p><p>　　2.2 塔頂?shù)踔?…25</p><p>　　2.3 除沫器…………………………………………………….……25</p><p>　　2.4

14、 筒體與封頭…………………………………………..…………26</p><p>　　2.5 裙座………………………………………………………………27</p><p>　　2.6 人孔 …………………………………………………………..…27</p><p>　　2.7 塔的總體高度…………………………………………..…………29</p><p

15、>　　2.8 塔所受的載荷…………………………………………..…………30</p><p>　　2.8.1 重力載荷 …………………………………….……………30</p><p>　　2.8.2 風載荷…………………………………………..…………31</p><p>　　3 輔助設備的選型及校核 ……………………………………..…………31</p

16、><p>　　3.1 原料預熱器的選擇……………………………………………31</p><p>　　3.2 泵的選取 …………………………………………….….……….32</p><p>　　3.3 冷凝器和再沸器………………………………….….………33 </p><p>　　課程設計小結 …………………………………………………….……

17、…34</p><p>　　參考文獻 ……………………………………………………………..36</p><p><b>　　前言</b></p><p>　　塔設備是化學工業(yè)，石油化工，生物化工，制藥等生產過程中廣泛采用的傳質設備。根據(jù)塔內氣液接觸構件的結構形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。</p><p>　　板式塔

18、為逐級接觸式氣液傳質設備，塔內設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡形式或噴射形式通過塔板上的液層，正常條件下，氣相為分散相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，它具有結構簡單，安裝方便，壓降低，操作彈性大，持液量小等優(yōu)點，被廣泛的使用。</p><p>　　本設計的目的是分離甲醇—水混合液，且處理量較大，故選用板式塔。</p><p><b>　　工藝設計</b></p

19、><p>　　1．1流程的確定及設計方案</p><p>　　1．1．1 塔板類型</p><p>　　精餾塔的塔板類型共有三種：泡罩塔板，篩孔塔板，浮閥塔板。</p><p>　　浮閥塔板具有結構簡單，制造方便，造價低等優(yōu)點，且開孔率大，生產能力大，閥片可隨氣流量大小而上下浮動，故操作彈性大，氣液接觸時間長，因此塔板效率高。</p>

20、<p>　　本設計采用浮閥塔板。</p><p>　　1．1．2 加料方式</p><p>　　加料方式共有兩種：高位槽加料和泵直接加料。</p><p>　　采用泵直接加料，結構簡單，安裝方便，而且可以引入自動控制系統(tǒng)來實時調節(jié)流量及流速。故本設計采用泵直接加料。</p><p>　　1．1．3 進料狀況</p>

21、<p>　　進料方式一般有兩種：冷液進料及泡點進料。</p><p>　　對于冷液進料，當進料組成一定時，流量也一定，但受環(huán)境影響較大；而采用泡點進料，不僅較為方便，而且不受環(huán)境溫度的影響，同時又能保證精餾段與提餾段塔徑基本相等，制造方便。故本設計采用泡點進料。</p><p>　　1．1．4 塔頂冷凝方式</p><p>　　甲醇與水不反應，且容易冷凝

22、，故塔頂采用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后的回流液和產品無需進一步冷卻，選用全凝器符合要求。</p><p>　　1．1．5 回流方式</p><p>　　回流方式可分為重力回流和強制回流。</p><p>　　本設計處理量較大，所需塔板數(shù)多，塔較高，為便于檢修和清理，回流冷凝器不適宜塔頂安裝，故采用強制回流。</p><p&g

23、t;　　1．1．6 加熱方式</p><p>　　加熱方式分為直接蒸氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱在一定回流比條件下，塔底蒸氣對回流液有稀釋作用，從而會使理論塔板數(shù)增加，設備</p><p>　　費用上升。故本設計采用間接蒸氣加熱方式。</p><p>　　1．1．7 操作壓力</p><p>　　甲醇和水在常壓下相對揮發(fā)度相差比較大，因此在

24、常壓下也能比較容易分離，故本設計采用常壓精餾。</p><p>　　1.2精餾塔的設計計算</p><p>　　1.2.1 基本數(shù)據(jù)確定與計算</p><p>　　(1) 全塔物料衡算</p><p>　　甲醇摩爾質量——32.04kg/kmol；水摩爾質量——18.02kg/kmol</p><p>　　原料液組成x

25、F（摩爾分數(shù)，下同）：</p><p>　　xF= =0.179=17.9% （1—1）</p><p>　　塔頂組成xD：xD= =0.956=95.6% （1－2）</p><p>　　塔底組成xW：xW= =0.00565=0.565% （1－3）</p><p>　　原料液的平均摩爾質量M：</p>

26、<p>　　M=0.179×32.04+(1-0.179)×18.02=20.53kg/kmol （1－4）</p><p>　　進料量F：F=4500kg/h=4500/20.53=219.2kmol/h</p><p>　　物料衡算式：F=D+W （1－5）<

