精餾塔設計說明書

廣州大學化學化工學院《化工原理》課程設計精餾塔設計設計項目：甲醇—水混合溶液精餾塔設計姓名：班級：11精工學號：1105200071指導教師：林璟設計日期：2014目錄前言………………………5課程設計任務書…………6第一章設計方案的確定…………………71.1概述…………………71.2基本原理………………71.3設計方案原則…………71.4設計步驟………………71.5設計方案的內(nèi)容………81.6操作壓力………………81.7加熱方式………………81.8進料狀態(tài)………………81.9回流比…………………81.10熱能利用……………8第二章精餾塔全塔物料衡算……………92.1精餾塔全塔物料衡算…………………92.2塔板數(shù)的確定…………10第三章精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算……163.1操作壓力的計算………163.2操作溫度的計算………163.3平均摩爾質(zhì)量計算……………………163.4平均密度計算…………173.5液體平均張力計算……………………193.6液體平均粘度計算……………………19第四章精餾塔的塔體工藝尺寸計算………204.1塔徑……………………204.2精餾塔有效高度計算…………………23第五章溢流裝置的計算……………………245.1溢流堰…………………245.2受液盤…………………255.3弓形降液管的寬度和橫截面積………265.4降液管底隙高度h0…………………275.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列…………28第六章塔板的流體力學計算……………326.1精餾段流體力學驗算…………………326.2提餾段流體力學驗算…………………34第七章塔板負荷性能圖…………………377.1精餾段塔板負荷性能圖………………377.2提餾段塔板負荷性能圖………………41第八章熱量衡算…………468.1加熱介質(zhì)的選擇………468.2冷卻劑的選擇………468.3熱量衡算……………46第九章精餾塔的結構設計………………519.1筒體與封頭……………519.2裙座……………………539.3人孔……………………559.4吊柱……………………559.5除沫器…………………569.6操作平臺與梯子………589.7塔板結構………………589.8接管……………………599.9法蘭的選擇……………609.10冷凝器……………609.11塔總體高度設計……………………61第十章設計結果的討論和說明……………73參考文獻……………………65結束語………………………65附錄…………66前言塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質(zhì)設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，其中F－1型浮閥結構較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應用，已列入部頒標準（JB－1118－81）。一般采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低。化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設備類型之一。本次設計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。本設計書對甲醇和甲醇的分離設備─浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設備計算,塔設備等的附圖等?；ぴ碚n程設計任務書班級11精工姓名學號設計題目：甲醇—水連續(xù)精餾塔的設計一、設計任務：試設計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離甲醇-水混合物。具體工藝參數(shù)如下：1、原料處理量：年處理80000+600×17噸甲醇-水混合物。2、原料液中含甲醇（30+0.6×17）%（質(zhì)量），其余為水。3、產(chǎn)品要求：餾出液中的甲醇含量為xD=97%（質(zhì)量）。釜液中的甲醇含量不高于xW=1%（質(zhì)量）。設備的年運行時間平均為300天。二、設計條件：1、加熱方式：直接蒸汽加熱，蒸汽壓力為3.0~5.0kg/cm22、操作壓力：常壓。3、進料狀況：泡點進料。4、冷卻水進口溫度：25℃，出口溫度自定。5、塔板形式：浮閥塔板。三、應完成的工作量：1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2、精餾塔的工藝設計，塔的結構尺寸設計。3、輔助裝置的設計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量。4、編寫設計說明書一份。5、繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。指導老師：林璟2014年1月6第一章設計方案的確定1.1概述精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相鄉(xiāng)液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質(zhì)的過程。精餾在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。1.2基本原理蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作，它通過加熱造成氣、液兩相物系，利用物系的各組分揮發(fā)度不同的特性以實現(xiàn)分離的目的。當混合物中各組分的揮發(fā)度相差不大，而又有較高的分離要求時，宜采用精餾。由于甲醇比水在同樣的條件下更容易揮發(fā)，所以本設計采用精餾，其中甲醇為易揮發(fā)組分，水為難揮發(fā)組分。1．3確定設計方案原則精餾塔是精餾裝置的主體核心設備，氣、液兩相在塔內(nèi)多級逆向接觸進行傳質(zhì)、傳熱、實現(xiàn)混合物的分離。