乙醇__水浮连续精馏阀塔工艺设计

化工原理课程 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 课程设计设计题目乙醇-水连续精馏浮阀塔的设计学生姓名学号专业班级指导教师2014年1月11日.乙醇——水浮连续精馏阀塔工艺设计目录3化工原理课程设计任务 书 关于书的成语关于读书的排比句社区图书漂流公约怎么写关于读书的小报汉书pdf 4摘要10一、设计任务及 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 简介101.1设计任务101.2设计方案论证及确定12二、工艺流程草图及说明122.1.1工艺草图122.2工艺流程说明13三、精馏塔工艺的设计及计算133.1塔的物料衡算：133.1.1液料及塔顶，塔底产品含乙醇摩尔分数133.1.2平均摩尔质量133.1.3物料衡算143.2塔板数的确定：3.2.1理论塔板数的求取153.2.2．求最小回流比及操作回流比R163.2.3求理论塔板数16173.3塔的平均温度:173.4密度173.4.1精馏段183.4.2提馏段183.4.3不同温度下乙醇和水的密度193.5混合物的粘度193.6相对挥发度193.6.1精馏段挥发度193.6.2提馏段挥发度203.7气液相体积流量计算203.7.1精馏段203.7.2提馏段203.8混合溶液表面张力v213.8.1精馏段223.8.2提馏段223.9全塔效率及实际塔板数23四、工艺计算及主体设备的设计234.1管径的初步设计244.1.1精馏段254.1.2提馏段254.2溢流装置254.2.1堰长264.2.2方形降液管的宽度和横截面264.2.3降液管底隙高度264.3塔板分布及浮阀数目及排列264.3.1塔板分布264.3.2浮阀数目与排列294.4塔板的流体力学计算294.4.1气相通过浮阀塔板的压降304.5淹塔304.5.1精馏度304.5.2提馏段314.6物沫夹带314.6.1精馏段314.6.2提馏段324.7塔板负荷性能图324.7.1物沫夹带线324.7.2液泛线334.8液相负荷上限334.9液漏线344.10液相负荷下限性35五、塔的附属设备选型及校核355.1接管355.1.1进料管365.1.2回流管365.1.3塔釜出料管375.1.4塔顶蒸汽出料管375.1.5塔釜进气管375.1.6法兰385.2筒体与封头385.2.1筒体395.2.2封头395.3除沫器395.4裙座405.5吊柱405.6人孔405.7塔总体高度的计算405.7.1塔的顶部空间高度405.7.2塔的底部空间高度405.7.3塔立体高度415.8附属设备设计415.8.1冷凝器的选择415.8.2再沸器的选择42六、塔的各项指标校验426.1风载荷及风弯矩426.1.1风载荷426.2风弯矩436.3离心泵选型446.4塔体的强度和稳定性校核446.4.1塔底危险截面1-1轴向应力计算446.5质量载荷456.6塔底抗压强度校核456.6.1塔底1-1截面抗压强度及轴向稳定性校核456.7裙座的强度及稳定性校核45裙座底部0-0截面的轴向应力计算466.8焊缝强度466.9.1水压试验时，塔体1-1截面的强度条件476.9.2水压试验时裙裾底部1-1截面的强度和稳定性验算47七、设计结果概要及汇总477.1全塔工艺设计结果总汇507.2主要符号说明52八、总结528.1总结538.2心得54九、主要参考文献绪论本设计书介绍的是浮阀塔精馏的设计，其中包括设计方案的确定、塔主要设备的工艺设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图及草图及说明、设计结果概要及一览表等几大内容。本设计主要用于分离酒精和水的混合物，利用浮阀塔将其进行精馏分离。精馏所进行的是精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。在本设计过程中，严格按照常用数据算图，化工设备常用材料性能以及化工图例国标规定进行设计，同时查阅了大量的有关资料。每一步的计算都严格按照《化工原理课程设计》一书中的公式进行计算，并经过核对与验算，总体来说有一定的合理性。一、设计方案论证及确定1.1.1生产时日及处理量的选择：设计要求塔年处理11.5万吨乙醇—水溶液系统，年工作日300d，每天工作24h。1.1.2选择用板式塔不用填料塔的原因：因为精馏塔精馏塔对塔设备的要求大致如下：（1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。（2）效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。（3）流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。（4）有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。（5）结构简单，造价低，安装检修方便。（6）能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。故选用板式塔。1.1.3板式精馏塔选择浮阀塔的原因：（1）生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。（2）操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。（3）塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。（4）气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。（5）塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。1.1.4选择泡点进料的原因：在供热量一定的情况下，热量应尽可能从塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用。