27、;/p><p>　　FxF=DxD +WxW （1－6）</p><p>　　其中D為塔頂產品流量，kmol/L;W為塔釜殘液流量，kmol/L</p><p>　　聯(lián)立解得：D=40.0kmol/h, W=179.2kmol/h</p><p>　　(2) 各種定性

28、溫度</p><p>　　表1 甲醇—水平衡數(shù)據(jù)【1】</p><p>　　利用表1中數(shù)據(jù)，采用內差法計算求得一下溫度</p><p>　　進料溫度tF： tF=82.90℃ 同理求得：</p><p>　　塔頂氣相溫度tDV=65.50℃ 塔頂液相溫度tDL=65.47℃</p><p>　　塔底氣

29、相溫度tWV=99.86℃ 塔底液相溫度tWL=99.24℃</p><p>　　則精餾段平均溫度 t1= =74.19℃</p><p>　　提餾段平均溫度 t2= =91.07℃</p><p><b>　　(3) 密度</b></p><p>　　表2 不同溫度甲醇—水的密度【2

30、】</p><p>　　對于混合液體的密度（其中a為質量分率） （1－7）【3】</p><p>　　對于混合氣體的密度 （其中M為平均摩爾質量）（1－8）</p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p><b>　　t1=74.19℃</b></p>&

31、lt;p>　　液相組成x1 得x1=44.47%</p><p>　　氣相組成y1 得y1=76.43%</p><p><b>　　則液相平均摩爾質量</b></p><p>　　ML1=0.4447×32.04+(1-0.4447)×18.02=24.25kg/kmol （1－9）

32、</p><p><b>　　氣相平均摩爾質量</b></p><p>　　MV1=0.7643×32.04+(1-0.7643)×18.02=28.73kg/kmol （1－10）</p><p>　　由表2數(shù)據(jù) 得ρ甲=726.81 kg/ m3</p><p>　　

33、同理 得ρ水=975.49 kg/ m3 （1－10）</p><p>　　aA=32.04x1/［32.04x1+18.02(1-x1)］=0.5874 （1－11）</p><p>　　aB=1- aA=0.4126</p><p>　　得ρL1=812.24kg/ m3</p><p>　　

34、=1.0086 kg/ m3</p><p><b>　　b.提餾段</b></p><p><b>　　t2=91.07℃</b></p><p>　　液相組成x2： 得x2=6.97%</p><p>　　氣相組成y2： 得y2=36.55%</p><p>&

35、lt;b>　　則液相平均摩爾質量</b></p><p>　　ML2=0.0697×32.04+(1-0.0697)×18.02=19.00kg/kmol （1－12）</p><p><b>　　則氣相平均摩爾質量</b></p><p>　　MV2=0.3655×32.04+(

36、1-0.3655)×18.02=23.14kg/kmol （1－13）</p><p>　　由表2數(shù)據(jù) 得ρ甲，=712.04 kg/m3</p><p>　　同理 得ρ水，=964.25 kg/m3</p><p>　　aA=32.04x2/［32.04x2+18.02(1-x2)］=0.1176</p><p&g

37、t;　　aB=1- aA=0.8824</p><p>　　=0.7747 kg/ m3</p><p><b>　　(4)粘度</b></p><p>　　表3 不同溫度甲醇—水的粘度【2】</p><p>　　利用內差法求得精餾段與提餾段平均溫度下甲醇與水的粘度</p><p><b&g

38、t;　　t1=74.19℃</b></p><p>　　得μ甲=0.296mPa.s</p><p>　　得μ水=0.390mPa.s</p><p>　　則精餾段粘度 μ1=μ甲x1+μ水(1- x1)=0.384mPa.s （1－14）</p><p><b>　　t2=91.07℃&l

39、t;/b></p><p>　　得μ甲，=0.250 mPa.s</p><p>　　得μ水，=0.317 mPa.s</p><p>　　則提餾段粘度 μ2=μ甲’x2+μ水’(1- x2)=0.312mPa.s （1－15）</p><p><b>　　(5)表面張力</b><

40、/p><p>　　表4 不同溫度甲醇—水的表面張力【2】</p><p>　　二元有機物—水溶液表面張力可用下列各式計算: </p><p><b>　?。?－16）【1】</b></p><p>　　注： （1－17） （1－18）</p><p>　?。?－19）

41、 （1－20）</p><p>　?。?－21） （1－22）</p><p>　　A=B+Q （1－23） （1－24） （1－25）</p><p>　　式中下角標，w,o,s分別代表水，有機物及表面部分，xw,xo指主體部分的摩爾分數(shù)，vw,vo指主體部分的摩爾體積，σw, σo分別為純水，有機物的表面張力，q值決定于有機物的型式及分子大