為保證精餾過程能穩(wěn)定、高效地操作，適宜的塔型及合理的設計是十分關鍵的。為使精餾塔具有優(yōu)良的性能以滿足生產(chǎn)的需要，通常考慮以下幾個方面因素：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面可通過較大的汽、液相流量，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。效率高：汽、液兩相在塔內(nèi)流動時能保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或較大的傳質(zhì)速率。流動阻力?。阂后w通過塔設備的阻力小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作時易于達到所要求的真空度、有一定的操作彈性：當氣、液相流量有一定波動時，兩相均能維持正常的波動，且不會使效率產(chǎn)生較大的變化。結構簡單、造價低，安裝檢修方便能滿足物系某些工藝特性，如腐蝕性、熱敏性及起泡性等特殊要求。1.4設計步驟板式精餾塔的設計大體按以下步驟進行：(1)確定設計方案；(2)平衡級計算和理論塔板的確定；(3)塔板的選擇；(4)實際板數(shù)的確定；(5)塔體流體力學計算；(6)管路及附屬設備的計算與選型；(7)撰寫設計說明書和繪圖。1.5設計方案的內(nèi)容設計方案包括精餾流程、設備的結構類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、調(diào)節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。限于篇幅，僅對其中一些內(nèi)容作些闡述，其他內(nèi)容可見參考文獻。1.6操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，本設計選擇常壓操作。1.7加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設備費用和操作費用。但由于直接蒸汽加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求。間接加熱方式的優(yōu)點是可以提供足夠的熱量，而且不會稀釋釜內(nèi)溶液的濃度。本次設計采用直接加熱。1.8進料狀態(tài)進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。泡點進料時的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，設計和制造時比較方便。本次設計以泡點進料方式進料。1.9回流比先求出最小回流比Rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.1~2倍，即R＝（1.1~2）Rmin。適宜回流比應通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。本設計中，選1.1~2倍的回流比，分別計算出操作費用和設備費用，選和最小時的回流比。1.10熱能利用精餾過程的熱效率很低，進入塔的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。第二章精餾塔全塔物料衡算2.1精餾塔全塔物料衡算2.1.甲醇的摩爾質(zhì)量……….水的摩爾質(zhì)量………2.1.22.1.3原料處理量………….總物料衡算………….{{解得：D=163.44kmol/h，W=410.04kmol/h式中F------原料液流量D------塔頂產(chǎn)品量W------塔底產(chǎn)品量表2-1物料衡算表進出項目數(shù)量（kmol/h）項目數(shù)量(kmol/h)進料F573.48產(chǎn)品D163.44塔底出量W410.04合計573.48573.482.2塔板數(shù)的確定2.2.1.理論塔板數(shù)NT所謂理論板就是離開某塊塔板的氣液兩相互成平衡,且塔板上的液相組成也是均勻的。本設計中，甲醇—水溶液的物系屬理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊查得甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，并根據(jù)其平衡數(shù)據(jù)用CAD畫出平衡曲線繪出x-y圖，如圖2-1圖2-1.1實際回流比的確定1.最小回流比采用作圖法求最小回流比。因為是飽和液體進料，故q=1。q線與平衡線的交點坐標為，故最小回流比為：則最少理論塔板數(shù),即全回流時所需的理論塔板數(shù),由上圖可知,(不包括再沸器)2.實際回流比在實際操作中，常取最小回流比的（1.1～2.0）倍作為實際回流比。通常情況下實際回流比取最小回流比的某個倍數(shù)。究竟取多大為宜，主要根據(jù)經(jīng)濟核算來決定。精餾塔的經(jīng)濟指標主要有兩項：一是設備費；二是操作費。二者費用之和稱總費用。設備費主要取決于設備的大小，如塔高和塔徑等。操作費主要取決于加熱蒸汽和冷卻水的耗用量，而這些又取決于上升蒸氣的量。上升蒸氣量V=L+D=（R+1）D。由此可見，操作費與（R+1）成正比，由此可見，操作費隨回流比的加大而上升?；亓鞅葘υO備費（包括材料、加工、儀表、安裝等費用）的影響比較復雜。當回流比接近最小回流比Rmin時，隨著R的增大，因所需的塔板數(shù)急劇下降，設備費急劇下降，當R增大到一定值后，再增大R值，則塔板數(shù)下降不多，但加熱和冷凝設備卻要增大，設備費反而上升。所以設備費和回流比之間有一設備費最低的最適宜回流比R適宜。所以在本次設計中，回流比的確定是一個非常重要的環(huán)節(jié)，故采取下述方法來確定回流比。令R/=β，其中β稱為回流剩余系數(shù)。給定不同的回流剩余系數(shù)，從而求出相應的回流比。然后求出（R-）與（R+1）的比值，即得到吉利蘭關聯(lián)圖的橫坐標X，然后用圖解法算出最小理論板數(shù)為6塊，因為是直接蒸汽加熱，所有省掉了再沸器。