为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料。1.1.5操作压力的选择：常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益,在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。1.1.6加热方式的选择：采用间接蒸汽加热，设置再沸器。1.2.7回流比的选择：主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低，该设计选择为。二、工艺流程草图及说明2.1.1工艺草图2.1工艺流程草图图2-1工艺流程简图2.2工艺流程说明一整套精馏装置应该包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇—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。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用再沸器加热。塔底产品经冷却后送入贮槽。三、精馏塔工艺的设计及计算3.1塔的物料衡算：3.1.1液料及塔顶，塔底产品含乙醇摩尔分数==0.8597==0.0003913.1.2平均摩尔质量=0.11546.07+(1-0.115)18.02=21.25Kg/Kmol=0.859746.07+（1-0.8597）18.02=42.13Kg/Kmol=0.00039146.07+（1-0.000391）18.02=18.03Kg/Kmol3.1.3物料衡算总物料衡算+==370000/24=15416.67Kg/h易挥发组份物料衡算0.94+0.001=0.25联立以上式，得：=58137.56Kg/h=58137.56/21.25=2735.89Kmol/h=15416.67Kg/hD=15416.67/42.12=366.02Kmol/h=42720.89Kg/hW=42720.89/18.03=2369.43Kmol/h3.2塔板数的确定：表3-1不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示 温度°F 乙醇气相摩尔分数 乙醇液相摩尔分数 温度°F 乙醇气相摩尔分数 乙醇液相摩尔分数 温度°F 乙醇气相摩尔分数 乙醇液相摩尔分数 F 212.0319 0 0 180.2179 0.556715 0.232323 175.9986 0.644157 0.464647 206.82 0.107746 0.010101 179.9379 0.561448 0.242424 175.8653 0.64798 0.474748 202.7281 0.186484 0.020202 179.6748 0.565964 0.252525 175.7342 0.65186 0.484849 199.4323 0.246528 0.030303 179.4267 0.570293 0.262626 175.6052 0.6558 0.49495 196.7232 0.293786 0.040404 179.1918 0.574462 0.272727 175.4784 0.659803 0.505051 194.4612 0.331909 0.050505 178.9686 0.578494 0.282828 175.3504 0.663916 0.515152 192.5488 0.363279 0.060606 178.7557 0.582412 0.292929 175.2279 0.668056 0.525253 190.9148 0.389518 0.070707 178.552 0.586233 0.30303 175.1075 0.672269 0.535354 189.5062 0.41177 0.080808 178.3565 0.589975 0.313131 174.9892 0.67656 0.545455 188.2858 0.430812 0.090909 178.1682 0.593653 0.323232 174.8731 0.680931 0.555556 187.2161 0.447359 0.10101 177.9863 0.59728 0.333333 174.7591 0.685385 0.565657 186.2747 0.461842 0.111111 177.8103 0.600869 0.343434 174.6474 0.689926 0.575758 185.4413 0.474626 0.121212 177.6395 0.60443 0.353535 174.5379 0.694556 0.585859 184.6997 0.485997 0.131313 177.4734 0.607975 0.363636 174.4308 0.699279 0.59596 184.0364 0.496185 0.141414 177.3116 0.611511 0.373737 174.3261 0.704096 0.606061 183.4401 0.505375 0.151515 177.1536 0.615047 0.383838 174.2238 0.709011 0.616162 182.9016 0.513717 0.161616 176.9992 0.618591 0.393939 174.124 0.714027 0.626263 182.413 0.521338 0.171717 176.8481 0.622151 0.40404 174.0268 0.719146 0.636364 181.9676 0.52834 0.181818 176.7 0.625732 0.414141 173.9322 0.724371 0.646465 181.5599 0.534812 0.191919 176.5546 0.62934 0.424242 173.8404 0.729705 0.656566 181.1849 0.540826 0.20202 176.412 0.632982 0.434343 180.8385 0.546447 0.212121 176.2718 0.636662 0.444444 180.5172 0.551727 0.222222 176.134 0.640385 0.454546 3.2.1理论塔板数的求取3.2.1.1根据乙醇、水的平衡数据作x-y图及t-x-y图。