甲醇水精馏分离板式塔设计课程设计

板式精馏塔 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 任务书 一、设计题目： 甲醇―水 精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1. 设计任务： 生产能力（进料量） 40000 吨／年 操作周期 330 天／年 进料组成 甲醇50％，水50% （质量分率，下同） 塔顶产品组成 ≥98％ 塔底产品组成 ≤1% 2. 操作条件 操作压力 常压 进料热状态 泡点 单板压降： ≯0.7 kPa 3. 设备型式 浮阀式精馏塔 4. 厂 址 信阳地区 三、设计内容： 1、设计 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 的选择及流程说明 2、 工艺 钢结构制作工艺流程车尿素生产工艺流程自动玻璃钢生产工艺2工艺纪律检查制度q345焊接工艺规程 计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及 精、提 馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4、塔设备机械设计计算及辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔装配图 7、设计评述 8、参考资料 目 录 第一部分 设计概述 1 一、前言 1 二、绪论 1 2.1 设计任务 1 2.2 设计条件 1 2.3 设计方案 2.3.1设计流程框图 2 2 2.3.2设计流程框图 第二部分 塔的工艺计算 3 一、整理有关物性数据 3 1.1水和甲醇的性质 二、全塔物料衡算 3 2.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 3 三、塔板数的确定 4 3.1最小回流比及精馏段提馏段操作线方程 4 3.2相平衡常数的计算 5 3.3最小理论板数计算 5 3.4全塔效率的计算 5 四、精馏塔的相关物性数据的计算 6 4.1 操作压强的计算 6 4.2 操作温度的计算 6 4.3 平均摩尔质量的计算 6 4.4 液体平均粘度的计算 7 4.5平均密度的计算 7 4.6液相平均表面张力的计算 8 五、精馏塔主要工艺尺寸的计算 9 5.1 塔径的计算 9 11 5.2精馏塔有效高度的计算 11 5.3 溢流装置计算 13 5.4塔板布置 15 六、塔板流动性能的校核 6.1气相通过塔板的压强降及 的校核 15 16 6.2雾沫夹带量eV校核 17 6.3降液管液泛校核 17 6.4液体在降液管中停留时间校核 七、精馏塔板上的负荷性能图 18 7.1雾沫夹带线 18 7.2液泛线（气相负荷上限线） 19 7.3漏液线（气相负荷下限线） 19 20 7.4液相负荷上限线 20 7.5液相负荷下限线 24 八、热量衡算 24 8.1介质的选择 24 8.2热量衡算 26 九、管径的计算 26 9.1塔顶上升蒸汽出口管的直径Dv 9.2回流管直径 26 9.3进料管的直径 26 9.4塔底出料管直径 2 6 9.5塔底上升蒸汽出口管的直径 2 7 十、塔附属设备的计算 27 10.1筒体厚度 27 10.2封头 28 10.3除沫器 28 10.4裙座 28 10.5人孔 29 10.6塔总体高度的设计 29 10.7全凝器 29 30 10.8泵的选型 31 10.9贮罐的计算 31 十一、精馏塔设计计算结果汇总一览表 32 十二、参考文献 33 附录1主要符号说明 第一部分 设计概述 一、前言 本次化工原理课程设计，设计了甲醇—水分离设备连续浮阀式精馏塔。进料质量分数为50%，使塔顶产品甲醇的质量分数达到98%，塔底釜液质量分数为0.8%。 综合工艺方便，经济及安全多方面考虑，本设计采用了浮阀式塔板对甲醇—水溶液进行分离提纯。按照芬斯克方程计算理论塔板数为9块，其中精馏段塔板数为5块，提馏段塔板数为3块。根据经验是算得全塔效率为0.449，塔顶使用全凝器，泡点进料。精馏段实际板数为12块，提馏段实际板数为7块，实际加料板位置在第13块板。由精馏段的工艺计算得到塔径1.2m，塔总高12.30m。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操作性能，精馏段操作弹性为2.0,提馏段操作弹性为2.0。 二、绪论 2.1 设计任务 本设计任务为分离甲醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 2.2 设计条件 生产能力：40000吨/年（料液） 年工作日：330天 原料组成：50%甲醇，50%水（质量分率，下同） 产品组成：馏出液98%甲醇，釜液0.8%甲醇 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：直接蒸汽加热 回流比： 最小回流比的2倍 2.3 设计方案 2.3.1设计流程框图 设计流程框图如下所示： 2.3.2设计流程框图 流程示意图如下图 图1：精馏装置工艺流程图 甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。甲醇—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 第二部分 塔的工艺计算 一、整理有关物性数据 1.1水和甲醇的性质 表1.水和丙酮的物理性质 组分 分子式 分子量 沸点 熔点 水 H2O 18.02 373.15K 273.15K 甲醇 CH3OH 32.04 337.85K 176.15K 表2.