此時即可用吉利蘭圖李德將原始數(shù)據(jù)回歸后得到的方程[化工原理P34]求出理論板數(shù)N，并計算N（R+1）。在本設計系統(tǒng)中，設R=β,取β=（1.1～2.0）,對設備費用和操作費用進行計算結果如表1-4、表2-2實際回流比-費用數(shù)據(jù)R/Rmin1.11.21.31.41.51.61．71.81.92.0R0.90990.99261.07541.15811.24081.32351.40621.48901.57171.6544N17.0515.0212.0013.0912.5512.0411.5611.3310.9010.70N(R+1)32.5629.9329.0528.2528.1227.1227.8228.2028.0828.40由表1可知，當R/=1.7時，設備費用和操作費用的和最小，故本課程設計中取R/=1.7。.2精餾塔的氣、液相負荷由于進料方式為泡點進料，故：（1）精餾段操作線方程為（2）提餾段操作線方程為(用CAD作圖，查詢點坐標求出方程圖2-2圖解法求理論板層數(shù)圖2-3圖解法求理論板層數(shù)（提餾段放大圖）如圖2-2、2-3所示。求解結果為：總理論板層數(shù)NT=10精餾段理論板層數(shù)NT精=5提餾段理論板層數(shù)NT提=5（包括進料板）進料板位置NF=6.實際塔板數(shù)的求?。?操作溫度的計算塔底組成塔頂組成圖2-4根據(jù)附錄2甲醇—水汽液平衡數(shù)據(jù)用CAD做出上圖，得知：塔底溫度℃；塔頂溫度℃平均溫度℃.2粘度的計算在tm=82.017℃時，查附錄6得，，則.3相對揮發(fā)度計算由Antoine方程（）求算甲醇、水的飽和蒸汽壓其中，甲醇、水的Antoine常數(shù)見表3-2表2.3甲醇、水的Antoine常數(shù)組分ABC適用溫度/K甲醇7.094981521.23-39.18338~487水7.0740561657.459-46.13280~441結果匯總于表2－4揮發(fā)度相關數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)中。表2-4揮發(fā)度相關數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)記錄項目塔頂塔底輕組分的摩爾分數(shù)0.94790.0056物系溫度t/℃65.042098.9920甲醇的飽和蒸汽壓P0A101.7419334．3490水的飽和蒸汽壓P0B24.894397.2076平均相對揮發(fā)度4.08703.4395塔頂相對揮發(fā)度塔底相對揮發(fā)度所以，全塔平均相對揮發(fā)度為故根據(jù)知O’connell公式{2}得全塔效率:注：由于O’connell公式適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當提高。因此本設計總效率設為ET=47%.4實際塔板數(shù)NP的確定精餾段實際板層數(shù)N精=5/0.47=10.64≈11，提餾段實際板層數(shù)N提=5/0.47=10.64≈11總實際板數(shù)NP=N精+N提=11+9=22實際進料板為第12塊板。第三章精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算3.1操作壓力的計算塔頂操作壓力(常壓)每層塔板壓降進料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力3.2操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，根據(jù)甲醇-水溫度—組成（t-x-y）查得下列溫度①進料板溫度：=78.9472℃②塔頂溫度：=65.0420℃③塔釜溫度：=98.9920℃④精餾段平均溫度：⑤提餾段平均溫度：⑥全塔平均溫度：℃3.3平均摩爾質(zhì)量計算用CAD查詢點坐標功能查出：①塔頂?shù)囊合嘟M成塔頂?shù)臍庀嘟M成則②進料板液相組成進料板氣相組成則③塔底液相組成塔底氣相組成④精餾段的平均摩爾質(zhì)量⑥提餾段的平均摩爾質(zhì)量3．4平均密度ρm精餾段平均密度3.4.1.1.氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即.2.液相平均密度查附錄4，回歸為公式求得各溫度下水和甲醇的密度液相平均密度依下式計算，即塔頂液相平均密度。由℃按上式計算，進料板平均密度。由℃，求得，進料板液相質(zhì)量分數(shù)精餾段平均密度提餾段的平均密度.1.氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算，即.2.液相平均密度進料板平均密度進料板平均密度由℃，求得，進料板液相質(zhì)量分數(shù)。塔底液相平均密度。由℃，求得，。提餾段平均密度3.5液體平均表面張力查附錄5，液體表面的張力液相平均表面張力計算公式塔頂液相平均表面張力由℃，查得，進料板液相平均表面張力℃，查得，塔底液相平均表面張力℃，查得，3.5.4精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：3.6液體平均黏度計算查附錄6，液相平均黏度依下式計算，即：①塔頂液相平均黏度的計算：由，查得：塔頂②塔底液相平均黏度的計算：由，查得：塔底③進料板液相平均黏度的計算：由，查得：④精餾段液相平均黏度為：⑤提餾段液相平均黏度為：第四章精餾塔的塔體工藝尺寸計算4.1塔徑計算可依據(jù)流量公式：式中——塔徑，m——氣體體積流量，m3/s——空塔氣速，m/s。表觀空塔氣相速度（按全塔截面計）按下式進行計算：安全系數(shù)＝（0.6～0.8）。安全系數(shù)的選取與分離物系的發(fā)泡程度密切相關。對于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對于直徑較小及減壓操作的以及嚴重起泡的物系，應取較低的安全系數(shù)。本設計中取安全系數(shù)為0.7。