3.2.2．求最小回流比及操作回流比R。因泡点进料，根据1.01325×105Pa下乙醇——水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。已知乙醇——水为非理想物系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，对应的回流比为最小的回流比。最小回流比的求法是由点(0.8597，0.8597)向平衡线的下凹部分作切线，该线与q线的交点坐标为(xq=0.1153，yq=0.355)。见图取操作回流比R=1.45=3.054图3-1乙醇、水的t-x-y图3.2.3求理论塔板数。依图3-2。精馏段操作线方程为：=0.7533x+0.2121提馏段操作线方程可以根据精馏段操作线与q线交点(0.1153，0.2990)和点(0.000391，0)这两点坐标确定，y=2.5974x-0.0006252。=28（不包括塔其中精馏段理论塔板数23层，提馏段5层（不包括塔釜），第24层为加料板。3.3塔的平均温度:利用表中数据，用拉格朗日标值可求得：：°C0°C°C3.3.1精馏段平均温度：°C3.3.2提馏段平均温度：°C3.4密度：混合液密度:(a为质量分率，为平均相对分子质量)混合器密度：3.4.1精馏段：°C液相组成％气相组成：％所以：=3.4.2提馏段：=92.83°C液相组成气相组成所以3.4.3不同温度下乙醇和水的密度：表3-2不同温度下乙醇的和水密度 温度/°C 乙醇密度Kg/m3 水的密度Kg/m3 80 735 971.8 85 730 968.6 90 724 965.3 95 720 961.85 100 716 958.4求得和下的乙醇和水的密度：同理：=92.83°C，=721.74°C，=963.35Kg/在精馏段：气相密度：在提馏段；液相密度=932.51Kg/气相密度：EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMAT3.5混合物的粘度=81.98°C，查表得，=0.3478mpa.s=0.432mpa.s=92.83°C，查表得，=0.3060mpa.s=0.386mpa.s精馏段粘度：=0.372mpa.s提馏段粘度：=0.3093mpa.s3.6相对挥发度：3.6.1精馏段挥发度：由，，得：，故3.6.2提馏段挥发度：由，故3.7气液相体积流量计算根据t-x-y图得，=2.106，则R=1.45=3.0543.7.1精馏段：L=RD=3.054366.02=1117.83Kmol/hV=（R+1）D=(3.054+1)366.02=1483.85Kmol/h已知，=26.08Kg/Kmol=34.06Kg/Kmol=833.39Kg/=1.17Kg/有质量流量体积流量3.7.2提馏段：饱和液体进料,q=1已知：则有质量流量：体积流量：3.8混合溶液表面张力二元有机物—水的溶液表面张力可用以下公式计算：其中：式中下脚标w，o，s分别代表水，有机物及表面部分，，指主体部分的分子数，，指主体部分的摩尔体积；，指纯水及有机物的表面张力。对乙醇，q=2.3.8.1精馏段：=81.98°C表3-3不同温度下乙醇和水的表面张力 温度/°C 70 80 90 100 乙醇表面张力/mN/ 18 17.15 16.2 15.2 水表面张力/mN/ 64.36 62.69 60.79 58.91乙醇表面张力：=16.962mpa.s水表面张力：=62.314mpa.s=0.31==-0.752=-0.509-0.752=-1.261联立方程组：求得N/3.8.2提馏段：=92.83°C乙醇表面张力：=15.917mpa.s水表面张力：=60.258mpa.s=6.02=0.0408=0.9592B==0.780=-0.717=-0.717+0.780=0.063A==0.643=0.357故，N/3.9全塔效率及实际塔板数理论塔板数的计算，可采用逐板计算法，图解法，在本次设计中采用图解法。根据1.01325×pa下，乙醇-水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以q=1.即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，=0.7791，=0.8042，所以=2.223，操作回流比R=3.336.已知：精馏段操作线方程为：=0.7533x+0.2121提馏段操作线方程为：y=2.5974x-在图上做操作线，由此得到理论板=28（包括再沸器），加料板在24块理论板。塔板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用公式来计算。注：——塔顶与塔板平均温度下的相对挥发度。——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.s3.9.1精馏段已知=3.31，,0.372所以：,故=50块3.9.2提馏段已知8.26,故13块全塔所需实际塔板数；=13+49=63块全塔效率：加料板位置在第51块塔板.四、工艺计算及主体设备的设计4.1管径的初步设计图4-1SMITH关联图4.1.1精馏段：由，安全系数=0.6—0.8，式中，c可由史密斯关联图得：横坐标数值：取板间距=0.07m则m查图可知m/sm/s圆整为3米横截面积：空塔气速：4.1.2提馏段：横坐标数值：取板间距=0.07m则m查图可知：m/sm/s圆整为3m横截面积空塔气速：m/s4.2溢流装置4.2.1堰长：取=0.65D=0.65×3=1.95m出口堰高，本设计采用平直堰，堰上液高度；近似取E=14.2.1.1精馏段；=mm4.2.1.2提馏段：=mm4.2.2方形降液管的宽度和横截面查图得：，则m验证降液管内停留时间：精馏段：s提馏段：s停留时间﹥5s，故降液管可用4.2.3降液管底隙高度4.2.3.1精馏段取降液管底隙流速m/s，则：m4.2.3.2提馏段取m/s则：m取m都不小于0.02m，故满足要求。