常压下甲醇和水的气液平衡表(T—x—y) T(℃) X Y T(℃) X Y 92.9 0.0531 0.2834 76.7 0.3333 0.6918 90.3 0.0767 0.4001 76.2 0.3513 0.7374 88.9 0.0926 0.4353 73.8 0.4620 0.7756 86.6 0.1257 0.4831 72.7 0.5292 0.7971 85.0 0.1315 0.5455 71.3 0.5937 0.8183 83.2 0.1674 0.5585 70.0 0.6849 0.8492 82.3 0.1818 0.5775 68.0 0.7701 0.8962 81.6 0.2083 0.6273 66.9 0.8741 0.9194 80.2 0.2319 0.6485 100 0.0 0.0 78.0 0.2818 0.6775 二、全塔物料衡算 2.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 甲醇的摩尔质量 =32.04 kg/kmol 水的摩尔质量 =18.02 kg/kmol M =0.3598 32.04+（1-0.3598） 18.02=23.0644kg/kmol M = 0.9650 32.04+（1-0.9650） 18.02=31.5490kg/kmol M =0.0045 32.04+（1-0.0045） 18.02=18.0831kg/kmol =218.974Kmol/h 三、塔板数的确定 3.1最小回流比及精馏段提馏段操作线方程 确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式 ， 求得：算得相对挥发度α=4.45， 平衡线方程为：y==4.45x/(1+3.45x) 因为泡点进料q=1，所以 = =0.3598，代入上式得 =0.7144。 =(0.9650-0.7144)/(0.7144-0.3598) =0.707 取操作回流比为：R=2Rmin=2×0.707=1.414 设直接蒸汽加热时蒸汽流量为V0Kmol/h 总塔物料衡算 F+V0=D+W q=1，V0=193.342Kmol/h，D=80.092Kmol/h，W=332.224Kmol/h 则精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程 ： L=RD=1.414 80.092=113.25Kmol/h V=(R+1)D=193.342Kmol/h 113.25+218.974=332.224Kmol/h 3.2图解法求理论塔板层数 理论塔板数 图解得NT=9层 ，其中精馏段理论板数为5层，提馏段理论板数为3层,第6层为加料板。 3.4全塔效率的计算 根据汽液平衡表,由内插法求得塔顶温度 : : : 板效率用奥康奈尔公式 计算 塔顶与塔釜平均温度为 t=82.350C时，由内插法可求得， 在此平均温度下由物性参数得： ， 则实际塔板数 为： 精馏段： 块，取 块 提馏段： 块，取 块 总塔板数 块。则实际加料位置为第13块塔板。 四、精馏塔的相关物性数据的计算 4.1 操作压强的计算 塔顶操作压力 ,取每层塔板压降为 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 4.2 操作温度的计算 因 则精馏段平均温度 提馏段平均温度 4.3 平均摩尔质量的计算 精馏段气液相平均组成 提馏段气液相平均组成 精馏段平均摩尔质量计算 提馏段平均摩尔质量计算 4.4 液体平均粘度的计算 温度℃ 65.32 76.60 98.86 甲醇mPa·s 0.326 0.288 0.232 水Pa·s 0.429 0.342 0.290 液体平均粘度依 计算 精馏段液相平均黏度计算 精馏段液相平均粘度为： 提馏段液相平均黏度计算 提馏段液相平均粘度为： 4.5平均密度的计算 温度℃ 65.12 76.01 99.99 甲醇 755.0328 742.1281 715.7387 水 980.4379 974.1400 958.4060 （1）气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段 提馏段 （2）液相平均密度的计算 液相平均密度依 时，查《化学化工物性数据 手册 华为质量管理手册 下载焊接手册下载团建手册下载团建手册下载ld手册下载 》得 时，查《化学化工物性数据手册》得 时，查《化学化工物性数据手册》得 故精馏段平均液相密度为 提馏段平均液相密度为 4.6液相平均表面张力的计算 温度℃ 65.12 76.01 99.99 甲醇mN/m 16.74 15.50 12.82 水mN/m 65.20 63.33 58.81 有公式 计算 精馏段液相平均表面张力计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 提馏段液相平均表面张力计算 时，查《化学化工物性数据手册》得 五、精馏塔主要工艺尺寸的计算 5.1 塔径的计算 气液相体积流量为 精馏段： 提馏段： 则，精馏段由 ,C可由： 求得， 则 , 图6史密斯关联图 查史密斯关联图得 , 取安全系数为0.7，则空塔气速为 按 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 塔径圆整后为D=1.2m 塔截面积为 实际空塔气速为 U实际/ Umax=1.2872/2.1844=0.5893(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 根据塔板间距与塔径的经验关系，知符合要求。 