其中，其中（為液相密度，為氣相密度，kg/m3C為負荷因子，為極限空塔氣速，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)反映了液滴沉降空間高度對負荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度）圖-Smith關聯(lián)圖設計中，板上液層高度由設計者選定，對常壓塔一般取為0.05～0.08m，對減壓塔一般取為0.025～0.03m。本設計取0.05m。本設計根據(jù)標準，HT取0.45m，取0.05m。表1-6板間距的確定[8]塔徑D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4〉2.4板間距，mm200～300300～350350～450450～600500～800800精餾段精餾段的氣、液相體積流率為：==0.45-0.05=0.4m查圖得：=0.083對作修正：則取安全系數(shù)為0.7，則空氣空速為：為了與提餾段塔徑相同，經(jīng)過圓整，=1600mm由附錄8可知，當塔徑為1.6m時板間距可取0.45m,符合假設。塔截面積實際的空塔氣速提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：==0.45-0.05=0.4m查圖得：=0.086對作修正：則取安全系數(shù)為0.7，則空氣空速為經(jīng)過圓整，=1600mm由表1-6可知，當塔徑為1.6m時，板間距可取0.45m,符合假設。塔截面積實際的空塔氣速4.2精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開1個人孔，在精餾段開1個人孔，在提餾段開1個人孔，其高度均為0.8m。故精餾塔有效高度為第五章溢流裝置的計算溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤等幾個部分，它們都是液體的通道，其結構和尺寸對塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設計就顯得極為重要。5.1溢流堰溢流堰（外堰）又稱出口堰，它設置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動，降液管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度稱為堰高，以表示。弓形降液管的弦長稱為堰長，以表示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進入口處設置內(nèi)堰，當降液管為圓形時，應有內(nèi)堰，當采用弓形降液管時可不必設置內(nèi)堰。堰長根據(jù)液體負荷和溢流型式而定。對單溢流，一般取為（0.6～0.8）D,其中D為塔徑。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即：=+式中——板上液層高度，m——堰高，m——堰上液層高度，m。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰的高度直接影響塔板上的液層厚度。過小，液層過低使相際傳質(zhì)面積過小不利于傳質(zhì)；但過大，液層過高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率，且塔板阻力也增大。根據(jù)經(jīng)驗，對常壓和加壓塔，一般采取=50～80mm。對減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。堰長的大小對溢流堰上方的液頭高度有影響，從而對塔板上液層高度也有明顯影響。對于塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結構，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時比較適宜用平直堰結構。因此，在本設計中選擇了平直堰結構。其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯（Francis）式計算：（m）（1.8）式中，為液體流量，m3/h；為堰長，m；E為液流收縮系數(shù)。E體現(xiàn)塔壁對液流收縮的影響，若不是過大，一般可近似取E=1，所引起的誤差不大。取堰長=0.65D=0.651.6=1.04m①對于精餾段，近似取E=1，取板上清液層高度②對于提餾段，近似取E=1，取板上清液層高度5.2受液盤塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤。它有平形和凹形兩種形式，前者結構簡單，最為常用。為使液體更均勻地橫過塔板流動，也可考慮在其外側(cè)加設進口堰。凹形受液盤易形成良好的液封，也可改變液體流向，起到緩沖和均勻分布液體的作用，但結構稍復雜，多用于直徑較大的塔，特別是液體流率較小的場合，它不適用于易聚合或含有固體雜質(zhì)的物系，容易造成死角而堵塞。對于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤，其深度一般在50mm以上。本課程設計中，選取凹形受液盤。5.3弓形降液管的寬度和橫截面積弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰長與塔徑之比查圖來求算。實際上，在塔徑D和板間距一定的條件下，確定了溢流堰長，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面積應保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離。為此液體在降液管內(nèi)的停留時間不應小于3～5s，對于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統(tǒng)，停留時間應更長些。