42、小。對于醇類有機物，q值為碳原子個數(shù)，所以對于甲醇—水體系，q=1。</p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p>　　vw=mw/ρw=M水/ρL1=18.02×103/812.24=22.19cm3/mol （1－26）</p><p>　　vo=mo/ρo=M甲/ρV1=32.04/1.0086=31.77

43、cm3/mol （1－27）</p><p>　　xo= x1=44.47% xw=1- xo=55.53%</p><p>　　A=B+Q=-0.0595-0.410=-1.005</p><p>　　聯(lián)立方程組 sw+so=1</p><p>　　得sw=0.09 so=0.91</p&g

44、t;<p>　　則 σm11/4=0.09×63.5881/4+0.91×17.8651/4 得σm1=20.39 dyn.cm-1</p><p><b>　　b.提餾段</b></p><p>　　V‘w=mw/ρw=M水/ρL2=18.02×103/925.69=19.47cm3/mol （1－28）&l

45、t;/p><p>　　V‘o=mo/ρo=M甲/ρV1=32.04/0.7747=41.36cm3/mol （1－29）</p><p>　　xo= x2=6.97% xw=1- xo=93.03%</p><p>　　A=B+Q=0.798-0.294=0.504</p><p>　　聯(lián)立方程組 sw+so=

46、1</p><p>　　得 ’sw=0.761 ’so=0.239</p><p>　　則σm21/4=0.761×60.4971/4+0.239×16.3041/4 得σm2=45.88 dyn.cm-1</p><p>　　(6) 相對揮發(fā)度【4】</p><p><b>　　a.精

47、餾段</b></p><p>　　XA= x1=44.47% xB=1- XA=55.53%</p><p>　　由x-y圖查得：yA=76.60% yB=23.40%</p><p>　　則 α1= =4.088 （1－30）</p><p>

48、;<b>　　b.提餾段</b></p><p>　　XA= x2=6.97% xB=1- XA=93.03%</p><p>　　由x-y圖查得：yA=33.0% yB=67.0%</p><p>　　則 α2==6.574 （1－31）</p&

49、gt;<p>　　1.2.2 回流比的確定</p><p><b>　　(1) 最小回流比</b></p><p><b>　　圖1 平衡曲線圖</b></p><p>　　由表1中數(shù)據(jù)做出甲醇—水的平衡曲線如圖1所示，可知此平衡曲線為非正常曲線，塔中各段相對揮發(fā)度相差較大，故采用圖解法計算最小回流比及理論塔

50、板數(shù)。 </p><p>　　從點（xF,xF）向平衡曲線作切線，交縱坐標于點b(0,0.382),該點即為最小回流比條件下精餾段操作線的截距。</p><p>　　即 【4】</p><p>　　(2) 實際回流比【4】</p><p>　　在實際操作中，常取最小回流比的（1

51、.1~2.0）倍作為實際回流比，在本設計系統(tǒng)中，經過核算，考慮到設備費用與操作費用，實際回流比取1.6倍的最小回流比，即：</p><p>　　1.2.3各段氣液流量</p><p><b>　　(1) 精餾段</b></p><p>　　液相流量L：L=RD=2.4×40.0=96.0kmol/h （1

52、－32）</p><p>　　氣相流量V：V=（R+1）D=（2.4+1）×40.0=136.0kmol/h （1－33）</p><p>　　液相體積流量L1： （1－34）</p><p>　　氣相體積流量V1：（1－35）</p><p><b>　　(2)提餾段</b></p>&l

53、t;p>　　由前言中所述，本系統(tǒng)為泡點進料，則：</p><p>　　液相流量L’：L’=L+qF=315.2kmol/h （1－36）</p><p>　　氣相流量V’：V’=V=136.0kmol/h （1－37）</p><p>　　液相體積流量L2： （1－38）</p><p>　　氣相體積流量V2：（1－39

54、）</p><p>　　1.2.4 塔板數(shù)的確定</p><p>　　(1) 理論塔板數(shù)【4】</p><p>　　本系統(tǒng)平衡線為非正常曲線，故采用圖解法求理論板數(shù)</p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b>

55、</p><p><b>　　如圖2所示</b></p><p>　　圖2 操作線與平衡線</p><p>　　分別在圖中做出兩條操作線，在平衡線與操作線之間畫階梯，從圖中看出，共得到理論板數(shù)NT=13(包括再沸器)，加料板在第9塊板。</p><p>　　即NT精=8塊 NT提=4塊</p><p

56、><b>　　(2) 實際塔板數(shù)</b></p><p>　　已知O’connell公式——塔板效率ET=0.49(αμL)-0.245 【1】</p><p>　　其中α為平均相對揮發(fā)度，μL為平均粘度</p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p>&

57、lt;b>　?。?－40）</b></p><p><b>　　塊</b></p><p><b>　　b.提餾段</b></p><p><b>　?。?－41）</b></p><p><b>　　塊</b></p>&