同理，提馏段：由史密斯关联图查得，图的横坐标为： 取板间距 板上液层高度 ,则 ，查史密斯关联图得 取安全系数为0.6，则 按标准塔径圆整后 塔截面积为 实际空塔气速为： U实际/ Umax=1.2706/2.8609=0.44(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 5.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 故精馏塔的有效高度为: 5.3 溢流装置计算 选用单溢流（直径在2.2m以下），弓形降液管（因圆形降液管一般只用于小直径塔），采用凹形受液盘（对于直径在800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盘），深度 。各项计算如下： 堰长 精馏段 提馏段 因 (2)溢流堰高度 精馏段：由 ,选用平直堰，堰上液层高度 近似取E=1，则精馏段： 取板上层清液高度 ,则： 提馏段： 取 (3)弓形降液管高度 和截面积 精馏段：由 ， 图7弓形降液管的宽度和面积 查弓形降液管的参数图得： (4)降液管底隙高度 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以 表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度 ，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。 hw-ho=42.21-22 =20.21mm> 6 mm 故降液管底隙高度设计合理。 （5）安定区与边缘区的确定 取安定区宽度 =0.06m，边缘区宽度取 =0.04m ，弓形降液管宽度 Wd=0.132m 5.4．塔板布置 精馏段： 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用F1型重阀，孔径为39mm。 取阀孔动能因子 FO=9.5 ①孔速 uo= =9.5/(1.0964)0.5=9.07m/s ②浮阀数： n= =1.455/（1/4×3.14×0.0392×9.07）= 134.4=135(个) ③有效传质区： 其中 故 ④塔板的布置 因 D>800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取 d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。 取孔心距t=75mm, t’= =0.824/135/0.075=81mm 各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm,80mm,100mm ， 按，，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀孔数N实际=120个 按块重新核算孔速及阀孔动能因子 U0=1.455/(0.785x0.0392x120)=10.155 F0=U0(ρv)½=10.155x (1.0964)½=10.633 在适宜范围内 ⑤开孔率φ ∵空塔气速u= VS / AT = 1.287 m/s ∴φ=u / uo =1.287/ 10.155 =12.687% 提馏段： 塔板布置及浮阀数目与排列 鼓泡区间阀孔数的确定以及排列 采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子FO=9.5 ①孔速 提馏段uo= =9.5/(0.9148)0.5=9.9371m/s ②浮阀数： 提馏段 N= =1.455/（1/4×3.14×0.0392×9.9371）= 122.63=123(个) ③有效传质区： 其中 ④塔板的布置 取同一横排的孔心距t=75mm,排间距t’= =0.626/123/0.075=68mm 各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm 按，，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀孔数N实际=196个 按块重新核算孔速及阀孔动能因子 u0=1.4363/(0.785 0.0392 123)=9.780 F0=uo( v)½=9.780 (0.9148)½=9.354 ⑤开孔率φ ∵空塔气速为： ∴φ=u ，/ uo =1.391/ 9.780 =14.22% 六、塔板流动性能的校核 6.1气相通过塔板的压强降 及 的校核 精馏段： ①塔板压降 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,c U0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=9.987m/s ∴ =5.34×1.0964×9.9872/（2×800.448×9.81）=0.037m液柱 ②液层阻力 充气系数 β=0.5,有: h1’=β×h1=0.5×0.05=0.025m液柱 ③液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为： hp=0.025+0.037=0.062m ∴常板压降 （满足工艺要求） 提馏段： ①塔板压降 浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,c U0,c=（73.1/ρv,m）（1/1.825）=11.028m/s =5.34×0.9148×11.0282/（2×901.098×9.81）=0.034m液柱 ②液层阻力 充气系数 =0.5,有: h1’= ×h1=0.5×0.05=0.025m液柱 ③液体表面张力所造成阻力, 此项可以忽略不计。 