因此，在求得降液管截面積之后，應按下式驗算降液管內(nèi)液體的停留時間，即：根據(jù)單溢流型的塔板結構參數(shù)系列化標準當時,查得：,則降液管寬度，降液管的橫截面積；驗算降液管內(nèi)液體停留時間：①精餾段：②提餾段：停留時間>5，故降液管可用。5.4降液管底隙高度h0降液管下端與受液盤之間的距離稱為底隙，以表示。降液管中的液體是經(jīng)底隙和堰長構成的長方形截面流至下塊塔板的，為減小液體阻力和考慮到固體雜質(zhì)可能在底隙處沉積，所以不可過小。但若過大，氣體又可能通過底隙竄入降液管，故一般底隙應小于溢流堰高，以保證形成一定的液封，一般不應低于6mm，即。按下式計算：（1.9）式中，——液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于20～25mm。為簡便起見，有時運用式子=-0.006來確定①對于精餾段，取，降液管底隙高度，因為，且，所以滿足要求。②對于提餾段，取，降液管底隙高度，因為，且，所以滿足要求。故降液管底隙高度設計合理。5.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.精餾段.1閥孔數(shù)工業(yè)實驗結果表明：閥孔臨界動能因數(shù)一般為。取，閥孔氣速為：精餾段根據(jù)式（為閥孔直徑，F(xiàn)1型浮閥的閥孔直徑，求每層塔板上的浮閥數(shù)，即5．塔板布置由上知選取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度計算鼓泡區(qū)有效面積，即浮閥閥孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。則可按下式估算間距t′。考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用97mm，而應小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖（見圖5-3），分成4塊，共安排浮閥個數(shù)。因此，實際中閥孔氣體速度為由于閥孔實際排列的個數(shù)不等于理論計算個數(shù)，因此須重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因素變化不大，仍在9—12范圍內(nèi)。因此閥孔數(shù)適宜。塔板開孔率=通常，常壓操作的塔開孔率在10%-14%之間，因此該設計符合要求。提餾段塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.1.閥孔數(shù)工業(yè)實驗結果表明：閥孔臨界動能因數(shù)一般為。取，閥孔氣速為：提餾段根據(jù)式（為閥孔直徑，F(xiàn)1型浮閥的閥孔直徑，求每層塔板上的浮閥數(shù)，即.2.塔板布置由上知選取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度計算鼓泡區(qū)有效面積與精餾段相同，即浮閥閥孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。則可按下式估算間距t′?？紤]到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用111mm，而應小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖（見圖5-4），分成5塊，共安排浮閥個數(shù)。因此，實際中閥孔氣體速度為由于閥孔實際排列的個數(shù)不等于理論計算個數(shù)，因此須重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因素變化不大，仍在9—12范圍內(nèi)。因此閥孔數(shù)適宜。塔板開孔率=通常，常壓操作的塔開孔率在10%-14%之間，因此該設計符合要求。第六章塔板流體力學驗算6.1精餾段流體力學驗算氣相通過浮閥塔的壓降氣體通過塔壓降可根據(jù)下式計算：1、干板阻力計算：因為，故按下式計算，即2、濕板阻力計算：液柱液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降相當?shù)囊褐叨葹椋阂虼?，單板壓降為：故滿足要求。淹塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度層?？捎孟率接嬎?，即1、與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨取?、液體通過降液管的壓頭損失因不設進口堰，故可按下式計算，即3、板上液層高度取，則取，前已選定及求得，因此計算結果表明：設計的塔板結構在給定的操作條件下，降液管不會發(fā)生液泛，即符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶校核1、計算泛點百分率校核霧沫夾帶按下式計算泛點率或板上液流徑長度板上流液面積苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表6-1，查取物性系數(shù)K0=1，又由圖6-1查得泛點負荷系數(shù)0.121。將以上數(shù)值代入上式得：計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。表6-1物性系數(shù)表系統(tǒng)物性系數(shù)K0系統(tǒng)物性系數(shù)K0無泡沫，正常系統(tǒng)1.0多泡沫系統(tǒng)0.73氟化物0.9嚴重發(fā)泡系統(tǒng)0.60中等發(fā)泡系統(tǒng)0.85形成溫度泡沫的系統(tǒng)0.30圖6-1泛點負荷系數(shù)圖6.2提餾段流體力學驗算氣相通過浮閥塔的壓降氣體通過塔壓降可根據(jù)下式計算：1、干板阻力計算：因為，故按下式計算，即2、濕板阻力計算：液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強降所相當?shù)囊褐叨葹椋阂虼耍瑔伟鍓航禐椋汗蕽M足要求。淹塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度層。