58、lt;p>　　則實際塔板數(shù)NP=18+10=28塊，加料板在第19塊板</p><p>　　全塔效率 </p><p>　　1.2.5 塔徑的初步設計</p><p>　　塔內氣液流量已知，則塔徑與塔內氣液流速有關</p><p>　　求流速有經驗式u=(0.6~0.8)umax （1－42）</p

59、><p>　　其中ρ為平均密度，C為負荷因子，m/s。C值可由Smith關聯(lián)圖查得：在關聯(lián)圖中，橫坐標為；參數(shù)HT-hL,反映液滴沉降空間高度對負荷因子的影響（HT為板間距，hL為板上液層高度）</p><p>　　對于常壓塔，hL一般取0.05~0.08m,本設計取0.06m 【1】</p><p>　　本設計塔板數(shù)較多，而且生產負荷波動不大，故板間距

60、取較小值即可，根據(jù)標準，HT取0.35m.</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p>　　= HT-hL=0.35-0.06=0.29m</p><p>　　查圖得：C20=0.057</p><p>　　對C作修正： （1－43）</p><p>　　則

61、 u1=0.7 umax=1.135m/s</p><p><b>　?。?－44）</b></p><p>　　經過圓整，D1=1200mm 空塔氣速u1=0.952 m/s</p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p>　　= HT-hL=0.35-0.06

62、=0.29m</p><p>　　查圖得：C20=0.062</p><p>　　對C作修正： （1－45）</p><p>　　則 u2=0.7 umax=1.76m/s</p><p><b>　　（1－46）</b></p><p>　　經過圓整，D2=1200mm 空

63、塔氣速u2=0.998 m/s 塔板面積AT=(1/4)πD2=1.13m2</p><p>　　1.3精餾段，提餾段數(shù)據(jù)結果匯總</p><p>　　表5 精餾段，提餾段數(shù)據(jù)結果匯總表</p><p>　　1.4塔板的設計計算</p><p>　　1.4.1 溢流裝置</p><p>　　(1) 堰長lw【3】&

64、lt;/p><p>　　本設計的系統(tǒng)液體流量L,L’均比較小，所以采用單流型塔板，溢留堰選擇平直堰。為提高塔板面積的利用率，采用弓形降液管。</p><p>　　對于弓形降液管，有l(wèi)w=（0.6~0.8）D</p><p>　　為保證有一定的溢流量，系數(shù)取0.7，則lw=0.7 D=0.84m （1－47）</p><p>　　(2) 出口堰

65、高hw</p><p>　　hw=hL-how （1－48）</p><p>　　堰上液高度how由Francis公式確定： （1－49）【1】</p><p>　　其中E為液體收縮系數(shù)，對于甲醇—水系統(tǒng)，E≈1</p><p><b>　　a.精餾段</b>&l

66、t;/p><p>　　則堰高hw=0.06-0.0064=0.0536m</p><p><b>　　b. 提餾段</b></p><p>　　則堰高hw‘=0.06-0.0111=0.0490m</p><p><b>　　(3) 降液管</b></p><p>　　a 降液管

67、的有關參數(shù)可查圖得到 【1】</p><p><b>　　查圖得： </b></p><p>　　其中Wd為弓形寬度，Af為弓形面積，AT為塔截面積</p><p>　　b 停留時間 【1】</p><p>　　則精餾段 （1－50）</p><p>　　提餾段

68、 （1－51）</p><p>　　c 降液管底隙高度h0</p><p>　　降液管底隙流速u0=0.1m/s</p><p>　　對于精餾段 （1－52）</p><p>　　對于提餾段 （1－53）</p><p>　　考慮到此處流速

69、較小，為避免被雜物堵塞使液流不暢而引起液泛，取30mm【3】</p><p>　　1.4.2 塔板的設計</p><p>　　由于結構簡單，制作方便，節(jié)省材料，本次設計采用浮閥式塔板。根據(jù)機械部標準JB1118-68,選用F1型33g重閥，孔徑d0=39mm，選擇碳鋼材料來制作浮閥，其厚度δ=4mm</p><p>　　(1) 浮閥的數(shù)目與排列【1】</p&g

70、t;<p>　　孔速可由公式確定，其中F0為閥孔的動能因子，一般取8~12，本設計中，F(xiàn)0取為10。則閥數(shù)</p><p>　　為保證塔板的強度，需留有一定的邊緣區(qū)和安定區(qū)，在邊緣區(qū)內不設置浮閥，在邊緣區(qū)內不設置閥。取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m,安定區(qū)寬度Ws=0.1m. 【3】</p><p>　　又開孔區(qū)面積 （1－54） </p>

71、<p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p>　　孔速 （1－55）</p><p>　　閥數(shù) （1－56）</p><p>　　采用正三角形排列，孔間距 t = 2.5d

72、0=0.0975m，</p><p>　　則 （1－57）</p><p>　　實際孔速 （1－58）</p><p>　　則動能因子 符合要求</p><p>　　開孔率 （1－59）</p><p><b>