故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为： hp=0.025+0.034=0.059m ∴常板压降 （满足工艺要求） 6.2 液泛的校核 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即： Hd=hw+how+hd+hp+△ hd=0.2(LS/(lw*ho))2 甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5 对于浮阀塔△≈0 精馏段： Hd=hw+how+hd+hp+△=0.04221+0.007789+0.2(0.0010597/(0.84×0.022))2+0.062=0.113m ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.04221)=0.221m 因0.113m<0.221m， 故本设计中不会出现液泛。 则提馏段：Hd=hw+how+hd+hp+△=0.0381+0.01190+0.2(0.002002/(0.84×0.022))2+0.059=0.111m ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.0381)=0.219m 因0.219m<0.221m， 故本设计中不会出现液泛。 6.3验算液体在降液管中停留时间 精馏段： 故降液管设计合理 提馏段：因 则 ，故降液管设计合理。 6.4雾沫夹带量eV校核 泛点率= EMBED Equation.DSMT4 100% lL=D-2Wd=1.2-2 0.132=0.936 Ab=AT-2Af=1.1304-2 0.1017=0.927。 式中: lL——板上液体流经长度，m; Ab——板上液流面积，m2 ； CF——泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098 K——特性系数，查下表，取1.0. 精馏段和提馏段泛点率一样。 物性系数K 系统 物性系数K 无泡沫，正常系统 氟化物（如BF3，氟里昂） 中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔） 多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔） 严重发泡系统（如甲乙酮装置） 形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔） 1.0 0.9 0.85 0.73 0.60 0.30 由上代入数据得：泛点率=60.85% ∵对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。 七、精馏塔板上的负荷性能图 7.1雾沫夹带线 精馏段： 泛点率 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 计算： 其中K=1.0,lL=0.936,CF=0.098,Ab=0.927 整理得：0.03704VS+1.2730LS=0.07268 即VS=1.963-0.057L 精馏段和提馏段的操作线一样。 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 值，算出 （见表2）。 精馏段 0.002 0.004 1.963 1.962 表 2 雾沫夹带数值 7.2液相负荷上限线 精馏段： 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 ，液体降液管内停留时间 ，以 作为液体在降液管内停留时间的下限，则： (Ls)max=AfHT/4=0.1017 0.40/4=0.00502m3/s 提馏段： 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 ，液体降液管内停留时间 ，以 作为液体在降液管内停留时间的下限，则： (Ls)max=AfHT/4=0.1017 0.40/4=0.00502m3/s 7.3漏液线 精馏段： 对于 型重阀,依 作为规定气体最小负荷的标准。 (Vs)min=(3.14/4) 0.0392 135 5/(1.0964)1/2=0.9805m3/s 提馏段： 对于 型重阀,依 作为规定气体最小负荷的标准。 (Vs)min=(3.14)/4 0.0392 123 5/(0.9148)1/2=0.768m3/s 7.4液相负荷下限线 取堰上液层高度how=6mm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。 由 ,取E=1 精馏段： 提馏段： 7.5液泛线（气相负荷上限线） 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。 联立以下三式： 由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式， 得到： 因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、、、、、、及φ等均为定值，而与又有如下关系，即： 。 式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式： 其中 ： 带入数据：精馏段： 由 得 精馏段 0.001 2.194 0.003 2.108 0.004 1.923 0.005 1.573 表 3 液泛线数据 带入数据：提馏段： 由 得 提馏段 0.001 2.423 0.003 2.108 0.004 1.921 0.005 1.572 表 4 液泛线数据 由以上1-5作出塔板负荷性能图 图8精馏段塔板负荷性能图 图9提馏段塔板负荷性能图 由塔板负荷性能图可看出： 在任务规定的气液负荷下的操作点处在适宜操作区的适中位置。 