可用下式計算，即1、與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨取?、液體通過降液管的壓頭損失因不設進口堰，故可按下式計算，即3、板上液層高度取，則取，前已選定及求得因此計算結果表明：設計的塔板結構在給定的操作條件下，降液管不會發(fā)生液泛，即符合防止淹塔的要求。霧沫夾帶校核1、計算泛點百分率校核霧沫夾帶按下式計算泛點率或板上液流徑長度板上流液面積苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表6-1，查取物性系數(shù)K0=1，又由（圖6-1）查得泛點負荷系數(shù)0.138。將以上數(shù)值代入上式得：計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。第七章塔板負荷性能圖7.1精餾段塔板負荷性能圖霧沫夾帶線對于一定物系及一定的塔板結構，式中均為已知值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各數(shù)據(jù)代入上式，便得出，可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下：整理得：或由上式可知：霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任選兩個值，代入上式算出相應的值，并列于下表表7-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.000.0154.5673.905液泛線由確定液泛線。忽略式中的項，代入數(shù)據(jù)得：因物系一定，塔板尺寸一定，則等均為定值，而又有如下關系，即式中閥孔數(shù)亦為定值，因此可將上式簡化成VS與LS的關系：在操作范圍內(nèi)任選若干個值，代入上式算出相應的值，并列于下表表7-2液泛線數(shù)據(jù)0.0010.0020.0030.0155.3195.2635.1573.204液相負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3~5s，依下式得：液體在降液管內(nèi)停留時間求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則漏液線此線表示不發(fā)生嚴重漏夜現(xiàn)象地最底氣相荷，對于F1型重閥，因動能因數(shù)時，會發(fā)生嚴重漏夜，故取計算相應的氣相流量由下式可以求得：液相負荷下限線對于平直堰，其堰上液層高度必須要大于0.006m。取，就可作出液相負荷下限線。求出的下限值（常數(shù)），依次作出液相負荷下限線，該線與氣體流量無關的豎直線。取E=1.00，則根據(jù)以上計算的數(shù)據(jù)，可分別作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五條線（見圖9）由塔板負荷性能圖可以看出：①任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。②塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液氣比，由圖7-1查出塔板的氣相負荷上限，，氣相負荷下限，所以操作彈性=圖7-1精餾段操作彈性圖圖7-2精餾段操作彈性圖(放大圖)7.2提餾段塔板負荷性能圖霧沫夾帶線對于一定物系及一定的塔板結構，式中均為已知值，相應于的泛點率上限值亦可確定，將各數(shù)據(jù)代入上式，便得出，可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率=80%計算如下：整理得：或由上式可知：霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任選兩個值，代入上式算出相應的值，并列于表7-3表7-3霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.000.0154.5353.747液泛線由確定液泛線。忽略式中的項，代入數(shù)據(jù)得：因物系一定，塔板尺寸一定，則等均為定值，而又有如下關系，即式中閥孔數(shù)亦為定值，因此可將上式化為：在操作范圍內(nèi)任選若干個值，代入上式算出相應的值，并列于表7-4。表7-4液泛線數(shù)據(jù)0.000.0010.0030.0156.756.516.303.78液相負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3~5s，依下式得：液體在降液管內(nèi)停留時間求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則漏液線此線表示不發(fā)生嚴重漏夜現(xiàn)象地最底氣相荷，對于F1型重閥，因動能因數(shù)時，會發(fā)生嚴重漏夜，故取計算相應的氣相流量由下式可以求得：液相負荷下限線對于平直堰，其堰上液層高度必須要大于0.006m。取，就可作出液相負荷下限線。求出的下限值（常數(shù)），依次作出液相負荷下限線，該線與氣體流量無關的豎直線。取E=1.021，則根據(jù)以上計算的數(shù)據(jù)，可分別作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五條線（見圖10）由塔板負荷性能圖可以看出：①任務規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。②塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液氣比，由圖7-2查出塔板的氣相負荷上限，，氣相負荷下限，所以操作彈性=圖7-2提餾段操作彈性圖精餾段浮閥塔板工藝設計計算結果匯總表項目數(shù)值及說明備注塔徑D/m1.60板間距HT/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.4784堰長lW/m1.04堰高hW/m0.0593板上液層高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.025浮泛數(shù)N/個217等腰三角形交叉閥孔氣速u011.47閥孔動能因數(shù)F011.91臨界閥孔氣速uoc/10.07孔心距t/m0.075指同一橫排孔心距排間距t′/m0.065指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降△pP/Pa699.72液體在降液管內(nèi)停留時間θ/s31.16降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.15884泛點率%57.11氣相負荷上限(Vs)max/(m3/s)3.992霧沫夾帶控制氣相負荷下限(Vs)min/(m3/s)1.247漏液控制操作彈性3.20提餾段浮閥塔板工藝設計計算結果匯總表項目數(shù)值及說明備注塔徑D/m1.60板間距HT/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.4406堰長lW/m1.04堰高hW/m0.0512板上液層高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.023浮泛數(shù)N/個217等腰三角形交叉閥孔氣速u011.17閥孔動能因數(shù)F010.35臨界閥孔氣速uoc/11.415孔心距t/m0.075指同一橫排孔心距排間距t′/m0.065指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降△pP/Pa695.85液體在降液管內(nèi)停留時間θ/s13.37降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.15394泛點率%56.06氣相負荷上限(Vs)max/(m3/s)3.851霧沫夾帶控制氣相負荷下限(Vs)min/(m3/s)1.398漏液控制操作彈性2.75第八章熱量衡算8.1加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸氣壓力準確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達100~1000℃，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度難以控制。本設計選用直接蒸氣加熱。8.2冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應因地制宜的加以選用。本設計選用25℃的冷卻水，選升溫10℃。即冷卻水的出口溫度為35℃。8.3熱量衡算冷凝器的熱負荷式中-------塔頂上升蒸氣的焓；-------塔頂餾出液的焓又式中---------甲醇的蒸發(fā)潛熱----------------水的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱的計算蒸發(fā)潛熱與溫度的關系式中-------對比溫度表8-1沸點下蒸發(fā)潛熱列表沸點/℃蒸發(fā)潛熱/甲醇64.71105513.15水1002257648.1565.04℃時，甲醇：蒸發(fā)潛熱同理，水：蒸發(fā)潛熱所以8.8.3.式中，-------冷卻水的消耗量------冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，-------冷卻介質(zhì)在冷凝進出口處的溫度所以℃此溫度下的冷卻水的比熱容℃）加熱器熱負荷及全塔熱量衡算查手冊得出表8-2各溫度甲醇和水的比熱容塔頂塔釜進料精餾段提餾段甲醇3.0263.4833.1273.0773.305水4.2614.2884.2734.2674.281精餾段：甲醇水提餾段：塔頂餾出液的比熱容·℃塔釜餾出液的比熱容·℃前面已算過，D=420.27W=7413.53對全塔進行物料衡算----進料帶入系統(tǒng)的熱量：----加熱器理想熱負荷；----塔頂餾出液帶出系統(tǒng)的熱量；----塔釜餾出液帶出系統(tǒng)的熱量；----加熱器實際熱負荷=-221305.61+634529.71+14379919.45=1.5×107熱損失按10％計算，則查得=加熱蒸汽消耗量熱量衡算結果符號數(shù)值338351.0514379919.450-221305.61634527.717379.73數(shù)據(jù)總表項目指標塔徑，mm1800設計壓力atm常壓塔板型式F1浮閥板摩爾組成塔頂0.9479理論板數(shù)10塊進料0.2744實際板數(shù)22塊塔底0.0056進料位置第12塊板間距4平均分子量塔頂（）31.48密度精餾段1.079塔底（）18.31812.75進料（）24.42提餾段0.859951.02精餾段（）27.95加熱蒸汽用量（kg/h）7383.80提餾段（）21.36冷卻水用量（kg/h）338351.05全塔24．90精餾段停留時間(s)31.16提餾段停留時間（s）13.37回流比Rmin0.8272溢流堰長1040R1.4062溢流堰高精餾段59.3提餾段51.2溫度（℃）精餾段72.00降液管底隙高度精餾段25.0提餾段88.9778.95提餾段23.065.04降液管液面高度精餾段158.8498.99提餾段153.94全塔流量（kom/h）加料量（F）573.48板上液層高度700塔頂產(chǎn)量（D）163.44浮閥數(shù)n精餾段217釜底液量（W）410.04提餾段217精餾段下流量（L）229.83開孔率（％）精餾段12.9提餾段12.9上升氣量(V)393.27空塔氣速（m/s）精餾段1.4784提餾段1.4406提餾段下流量803.31霧沫夾帶精餾段57.11％提餾段56.06％上升氣量（V＇）393.27閥孔孔徑0.039閥孔總面積精餾段0.26閥孔氣速精餾段11.47提餾段11.17塔截面高度2.0096提餾段0.26全塔效率47%第九章精餾塔的結構設計9.1筒體與封頭9.1.1精餾塔可視為內(nèi)壓容器。