73、　　b.提餾段</b></p><p>　　孔速 （1－60）</p><p><b>　　（1－61）</b></p><p>　　采用正三角形排列，孔間距 t = 2.5d0=0.0975m，則 （1－62）</p><p>

74、;　　實際孔速 （1－63）</p><p>　　則動能因子 符合要求</p><p>　　開孔率 （1－64） </p><p>　　如圖3所示，共畫得閥數(shù)為85個（整板，除去弓形區(qū)域）下半塊板所示為分塊數(shù)，浮閥與上半塊對稱。</p><p>　　圖3 浮閥塔板示意圖<

75、;/p><p>　　(2) 氣體通過浮閥塔板的壓降hp【1】</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降hp=hc+hl+hσ （1－65）</p><p>　　其中hc為干板阻力，hl為板上充氣液層阻力,hσ為液體表面張力造成的阻力，可忽略。</p><p>　　由于開孔率 ，則 （1－6

76、6）</p><p>　　d=39mm,查得：c=0.61,從而c0=1.15c=0.70</p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p><b>　　hl1= </b></p><p>　　綜上 hp1=hc1+hl1=0.050m </p><p>&

77、lt;b>　　b. 提餾段</b></p><p><b>　　hl2= </b></p><p>　　綜上 hp2=hc2+hl2=0.046m </p><p><b>　　(3) 液泛【1】</b></p><p>　　塔板不產生液泛的條件，其中</p>

78、<p><b>　?。?－67）</b></p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　符合要求</b&g

79、t;</p><p><b>　　b.提餾段</b></p><p><b>　　,</b></p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　符合要求</b></p><p><b>　　(4

80、) 霧沫夾帶</b></p><p>　　霧沫夾帶率有兩個公式如下：【1】</p><p><b>　　（1－68）</b></p><p><b>　?。?－69）</b></p><p>　　二者結果取最大值，要保證</p><p>　　其中，Kc為物性系數(shù)，

81、本系統(tǒng)為無泡沫正常體系，Kc為1，CF為泛點負荷系數(shù)，可查圖得到。</p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p>　　Z=1.2-2×0.1704=0.859m Ab=1.13-2×0.0988=0.9324m</p><p><b>　　由</b></p><

82、p>　　代入公式得：F1=47.38% F1=48.92% ,均小于80%</p><p><b>　　b.提餾段</b></p><p>　　Z=1.2-2×0.1704=0.859m Ab=1.13-2×0.0988=0.9324m</p><p><b>　　由</b><

83、/p><p>　　代入公式得：F1=44.38% F1=44.11% ,均小于80%</p><p>　　1.4.3 塔的負荷性能圖【1】</p><p><b>　　(1) 霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　已知泛點率</b></p><p>　　取ev

84、=0.1kg液/kg氣為霧沫夾帶底限，即泛點率為80%</p><p><b>　　a.精餾段</b></p><p><b>　　將</b></p><p><b>　　代入公式，</b></p><p><b>　　整理得： 即</b></p&g

85、t;<p><b>　　b.提餾段</b></p><p><b>　　將</b></p><p><b>　　代入公式，</b></p><p><b>　　整理得： 即</b></p><p><b>　　(2) 漏液線<

86、/b></p><p>　　對于F1型重閥，把動能因子F0=5作為氣體最小負荷的標準。</p><p>　　則 ，</p><p><b>　　對于精餾段，</b></p><p><b>　　（1－70）</b></p><p><b>　　對

87、于提餾段，</b></p><p><b>　?。?－71）</b></p><p><b>　　(3) 液相下限</b></p><p>　　為保證正常傳質過程的進行，堰上最低液層高度為0.004m,取how=0.004m</p><p>　　又，代入解得：Ls=1.40m3/h

88、 （1－72）</p><p><b>　　(4) 液相上限</b></p><p>　　液體在降液管內的停留時間應不低于3~5s，取τ=5s</p><p>　　由 （2－28）</p><p><b>　　則</b></p><p><b

89、>　　(5) 液泛線</b></p><p>　　發(fā)生液泛時，臨界條件為 </p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　其中 ，</b></p><p>　　， （1－73）</p><p><b>　　a.精餾段&l

90、t;/b></p><p>　　hw=0.0536m,N=85,代入整理得：</p><p><b>　　b.提餾段</b></p><p>　　hw=0.0490m,N=85,代入整理得：</p><p>　　綜上：將精餾段與提餾段的各條性能曲線畫于坐標系中，如圖4，5所示，由圖可知，各段操作點均在有效范圍內。&

91、lt;/p><p><b>　　從圖中得出</b></p><p>　　該塔精餾段的氣相負荷上限Vs，max=1.82m3/s ,氣相負荷下限Vs，min=0.55m3/s</p><p>　　提餾段的氣相負荷上限Vs，max=2.05m3/s ,氣相負荷下限Vs，min=0.55m3/s所以精餾段操作彈性=3.31