按照固定的液气比由塔板负荷性能图查出塔板的气相负荷上限（ =1.963（1.963） /s，气相负荷下限 =0.9805（0.768） /s，所以精馏段操作弹性为 ，提馏段操作弹性为 热量衡算 8.1介质的选择 ①加热介质的选择 选择饱和水蒸气因水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小,但水蒸气不宜太高,根据下边计算的加热蒸汽的状态为6MPa,275.625℃ ②冷却剂的选择 信阳平均气温为25 ，故选用25 的冷却水，温升10 ，即冷却水的出口温度为35 。 8.2热量衡算 冷凝器的热负荷 蒸发潜化热的计算： 蒸发潜化热与温度的关系： 式中 ——蒸发潜热 ——对比温度 表12 沸点下蒸发潜热列表 物质 沸点/ 蒸发潜热 甲醇 64.65 1178 512.6 水 100 2257 647.3 使用内插法，计算出 （100-87.41)/(100-96.50)=(64.7-66.9)/(64.7- tLD) 得tLD=65.31℃ 同理得tVD=64.92℃ 式中 ——塔顶上升蒸汽的焓 ——塔顶溜出液的焓 又 式中 ——塔顶液体质量分数 (2）冷却水消耗量 式中 ——冷却水消耗量，kg/s ——冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg ) ——冷却介质在冷凝器进出口的温度， 故 此温度下冷却水的比热容 ，所以： 九、管径的计算 9.1塔顶上升蒸汽出口管的直径Dv 作压力为常压时，取 ，蒸汽管直径 圆整取： 校核 ，与 相差不大，故设备可用。 9.2回流管直径 当塔顶冷凝器安装在塔顶平台时，回流液用重力自流入塔内，流速 可取1.5—2.5m/s,本设计用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速 ） 校核 ,与 相差不大，故设备可用。 9.3进料管的直径 料液流速范围可取1.5—3.0m/s，本设计 校核 ,与 相差不大，故设备可用。 9.4塔底出料管直径 取 ，则 圆整后取管径为 校核 ,与 相差不大，故设备可用。 9.5塔底上升蒸汽出口管的直径 取 ，则 圆整后取管径为 校核 ,与 相差不大，故设备可用。 十、塔附属设备的计算 10.1筒体厚度 ①筒体厚度计算公式为： 其中， 材质取为Q235-B，工作温度≤20oC。 查表得， 取 （采用带垫板的双面焊对接接头，局部无损检测） 则 对碳素钢和低合金钢其最小计算厚度 取 。 圆整后，取名义厚度 复验 EMBED Equation.3 故最后取 塔体厚度为5mm厚的Q235-B制作。 ②校核水压试验强度： 根据式： 查表得 则 而 故水压强度试验足够。 10.2封头 封头选为标准椭圆形封头，即 EMBED Equation.3 圆整后采用 厚的钢板。复验 故最后取 10.3除沫器 空塔气速较大，塔顶带液严重以及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。 这里选用丝网除沫器，其具有比表面积大，质量轻，空隙大及实用方便等优点。 设计气速选取： ,系数 除沫器直径： 故选取不锈钢除沫器，类型：标准型，材料：不锈钢丝网（1Cr18Ni9Ti），丝网尺寸，圆丝 。 10.4裙座 塔底常用裙座支撑，裙座的结垢性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座内径为1400mm,取裙座壁厚20mm， 则基础环内径： 基础环外径： 圆整： ，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取14mm，考虑到再沸器裙座高取1m，地角螺栓直径去 。 10.5人孔 一般每隔4—5m设一个人孔，本塔中共23块板，须设4个人孔，每个孔直径为450mm。 10.6塔总体高度的设计 板式塔的塔高（不包括裙座）由下式决定： +H人孔 塔顶部空间高度 是指塔顶第一层到塔顶（不含封头）的直线距离，取为1200mm。 塔的底部空间高度 是指塔底最末一层塔盘到塔底（不含封头）的距离，釜液停留时间取10min。 H人孔是指由于加人孔而多增加的高度，塔板间距是400mm，如果加人孔取板间距为600mm。 10.7全凝器 选取列管式换热器，冷凝水循环与气体方向相反，即逆流式。冷水走管程，物料蒸汽走壳程，传热系数： ，又信阳地区平均温度为25oC，所以选用25oC的冷却水，设水升温10oC. 对于逆流： T 64.92 EMBED Equation.3 65.31 t 25 EMBED Equation.3 35 故全凝器面积： 选用Φ32×3mm的碳钢管，管心距为40mm，传热管长度取为3m,管子正三角形排列。 