4.3塔板分布及浮阀数目及排列4.3.1塔板分布本设计塔径D=3m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。4.3.2浮阀数目与排列4.3.2.1精馏段取阀孔动能因子，则孔速m/s每层塔板上浮阀数目为块取边缘区宽度m，破沫区宽度m计算塔板上的鼓泡区面积，即：其中=5.37浮阀排列方式采用等腰三角叉排，取同一个横排的孔心距，则排间距：mm考虑到孔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用79mm，而应小些，故取=0.065m，按t=75mm，=65mm，以等腰三角形叉排方式做图，排得阀数948个。按N=948个重新核算孔速及阀孔动能因数，m/s=11.46阀孔动能因数变化不大，仍在9—12范围内，塔板开孔率=4.3.2.2提馏段取阀孔动能因子=12，则m/s每层塔板上的浮阀数目为块按t=75mm，估算排间距，mm取mm，排得阀数为812快。按812块重新核算孔速及阀孔动能因数，m/s阀孔动能因数变化不大，仍在9—12范围内，开孔率=浮阀排列方式如图所示：图4-2精馏段阀孔排列方式图4-3提馏段阀孔排列方式4.4塔板的流体力学计算4.4.1气相通过浮阀塔板的压降可根据计算4.4.1.1精馏段1）干板阻力m/s因故=0.047m2）板上充气液层阻力取3）表面张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高度为：mpa4.4.1.2提馏段1）干板阻力m/s因故=0.042m/s2）板上充气液层阻力取m3）表面张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高度为：mpa4.5淹塔为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：即。4.5.1精馏度1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度m2）液体通过降液管的塔头损失m3）板上液层高度0.07m，则m取=0.5，已选定m,m则所以符合防淹塔的要求。4.5.2提馏段1）单板压降所相当的液柱高度m2）液体通过降液管的压头损失：m3）板上液层高度：0.07m，则m取=0.5，则m，可见所以符合防淹塔的要求。4.6物沫夹带4.6.1精馏段泛点率=泛点=板上流体流经长度：m板上流经面积：查物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图。泛点率：对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上可知，物沫夹带能够满足的需求。4.6.2提馏段取物料系数K=1.0，泛点负荷性能系数图泛点率：由计算知，符合要求。4.7塔板负荷性能图4.7.1雾沫夹带线泛点率=据此可作业负荷性能图中的雾沫夹带线，按泛点泛80%计算。4.7.1.1精馏段0.8=整理得：即由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内作取两个值，算出。4.7.1.2提馏段：0.8=整理得：即=16.08-101.934.7.2液泛线由此确定液泛线，忽略式中而4.7.2.1精馏段整理得：4.7.2.2提馏段整理得：4.8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3-5s，液体降液管内停留时间s。以s作为液体降液管内停留时间的下限，则：4.9液漏线对于型重阀，依=5作为规定气体最小负荷的 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 ，则4.9.1精馏段4.9.2提馏段4.10液相负荷下限性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，该线为气相流量无关的竖直线。取E=1则EMBEDEquation.DSMT4由以上4.5-4.10可作出负荷性能图，图如下：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p处在操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带线控制，操作下限由漏液控制；按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限=13.09（13.57），气相负荷下限5.232（5.280）。所以：精馏段操作弹性为：13.09/5.232=2.50:；提馏段操作弹性为：13.57/5.280=2.57图4-3精馏段负荷性能图图4-4提馏段负荷性能图五、塔的附属设备选型及校核：5.1接管5.1.1进料管进料管的要求很多，有直管进料管、弯管进料管、丁型进料管。本设计采用直管进料管，管径如下：取=2m/s，=85.18°C由，当=85.18°C时：Kg/Kg/故：=894.78Kg/m查标准系列选取：5.1.2回流管采用直管依靠重力回流，取液体流速uR=0.4m/s。查t-x-x图得，°C，（为全凝器冷凝后的温度）由差值法：故：，mm查表取：5.1.3塔釜出料管取m/s,直管出料°C，故可先选取°F的数据，，，故：故：m查表取5.1.4塔顶蒸汽出料管直管出气，，取出口气速：u=25m/s，则°Cm=711mm查表取5.1.5塔釜进气管采用直管，取气速u=23m/s，t=99.91°CKmol/sm=732mm查表取5.1.6法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，干焊法兰，由不同的公称直径选用法兰。