92、 （1－74）</p><p>　　提餾段操作彈性=3.73 （1－75）</p><p>　　圖4 精餾段負荷性能圖</p><p>　　表6各條曲線所通過的點（精餾段）</p><p>　　圖5 提餾段負荷性能圖</p><p>

93、;　　表7 各條曲線所通過的點（提餾段）</p><p>　　1.5塔板工藝設計匯總</p><p>　　表8 精餾段，提餾段塔板數(shù)據(jù)結果匯總</p><p><b>　　結構及強度設計</b></p><p><b>　　2.1 接管</b></p><p>　　2.1.1

94、 進料管【5】</p><p>　　進料管的結構類型有很多，其中直管進料方便，而且阻力小，故采用直管進料，則進料管的直徑，其中V為進料流量，m3/s,u為進料流速，m/s.</p><p>　　tF=82.90℃ 對密度做內插</p><p>　　aA=32.04xF/［32.04xF+18.04(1-xF)］=0.2794</p><p>

95、;　　aB=1- aA=0.7206</p><p>　　得：ρL=883.64kg/m3 （2－1）</p><p>　　進料方式有多種，由泵直接進料操作方便且容易調節(jié)流量，但波動較大，本設計流量較大，采用泵直接進料。則uF取1.3m/s。</p><p><b>　　則 </b></p>

96、;<p>　　查無縫鋼管標準，取 質量為3.58kg/m</p><p><b>　　2.1.2 回流管</b></p><p>　　回流的方式一般有兩種，直管回流和彎管回流。本設計采用直管回流。本回流管為塔頂冷凝器的出口管，由冷凝氣的設計結果知：回流管的尺寸為</p><p>　　2.1.3 塔釜出料管【6】</p>

97、;<p>　　塔底的液體出料管一般有直管出料和經過裙座的彎管出料，本塔的塔徑不大，宜采用彎管出料?？紤]到安裝的需要，彎管的外型尺寸A小于裙座的內徑D,取A=800mm.</p><p>　　該塔的出料管即為塔底再沸器的進口管，由再沸器的設計結果知：取Φ114.3×4。查無縫鋼管標準，質量為10.88kg/m3</p><p>　　2.1.4 塔頂蒸汽出料管【6】&l

98、t;/p><p>　　對其提出料管的基本要求是：盡可能減少霧沫夾帶，以降低液體物料的損失，采用直管出料。</p><p>　　出料氣體的體積流量V=V1/3600= 3873.96/3600=1.076m3/s，出料液流速選擇u=20m/s,</p><p>　　則出料管直徑 （2－2）</p><p>　　查無縫鋼管

99、標準，取 質量為33.0kg/m</p><p>　　2.1.5 塔釜進氣管【6】</p><p>　　對他的氣體進料管的基本要求是：避免液體淹沒氣體通道，盡量使氣體沿塔的橫截面分布均勻，本設計采用帶有斜切口的直管進氣，斜切口可改善氣體的分布狀況。</p><p>　　該塔的進氣管即為塔底再沸器的出口管，由再沸器的設計結果知：取Φ244.5×6。查無縫鋼

100、管標準，質量為35.29kg/m。</p><p>　　2.1.6 法蘭的選擇</p><p>　　本設計的塔為常壓操作塔，設計壓力為0.5MPa,故選擇法蘭時，以，0.6MPa作為其公稱壓力，即PN=0.6</p><p>　　則根據(jù)HG5010-58標準，均選擇標準管法蘭，平焊法蘭，結果如表9所示：</p><p>　　表9 精餾塔各接管

101、法蘭選擇【7】</p><p>　　2.2 塔頂?shù)踔?】</p><p>　　對于室外無框架的整體塔，塔高超過15m時，考慮到安裝檢修時起吊塔盤板及其它零件，在塔頂設置吊柱?？紤]本地基本不受地震載荷的影響，設計載荷定為W=5000N</p><p>　　塔徑D=1200mm,則查得其主要參數(shù)為：</p><p>　　質量為238kg,標準圖

102、號：HG/T21639-1980-16</p><p>　　2.3 除沫器【5】</p><p>　　對于氣體出料處，應盡可能減少霧沫夾帶，以將低液體物料的損失，改善后續(xù)的工藝操作，為此，應在塔的氣體出口處安裝適宜的除沫裝置。常用的除沫裝置有折板除沫器和絲網(wǎng)除沫器兩種。</p><p>　　折板除沫器結構雖然簡單，但金屬消耗量大，造價高；絲網(wǎng)除沫器則比表面積大，重量

103、輕，空隙率達，效率高，壓降小，使用方便。故本塔采用絲網(wǎng)除沫器。</p><p>　　在計算塔徑時，求得，精餾段的最大氣速umax=1.622m/s，以這個速度作為設計空塔氣速。</p><p>　　則除沫器直徑 （2－3）</p><p>　　選用不銹鋼標準型除沫器，規(guī)格：40-100，絲網(wǎng)尺寸為φ0.23</p><p>