10.8泵的选型 为确定泵输送一定流量所需的扬程H，应对输送系统进行机械能衡算，这里选择原料罐内的液面与进料口处的管截面建立机械能衡算式： 式中： Z——两截面处位头差 ——两截面处静压头差 ——两截面处动压头差 ——直管阻力 ——管件、阀门局部阻力 ——流体流经设备的阻力 对进料管 ， 提升压头 设料液表面至加料空位置为10m，管长为20m，有两个 弯头， ， 在原料液内的液面与进料口建立机械能衡算： 10.9贮罐的计算 以回流罐为例，回流罐通过的物流量： 设凝液在回流罐中停留的时间为10min，罐的填充系数 为0.7，则该罐的容积V计算如下： 故回流罐容积可取V=1.637 精馏塔设计计算结果汇总一览表 项目 精馏段 提馏段 塔径D，m 板间距HT，m 塔板型式 实际塔板数 空塔气速u，m/s 堰长lW，m 堰高hW，m 板上液层高度hL，m 降液管底隙高度ho，m 浮阀数N，个 阀孔气速uo，m/s 阀孔动能因数Fo 临界阀孔气速uoc，m/s 孔心距t，m 排间距t’，m 单板压降△pp，kPa 液体在降液管内停留时间s 安定区宽度Ws,m 边缘固定区宽度Wc,m 弓形降液管宽度Wd,m 开孔率% 泛点率% 液相负荷上限(Ls)max，m3/s 液相负荷下限(Ls)min，m3/s 漏液线 1.2 0.4 单溢流弓形降液管 12 1.5291 0.84 0.0422 0.05 0.022 135 9.07 9.5 9.987 0.075 0.065 0.487 38.386 0.06 0.04 0.132 12.687 60.85 0.0102 0.00075 0.9805 1.2 0.4 单溢流弓形降液管 7 1.7165 0.84 0.0381 0.05 0.022 123 9.9371 9.5 11.028 0.075 0.100 0.521 20.317 0.06 0.04 0.132 14.22 60.85 0.0102 0.00061 0.768 十二、参考文献 [1] 王国胜.化工原理课程设计[M]. 大连:大连理工大学出版社,2005 [2] 陈敏恒,从德滋,方图南,等.化工原理(上、下册第三版)[M]. 北京:化学工业出版社.2006 [3] 中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册(上)[M]. 北京:化学工业出版社,2003 [4] 唐伦成编著.化工原理课程设计简明教程,第一版[M]. 哈尔滨:哈尔滨工业大学出版社,2005 [5] 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计[M]. 北京:化学工业出版社,2002 [6] 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷)[M]. 北京:化学工业出版社,2002 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平均值 W 釜液 L 液相 V 气相 热量衡算 塔的附属设备及主要附件的选型 绘制工艺流程图和工艺条件图 精馏塔主要工艺尺寸的设计 精馏塔的工艺设计 � EMBED \* MERGEFORMAT ��� � EMBED \* MERGEFORMAT ��� � EMBED \* MERGEFORMAT ��� _1234568017.unknown _1234568081.unknown _1234568145.unknown _1234568177.unknown _1234568193.unknown _1234568209.unknown _1234568217.unknown _1234568225.unknown _1234568229.unknown _1234568233.unknown _1234568235.unknown _1234568236.unknown _1234568237.unknown _1234568234.unknown _1234568231.unknown _1234568232.unknown _1234568230.unknown _1234568227.unknown _1234568228.unknown _1234568226.unknown _1234568221.unknown _1234568223.unknown _1234568224.unknown _1234568222.unknown _1234568219.unknown _1234568220.unknown _1234568218.unknown _1234568213.unknown _1234568215.unknown _1234568216.unknown _1234568214.unknown _1234568211.unknown _1234568212.unknown _1234568210.unknown _1234568201.unknown _1234568205.unknown _1234568207.unknown _1234568208.unknown _1234568206.unknown _1234568203.unknown _1234568204.unknown _1234568202.unknown _1234568197.unknown _1234568199.unknown _1234568200.unknown _1234568198.unknown _1234568195.unknown _1234568196.unknown _1234568194.unknown _1234568185.unknown _1234568189.unknown _1234568191.unknown _1234568192.unknown _1234568190.unknown _1234568187.unknown _1234568188.unknown _1234568186.unknown _1234568181.unknown _1234568183.unknown _1234568184.unknown _1234568182.unknown _1234568179.unknown _1234568180.unknown _1234568178.unknown _1234568161.unknown _1234568169.unknown _1234568173.unknown _1234568175.unknown _1234568176.unknown _1234568174.unknown _1234568171.unknown _1234568172.unknown _1234568170.unknown _1234568165.unknown _1234568167.unknown _1234568168.unknown _1234568166.unknown _1234568163.unknown _1234568164.unknown _1234568162.unknown _1234568153.unknown _1234568157.unknown _1234568159.unknown _1234568160.unknown _1234568158.unknown _1234568155.unknown _1234568156.unknown _1234568154.unknown _1234568149.unknown _1234568151.unknown _1234568152.unknown _1234568150.unknown _1234568147.unknown _1234568148.unknown _1234568146.unknown _1234568113.unknown _1234568129.unknown _1234568137.unknown _1234568141.unknown _1234568143.unknown _1234568144.unknown _1234568142.unknown _1234568139.unknown _1234568140.unknown _1234568138.unknown _1234568133.unknown _1234568135.unknown _1234568136.unknown _1234568134.unknown _1234568131.unknown _1234568132.unknown _1234568130.unknown _1234568121.unknown _1234568125.unknown _1234568127.unknown _1234568128.unknown _1234568126.unknown _1234568123.unknown _1234568124.unknown _1234568122.unknown _1234568117.unknown _1234568119.unknown _1234568120.unknown _1234568118.unknown _1234568115.unknown _1234568116.unknown _1234568114.unknown _1234568097.unknown _1234568105.unknown _1234568109.unknown _1234568111.unknown _1234568112.unknown _1234568110.unknown _1234568107.unknown _1234568108.unknown _1234568106.unknown _1234568101.unknown _1234568103.unknown _1234568104.unknown _1234568102.unknown _1234568099.unknown _1234568100.unknown _1234568098.unknown _1234568089.unknown _1234568093.unknown _1234568095.unknown _1234568096.unknown _1234568094.unknown _1234568091.unknown _1234568092.unknown _1234568090.unknown _1234568085.unknown _1234568087.unknown _1234568088.unknown _1234568086.unknown _1234568083.unknown _1234568084.unknown _1234568082.unknown _1234568049.unknown _1234568065.unknown _1234568073.unknown _1234568077.unknown _1234568079.unknown _1234568080.unknown _1234568078.unknown _1234568075.unknown _1234568076.unknown _1234568074.unknown _1234568069.unknown _1234568071.unknown _1234568072.unknown _1234568070.unknown _1234568067.unknown _1234568068.unknown _1234568066.unknown _1234568057.unknown _1234568061.unknown _1234568063.unknown _1234568064.unknown _1234568062.unknown _1234568059.unknown _1234568060.unknown _1234568058.unknown _1234568053.unknown _1234568055.unknown _1234568056.unknown _1234568054.unknown _1234568051.unknown _1234568052.unknown _1234568050.unknown _1234568033.unknown _1234568041.unknown 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