进料管接管法兰：回流管接管法兰：塔釜出料管法兰：塔顶蒸汽管法兰:塔釜蒸气进气法兰：5.2筒体与封头5.2.1筒体选用碳素钢，因料液无腐蚀性，由公式：式中：s—筒体的壁厚，毫米P—筒体的设计压力，公斤力/—筒体的内径，毫米。—焊缝系数C—壁厚附加量，毫米—筒体材料的举用应力，公斤力/对此设计精馏塔，温度<100°C，查钢板许用应力值表，知钢板许用应力值为=1140（公斤力/），P为大气压，C取0.2考虑到次塔较高，风载荷较大，而塔内径不太大，故适当给塔加厚度，现假设筒体厚度，则假设的塔体有效厚度：mm式中，C1—钢板的厚度负偏差，估算筒体厚度在8—25mm范围内，查表得，。5.2.2封头封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计采用圆形封头，由公称直径=3000mm，查得曲面高度=750mm，直边高度mm，内表面积=3.73，容积=0.866，选用封头EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMAT，JB1154-73。5.3除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫剂，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。常用除沫剂有折流板式除沫剂，丝网除沫器以及程流出沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻，空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：系数=0.107m/s除沫器直径D==m选取不锈钢除沫剂：类型：标准型，规格：40—100，材料：不锈钢丝网（）丝网尺寸：圆丝5.4裙座塔底端用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，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。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：mm基础环外径：mm圆整：=2800mm，=3300mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再沸器，裙裾高度取3mm，地角螺栓直径取M30.5.5吊柱对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更新填料、安装和卸载内件，既经济又方便的一项措施，一般取15mm以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=3000mm，可选用吊柱500Kg，s=1000mm，5.6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塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔中共57块塔板，需设置6个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，塔间距为600mm，裙座应开两个人孔，直径为450mm，人孔深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。5.7塔总体高度的计算5.7.1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2040mm。5.7.2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。5.7.3塔立体高度mm5.8附属设备设计5.8.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：。本设计取K=700=2926出料液温度：78.21°C（饱和气）78.16°C（饱和液）冷却水温度：20°C50°C逆流操作：°C°C°C传热面积：设备型号：5.8.2再沸器的选择选用120°C的饱和水蒸气加热，传热系数取K=2931K。料液温度：99.95°C—100°C，热流温度120°C—120°C。逆流操作：°C°C°C换热面积：设备型号：500-30-40-2六、塔的各项指标校验6.1风弯矩把截面划分为0—0截面为裙座基座截面，1—1截面为裙座人孔处截面，2—2截面为裙座塔体焊缝处截面。1—1截面弯矩：式中：----------塔体2—2截面到标高10m处的距离----------对应于段的风力1—1截面弯矩:2—2截面弯矩：式中：----------裙座底部到标高十米处的距离----------对应于段的风力所以：6.2离心泵选型进料口离地面高度：m，Kw选型：Is80-50-2006.3塔体的强度和稳定性校核6.3.1塔底危险截面1-1轴向应力计算（裙座塔体焊缝处截面）塔底危险截面1-1抗压强度及轴向稳定性验算：6.4质量载荷塔体和裙裾质量=人孔、法兰、接管等附件的质量：内构件质量：保温层材料质量：扶梯、平台质量（扶梯单位质量为40kg/m，操作平台共六层，平台宽1.0m，单位质量150kg/，直角360°，平台距塔之间距离1000mm）：操作时塔内物料质量：充水质量：塔体与裙裾的操作质量：最大操作质量：最小操作质量：塔体操作时质量：Kg6.5塔底抗压强度校核6.5.1塔底1-1截面抗压强度及轴向稳定性校核：该截面上的最大轴向压缩应力发生在空塔时：式中：=114Mpa=83.04Mpa因此塔底1-1截面满足抗压强度及轴向稳定条件塔底1-1截面上的抗拉强度校核塔底1-1截面上的最大拉应力：综合以上各项计算，在各种不同危险截面情况下塔体壁厚取,可以满足整个塔体的强度、刚度及稳定性要求。6.6裙座的强度及稳定性校核设裙座厚度，厚度附加量C=1mm,则裙座有效厚度裙座底部0-0截面的轴向应力计算操作时全塔质量引起的压应力为：风载荷引起的0-0截面弯曲应力：因此裙座底部0-0截面满足抗压强度及轴向稳定性条件。