104、<b>　　2.4 筒體與封頭</b></p><p><b>　　2.4.1 筒體</b></p><p>　　精餾塔可視為內壓容器。其各種設計參數(shù)如下：</p><p><b>　　a 設計壓力</b></p><p>　　該精餾塔在常壓下操作，設計壓力取為0.5MPa&l

105、t;/p><p><b>　　b 設計溫度</b></p><p>　　該精餾塔塔底采用加熱介質為蒸汽，溫度不超過150℃,因此設計溫度定為150℃。</p><p><b>　　c 許用應力</b></p><p>　　該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成，材料選擇Q235-A，查得： </p>

106、<p><b>　　d 焊縫系數(shù)</b></p><p>　　按照GB150規(guī)定，焊縫系數(shù)主要考慮焊縫形式與對焊縫進行無損檢驗長度兩個因素，本設計采用全焊透對接焊，對焊縫作局部無損探傷，則=0.85</p><p><b>　　壁厚的確定：</b></p><p>　　計算厚度 （2－4）</p

107、><p>　　由計算厚度查得，鋼板負偏差C1=0.25mm</p><p>　　該系統(tǒng)中甲醇對筒體腐蝕較小，年腐蝕率為0.1mm/a,設計壽命為20年。</p><p>　　則C2=0.120=2mm</p><p><b>　　（2－5）</b></p><p>　　取圓整值Δ=0.62，則筒體壁厚

108、</p><p><b>　　2.4.2 封頭</b></p><p>　　本設計采用標準橢圓形封頭，材料選用Q235-A,除封頭的拼接焊縫需100%探傷外，其余均為對接焊縫局部探傷，則=0.85</p><p><b>　?。?－6）</b></p><p><b>　?。?－7）<

109、;/b></p><p>　　取圓整值Δ=0.62，則封頭壁厚</p><p>　　以內徑為公稱直徑，，選用封頭</p><p>　　查得封頭曲面高度h1=300mm,直邊高度h2=40mm,內表面積F=1.71m3,容積V=0.272m3</p><p><b>　　裙座【8】</b></p>&l

110、t;p>　　對于較高的立式容器，為抵抗風載荷及地震載荷，同時為了安裝方便，一般安裝性能較好的裙式支座。本設計塔徑D=1200mm，塔高H〉15m,因此采用圓筒形裙座。 裙座結構主要有座圈，基礎環(huán)，螺栓座及人孔。</p><p><b>　　尺寸確定：</b></p><p>　　基礎環(huán)外（內）徑 （2－8）</p

111、><p>　　裙座因受整個塔體的重力載荷，壁厚需大些，δ取為8mm</p><p>　　則基礎環(huán)內徑Dbi=(1200+2×8)-0.3×103=916mm （2－9）</p><p>　　基礎環(huán)外徑Dbo=(1200+2×8)+0.3×103=1516mm （2－

112、10）</p><p>　　經過圓整Dbi=1000mm, Dbo=1600mm ,座圈與塔體間采取對接焊的形式。 </p><p>　　考慮到安裝再沸器的需要，裙座高度H=3m</p><p>　　群座強度及穩(wěn)定性校核:</p><p><b>　　由設計溫度查得:　</b></p><

113、p>　　所用材料為Q235-A,＝ ＝ </p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　< <</b></p><p>　　所以群座截面滿足強度和軸向穩(wěn)定性要求。 </p><p><b>　　2.6 人孔【9】</b&g

114、t;</p><p>　　2.6.1 人孔尺寸及結構確定</p><p>　　為了檢查塔設備的內部空間以及安裝和拆卸設備的內部構件，壓力容器需開設人孔。人孔的形狀一般有圓形和橢圓形兩種。橢圓形人孔的短軸應力與受壓容器的筒身軸線平行。本設計的工作壓力不大，所以采用圓形人孔。圓形人孔的直徑一般為400~600mm,此塔選擇500mm直徑。</p><p>　　人孔主要由

115、筒節(jié)，法蘭，蓋板和手柄組成，一般人孔手柄有兩個，通常情況下每隔6~8塊塔板需設置一個人孔，本塔共28塊板，需設置4個人孔，每隔7塊塔板設置一個人孔。在有人孔的塔板處，板間距需增加，取HT’=800mm.</p><p>　　為了便于檢修和安裝，在裙座上也應開設1~2個不帶蓋板的圓形人孔，直徑也為500mm.</p><p>　　根據(jù)化工處標準HG21515-95</p>&l

116、t;p>　　這些人孔DN=500mm,PN為常壓，查得人孔的特征尺寸如下：</p><p>　　，螺栓螺母共20個，螺栓直徑×長度=M16×50,總質量（每個人孔）50.7kg.</p><p>　　2.6.2 補強【6】</p><p>　　開孔以后，一方面由于器壁材料被削弱會引起應力的增加和容器強度的減弱，應力集中系數(shù)達到2.5，另一方