6.7焊缝强度裙裾与塔体采用对接焊，焊缝承受的组合拉应力为：6.8水压试验时塔的强度和稳定性验算：6.8.1水压试验时，塔体1-1截面的强度条件：式中：是液注静压力，因塔高29.07m,故取=0.29MPMpa因此满足水压试验强度满足要求。6.8.2水压试验时裙裾底部1-1截面的强度和稳定性验算式中：，由于因此满足强度与轴向稳定性要求。七、设计结果概要及汇总7.1全塔工艺设计结果总汇表7－1精馏塔工艺设计结果总表 项目 设计结果 进料温度/℃ 85.18 含乙醇的摩尔分数 塔顶xD 0..8597 原料xF0.125 平均摩尔质量(kg/h） 塔底xw 0.000391 塔顶MD 42.13 原料MF 21.25 流量(kmol/h） 塔底Mw 18.03 塔顶产品D 366.02 原料F 2735.89 上升蒸汽质量流量(kg/s） 塔底产品W 2369.43 精馏段V 14.039 提馏段 10.428 下降液体的质量流量(kg/s） 精馏段L 8.098 提馏段 20.5012 平均温度（℃） 精馏段 81.98 提馏段 92.83 液相平均摩尔质量（kg/kmol） 精馏段 26.08 提馏段 19.16 气相平均摩尔质量（kg/kmol） 精馏段 34.06 提馏段 25.31 液相平均密度（kg/m3） 精馏段 833.39 提馏段 932.51 气相平均密度（kg/m3） 精馏段 1.17 提馏段 0.843 液体表面张力mN/ 精馏段 23.07 提馏段 39.35 液体黏度（mPa.s） 精馏段 0.372 提馏段 0.3093 表7－2塔的总体计算及设计结果总表 项目 设计结果 塔径D/m 3 板间距HT/m 0.45 实际空塔气速m/s 精馏段 1.7 提馏段 1.75 堰长lw/m 1.95 堰高hw/m 精馏段 0.0505 提馏段 0.0364 板上液层高度hL/m 精馏段0.0195 降液管底隙高度h0/m 提馏段 0.0336 精馏段提馏段 0.05 0.11 浮阀数N/个 精馏段 948 提馏段 812 阀孔气速u0/（m/s） 精馏段 10.6 提馏段 11.72 阀孔动能因数F0 精馏段 11.46 提馏段 11.72 开孔率 精馏段 16.04% 提馏段 13.71% 孔心距t/m 0.075 板压降/pa 精馏段 670.4 提馏段 704.39 液体在降液管内的停留时间/s 精馏段 23.56 提馏段 10.41 降液管内清液层高度Hd/m 精馏段 0.156 提馏段 0.1558 泛点率/％ 精馏段 75.5 提馏段 72.64 气相负荷上限Vs.max/（m3/s） 精馏段 13.09 提馏段 13.57 气相负荷下限Vs.max（m3/s） 精馏段 5.232 提馏段 5.28 操作弹性 精馏段 2.5 提馏段 2.57 实际塔板数 精馏段 50 提馏段 13 全塔效率 42.86% 液相负荷上限Ls.max 0.0458 液相负荷下限Ls.min 0.00167 回流比 3.054 保温层厚度mm 100 塔高m 35.29 塔底部空间高度m 1.9 塔顶部空间高度m 2.04 人孔数 5 裙座高度m 3 人孔直径m 0.45 人孔高度m 0.6表7-3塔的附属设备选型 项目 选取型号 进料管 Φ127Χ8 回流管 Φ152Χ7 塔釜出料管 Φ114Χ6 塔顶蒸汽出料管 Φ740Χ8 塔釜进气管 Φ760Χ10 筒体材质 A3 封头 Dg3000Χ8 JB1154-73 除沫器 40-100 法兰 Pg6Dg70HG5010-58 Pg6Dg70HG5010-58 Pg6Dg50HG5010-58 Pg6Dg500HG5010-658 Pg6Dg70HG5010-58 冷凝器 FLA700-135-16-4 再沸器 500-30-40-2　 离心泵 Is80-50-2007.2主要符号说明 主要符号说明 符号 意义 单位 Aa 基板鼓泡区面积 m2 Ad 降液管截面积 m2 Af 总降压管截面积 m2 An 塔板上方气体通道截面积 m2 Ao 浮阀塔板阀孔总截面积 m2 AT 塔截面积 m2 C 计算液泛速度的负荷因子 - C20 液体表面张力为20mN/m时的负荷因子 - Co 孔流系数 - D 塔径 m D 塔顶产品流率 Kmol/s do 阀孔直径 m E 液流收缩系数 - ET 塔板效率 - eV 单位质量气体夹带的液沫质量 - F 进料摩尔质量 kmol/h FLV 两相流动参数 - Fo 气体的阀孔动能因子 kg0.5/(s·m0.5) G 质量流量 kg/h g 重力加速度 m/s2 h0 降液管底隙高度 m hc 与干板压强降相当的液柱高度 m hd 降液管压强降相当液柱高度 m hL 板上液层高度 m hp 与单板压降相当的液层高度 m HT 板间距 m hoW 堰上方液头高度 m hW 出口堰高 m ρσ 与克服表面张力压强降相当的液柱高度 m L 下降液体流率 Kmol/s Lh 塔内液体流量 m3/h Ls 塔内液体流量 m3/s lW 堰长 m k 塔板的稳定性系数 - M 摩尔质量 kg/kmol Q 热流量 W n 浮阀个数 - Np 实际塔板数 - NT 理论塔板数 - P 系统的总压 Pa q 进料中液相所占分率 - R 回流比 - r 摩尔汽化潜热 kJ/kmol T 温度 K u 空塔气速 m/s V 上升蒸气流率 Kmol/s Vh 塔内气体流量 m3/h Vs 塔内气体流量 m3/s W 蒸馏釜的液体量 Kmol Wc 塔板边缘区宽度 m Wd 降液管宽度 m Wd’ 降液管宽度 m Ws 塔板上入口安定区宽度 m Ws’ 塔板上出口安定区宽度 m x 液相组分中摩尔分率 - y 气相组分中摩尔分率 - Z 塔的有效段高度 m △ 液面落差 m α 相对挥发度 - ε0 板上液层无孔系数 - μ 粘度 mN/m Φ 塔板开孔率 - ρ 密度 Kg/m3 ρL 液体密度 Kg/m3 ρV 气体密度 Kg/m3 σ 液体表面张力 dyn/cm τ 液体在降液管内停留时间 s 八、总结8.1总结：本次课程设计不同于往常的作业，它具有多方案性，由同一思路可地多种结果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各课程知识，通过认真的设计计算和每项项目的精心校核，提高 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 问题、解决问题，理论联系实际，独立思考问题等能力。本次课程设计的结果是全组成员两个星期兢兢业业，同心协力的结果。不同的分工使得我们遇到不同的困境，然而在小组成员积极的探讨之下，我们解决了一个又一个的问题。这次的课程设计不仅使我们加深了对化工原理课程中的一些精馏知识的理解，懂得了学以致用，同时，在查阅资料的同时也丰富了课外知识，为以后的毕业设计和工作打下了坚实的基础。这次设计让我明白了，一种严谨求实的态度，是做好一切工作的前提，这个过程，也为我以后的日常生活和工作留下了宝贵的经验。在本次设计中我也发现了自己的很多不足之处，知道了自己学习中的薄弱环节在哪里，对知识的掌握还存在盲点，总而言之，本次课程设计让我获益匪浅，我相信在以后的专业设计中我能做的更好。从设计结果看，本设计基本上是可行的，但仍存在一些不足之处,在此我将体会和不足总结如下：体会：（1）本次设计的是乙醇-水精馏塔，由于该物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理论板数，因此本设计选用图解法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。（2）在物性计算中，一定注意要取平均值，而不能直接应用某个温度下的物性。（3）对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作，因此要认真对待，仔细计算，尽力将错误减小到最低值。（4）塔的辅助设备设计主要是设计各换热器。在这里主要应抓住热量衡算这一点，求出Q值后即可求出换热面积，就能选型了。（5）从设计总体看，各设计过程和结果是相互关联，相互影响的。对某一设计值若取的不好，就很有可能影响到后边乃至全设计的结果。因此，在作设计时一定要统筹全局，不能顾此失彼。不足：（1）本设计中对一些数据的选取均选了经验值或参考值，这使计算不够精确。实际工作中应尽量查取精确值。（2）本设计中有些计算是为了方便计算或受实际情况的限制不能考察的，忽略或省略了某些因素，这对计算结果会造成一定影响。在实际工作中应尽量考虑周全。（3）由于不同的资料给出的数据，公式等等存在一定的不同，不同的选取也给我们的计算带来了误差。8.2心得：连续两周的课程设计即将结束，我们在车老师的指导下成功的完成了精馏操作中浮阀塔的设计。在这过程中，我们发现从化工原理课中学到知识只是一个概括，远远不能满足完成课程设计的需要，要顺利完成课程设计的任务，必须查阅许多图书和资料，综合多方面的信息进行分析。然而，这是我们的第一次课程设计，在此之前毫无经验的我们可以说是手足无措，从开始的手足无措最后的完成设计，无不是在全体成员的积极参与，相互配合以及老师的帮助下一步一步完成的，有不懂的地方我们查阅资料，请教老师，参考前例，相互讨论，直至最终设计的完成。在本次设计任务中，我们有了解决真正工程问题的感觉，认识到各种经验公式对工程设计的重要性。感谢有姚老师的帮助，让我们将以前的学习中学习到的理论知识成功的运用到了实际工程的设计当中。九、主要参考文献1.夏清，贾绍义，《化工原理》（第2版）（上下册），天津大学出版社，2005年2.国家医药管理局上海医药设计院编《化工工艺设计手册》（第二版），化学工业出版社，1990年3.《化学工程手册》编委会编《化学工程手册》（第二版），化学工业出版社，19964.路秀林，王者相《塔设备》，北京，化学工业出版社，2004年5.魏崇关，郑晓梅，《化工工程制图》，北京，化学工业出版社，1992年6.刁玉玮，王立业编，《化工设备机械基础》，大连，大连理工大学出版社，1989年7.厉玉鸣，《化工仪表及自动化》（第四版），北京，化工工业出版社，20068.《化工设备结构图册》编写组，《化工设备结构图册》，上海，上海科学技术出版社，1978年9.柴诚敬，刘国维，李阿娜，《化工原理课程设计》，天津，天津科学技术出版社，1994年10.刘光启，马连湘，刘杰．《化学化工物性数据手册》(有机卷)．北京,化学工业出版社，2002年11.刘光启，马连湘，刘杰．《化学化工物性数据手册》(无机卷)．北京,化学工业出版社，2002年_1234568145.unknown_1234568273.unknown_1234568337.unknown_1234568369.unknown_1234568401.unknown_1234568417.unknown_1234568425.unknown_1234568433.unknown_1234568437.unknown_1234568441.unknown_1234568443.unknown_1234568444.unknown_1234568445.unknown_1234568442.unknown_1234568439.unknown_1234568440.unknown_1234568438.unknown_1234568435.unknown_1234568436.unknown_1234568434.unknown_1234568429.unknown_1234568431.unknown_1234568432.unknown_1234568430.unknown_1234568427.unknown_1234568428.unknown_1234568426.unknown_1234568421.unknown_1234568423.unknown_1234568424.unknown_1234568422.unknown_1234568419.unknown_1234568420.unknown_1234568418.unknown_1234568409.unknown_1234568413.unknown_1234568415.unknown_1234568416.unknown_1234568414.unknown_1234568411.unknown_1