117、面由于結構的連續(xù)性破壞，在開孔處會產生較大的附加彎曲應力。因此在開孔處都需要進行補強。</p><p>　　補強的形式有補強圈補強，加強管補強和整鍛件補強。補強圈補強結構，是采用一補強圈來增強開孔邊緣處的金屬強度?？紤]到焊接的方便，通常把補強圈放在殼體外側進行單面補強。補強圈的材料，厚度一般與殼體相同。為檢驗焊縫的緊密型，補強圈上需鉆M10螺孔一個，以通入壓縮空氣檢驗焊縫質量。</p><p&

118、gt;　　根據(jù)等面積補強原則，補強面積A’求取如下：</p><p>　　被削弱的面積A= （2－11）</p><p>　　其中δ為殼體的計算壁厚，d為考慮腐蝕裕量的開孔內直徑，C為厚度附加量，</p><p>　　δn為接管計算壁厚。為強度削弱系數(shù)，=1</p><p>　　d=di+2C2=500

119、+2×2=504mm （2－12）</p><p><b>　?。?－13）</b></p><p>　　有效補強區(qū)寬度B= （2－14）</p><p>　　外伸高度 （2－15）</p><p>　　內伸高度 （2－1

120、6）</p><p><b>　　則筒體多余截面積</b></p><p><b>　?。?－17）</b></p><p><b>　　接管多余截面積</b></p><p><b>　?。?－18）</b></p><p>　　

121、焊縫金屬截面積 （2－19）</p><p><b>　　則需補強面積</b></p><p>　　A’=A-(A1+A2+A3)=1577.5-(438.5+95.7+36)=1077.3mm2 （2－20）</p><p><b>　　2.7塔的總體高度</b>&

122、lt;/p><p>　?。?） 塔頂部空間高度HD</p><p>　　塔頂空間指指塔內最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，通常取塔頂間距為（1.5~2.0）HT,同時考慮到安裝除沫器的需要，塔頂空間高度HD取1000mm.</p><p>　?。?） 進料板高度HF</p><p>　　為了便于進料和安裝進

123、料管，在進料板處，管間距應大一些，HF取為600mm</p><p>　?。?） 設置有人孔的塔板間距HP</p><p>　　在有人孔的塔板處，板間距需增加，取HP=800mm.</p><p>　　（4） 封頭高度H1</p><p>　　封頭高度包括曲面高度h1和直邊高度h2，則</p><p>　　H1= h1

124、+ h2=300+40=340mm （2－21）</p><p>　?。?） 裙座高度H2</p><p>　　在求取裙座參數(shù)時已得，H2=3m</p><p>　　（6） 塔底空間高度HB</p><p>　　設釜液在塔底的存留時間為5min，則釜液高度</p><p><b>

125、;　?。?－22）</b></p><p>　　釜液上方需留有0.5~0.7m的空間高度，此處取0.6m，考慮到再沸器的安裝，再留有0.6m的高度。</p><p>　　則 HB=0.477+1.2=1.68m</p><p><b>　　（7）總高度H</b></p><p><b>　　【9

126、】</b></p><p>　　=(28-4-1)×0.35+0.6+4×0.8+1+1.68+0.34+3=17.9m （2－23）</p><p>　　2.8塔所受的載荷【10】</p><p>　　2.8.1 重力載荷</p><p><b>　?。?）筒體重量</b>

127、</p><p>　　已知鋼板單位面積重量，則</p><p>　　G＝0.006×7.85×103=47.1kg/m3</p><p><b>　　, （2－24）</b></p><p><b>　　（2）塔板重量</b></p><p>　　查得浮

128、閥塔板的單位質量約為75kg/m2，則 （2－25）</p><p><b>　?。?）保溫層重量</b></p><p>　　由于價格便宜，較易制造，選用膨脹珍珠巖（二級）作為保溫層材料。其密度為100kg/m3,導熱系數(shù)為0.050kcal/m.h.℃.采用直接涂抹式保溫法。因為半徑大于1000，操作溫度小于150℃，保溫層厚度選為60mm。</p>

129、<p><b>　?。?－26） </b></p><p><b>　?。?）扶梯與平臺</b></p><p>　　選用鋼制平臺，150kg/m2,5m設置一個平臺，共設兩個，平臺寬度設置為0.5m. </p><p>　　則 （2－27）</p><p>

130、;　　選用籠式扶梯，40kg/m</p><p><b>　　則 </b></p><p><b>　　（5）塔總重估算</b></p><p>　　前面已知塔頂?shù)踔亓繛?38kg，螺釘螺母及法蘭的總重估計為800kg.</p><p>　　則m=m筒體＋m塔板＋m保溫＋m梯+m平臺+