234568412.unknown_1234568410.unknown_1234568405.unknown_1234568407.unknown_1234568408.unknown_1234568406.unknown_1234568403.unknown_1234568404.unknown_1234568402.unknown_1234568385.unknown_1234568393.unknown_1234568397.unknown_1234568399.unknown_1234568400.unknown_1234568398.unknown_1234568395.unknown_1234568396.unknown_1234568394.unknown_1234568389.unknown_1234568391.unknown_1234568392.unknown_1234568390.unknown_1234568387.unknown_1234568388.unknown_1234568386.unknown_1234568377.unknown_1234568381.unknown_1234568383.unknown_1234568384.unknown_1234568382.unknown_1234568379.unknown_1234568380.unknown_1234568378.unknown_1234568373.unknown_1234568375.unknown_1234568376.unknown_1234568374.unknown_1234568371.unknown_1234568372.unknown_1234568370.unknown_1234568353.unknown_1234568361.unknown_1234568365.unknown_1234568367.unknown_1234568368.unknown_1234568366.unknown_1234568363.unknown_1234568364.unknown_1234568362.unknown_1234568357.unknown_1234568359.unknown_1234568360.unknown_1234568358.unknown_1234568355.unknown_1234568356.unknown_1234568354.unknown_1234568345.unknown_1234568349.unknown_1234568351.unknown_1234568352.unknown_1234568350.unknown_1234568347.unknown_1234568348.unknown_1234568346.unknown_1234568341.unknown_1234568343.unknown_1234568344.unknown_1234568342.unknown_1234568339.unknown_1234568340.unknown_1234568338.unknown_1234568305.unknown_1234568321.unknown_1234568329.unknown_1234568333.unknown_1234568335.unknown_1234568336.unknown_1234568334.unknown_1234568331.unknown_1234568332.unknown_1234568330.unknown_1234568325.unknown_1234568327.unknown_1234568328.unknown_1234568326.unknown_1234568323.unknown_1234568324.unknown_1234568322.unknown_1234568313.unknown_1234568317.unknown_1234568319.unknown_1234568320.unknown_1234568318.unknown_1234568315.unknown_1234568316.unknown_1234568314.unknown_1234568309.unknown_1234568311.unknown_1234568312.unknown_1234568310.unknown_1234568307.unknown_1234568308.unknown_1234568306.unknown_1234568289.unknown_1234568297.unknown_1234568301.unknown_1234568303.unknown_1234568304.unknown_1234568302.unknown_1234568299.unknown_1234568300.unknown_1234568298.unknown_1234568293.unknown_1234568295.unknown_1234568296.unknown_1234568294.unknown_1234568291.unknown_1234568292.unknown_1234568290.unknown_1234568281.unknown_1234568285.unknown_1234568287.unknown_1234568288.unknown_1234568286.unknown_1234568283.unknown_1234568284.unknown_1234568282.unknown_1234568277.unknown_1234568279.unknown_1234568280.unknown_1234568278.unknown_1234568275.unknown_1234568276.unknown_1234568274.unknown_1234568209.unknown_1234568241.unknown_12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