其各種設計參數(shù)如下：a.設計壓力該精餾塔在常壓下操作，設計壓力取為0.5MPab.設計溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過150℃,因此設計溫度定為150℃。c.許用應力該精餾塔筒體采用鋼板卷焊而成，材料選擇Q235-A，根據(jù)GB-3274，查得：d.焊縫系數(shù)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表9-1筒體的設計參數(shù)設計壓力/MPa設計溫度/℃許用應力/MPa焊縫系數(shù)0.51501130.85壁厚的確定：計算厚度取6mm由計算厚度查得，鋼板負偏差=0.8mm該系統(tǒng)中甲醇和水對筒體腐蝕較小，腐蝕裕量取2mm則筒體的設計厚度。則筒體的名義厚度取圓整值Δ=0.2,則筒體厚度,因為厚度δ系列4~50之間為2進位,所以選10mm則筒體的有效厚度=因為厚度δ系列4~50之間為2進位,所以選8mm9.1.2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。如圖則=0.85計算厚度取6mm由計算厚度查得，鋼板負偏差=0.8mm該系統(tǒng)中甲醇和水對筒體腐蝕較小，腐蝕裕量取2mm則封頭的設計厚度。則封頭的名義厚度取圓整值Δ=0.2,則封頭厚度,因為厚度δ系列4~50之間為2進位,所以選10mm,則封頭的有效厚度=因為厚度δ系列4~50之間為2進位,所以選8mm,與筒體厚度相同.以內(nèi)徑為公稱直徑，，選用封頭為查得封頭曲面高度=400mm，直邊高度=40mm。9.2裙座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。裙座較其他的支座的結構性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支撐形式。為了制作方便，一般采用圓筒形。由于塔徑較大，所以座圈與塔體間采取對接焊縫。由于裙座對整個塔器而言是個至關重要的元件，支撐整個塔器，如它破壞將直接影響塔器的正常使用，并且裙座所耗費材料對整個塔而言不多，所以裙座材料選為Q235-A。裙座結構主要有座圈，基礎環(huán)，螺栓座及人孔。座圈是裙式支座的基本構件，通常為一用鋼板卷制的圓筒，其上端與塔的底封頭相焊，下端焊在基礎環(huán)上。座圈承受著塔的各種外載荷，并把它全部傳給基礎環(huán)。基礎環(huán)的作用是承受塔的全部載荷。螺栓座的作用是用來安裝地腳螺栓。為了便于檢修和安裝，在裙座上應開設2個不帶蓋板的長圓形人孔。人孔的高度取為800mm，直徑為450mm。尺寸確定：裙座名義厚度：裙座筒體的內(nèi)徑：裙座筒體的外徑：基礎環(huán)內(nèi)徑：基礎環(huán)外徑：塔高，基礎環(huán)厚度(Z—地腳螺栓個數(shù)，—地腳螺栓直徑),地角螺栓的取用規(guī)格為36×3.5?？紤]到再沸器，裙座高度取3m.9.3人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔體的唯一通道，人孔的設置應便于工作人員進入任何一層塔板。另外，為了檢查塔設備的內(nèi)部空間以及安裝和拆卸設備的內(nèi)部構件，壓力容器也需開設人孔。但由于設置人孔處的的塔板間距要增大，且人孔設置過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，所以一般板式塔每隔10～20層塔板或5～10m塔段，才設置一個人孔。人孔一般設置在氣液進出口等需經(jīng)常維修清理的部位，另外在塔頂和塔釜，也各設置一個人孔。在本設計中，共有22塊塔板，所以共設置4個人孔，塔頂和塔釜各設置一個人孔，在進料處,提餾段各設置一個人孔。在設置人孔處，塔板間距應根據(jù)人孔的直徑確定，一般不小于人孔公稱直徑，塔盤支承梁高度及50mm之和，且不小于600mm。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。塔體上宜于采用垂直吊蓋人孔，在設置操作平臺的地方，人孔中心高度一般比操作平臺高0.7～1m，最大不宜超過1.2m，最小為600mm。當操作溫度低于350℃時，應采用平焊法蘭，人孔法蘭的密封面形式及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同。人孔采用HG21519-95標準，采用垂直吊蓋平焊法蘭式人孔。該標準的壓力范圍是0.6～6.4MPa,公稱直徑為450～600mm。所以，在本設計中，人孔的公稱直徑選為500mm，其伸出塔體的筒體長為200mm，人孔中心距操作平臺1000mm，人孔厚度。在設置人孔處，板間距為800mm，塔內(nèi)的人孔手柄以mm的圓鋼制造，螺栓螺母數(shù)量為16個，螺栓直徑×長度為20×95，螺柱數(shù)量為16個，螺柱直徑×長度為20×120，總質(zhì)量為114kg。另外，在裙座上開兩個檢查孔，短節(jié)材料為Q235-A。9.4吊柱為方便室外較高的整體塔裝填，補充和更換填料，安裝和拆卸塔內(nèi)件，塔頂需設置吊柱。本設計中塔高度大，因此設吊柱。吊柱設置方位應使吊柱中心線與人孔中心線間有合適的夾角，使人能站在平臺上操縱手柄，讓經(jīng)過吊鉤的垂直線可以轉(zhuǎn)到人孔附近，以便從人孔裝入或取出塔的內(nèi)件。吊柱的安裝高度是由人孔的高度，平臺高度和所吊裝的塔內(nèi)件尺寸決定的。選用吊柱時，依據(jù)的基本參數(shù)是臂長S（mm）和設計載荷G（kg）。臂長S（mm）可由塔的直徑及吊柱在塔壁上的安裝位置確定，其方位首先取決于人孔的方位。在本課程設計中，取懸臂長度S為塔的中心線與人孔伸出塔體的筒體長度之和，即S=600+200=800mm，設計載荷G（kg）應取起吊重量的2.2倍左右，吊柱的立柱用無縫鋼管，其他零件采用Q235-A。，吊柱與塔體連接的襯板選用與塔體相同的材料，即選用Q235-A。在本設計中，塔徑D=1600mm，選用吊柱起吊重量G=500kg的吊柱，500是指吊柱起吊時的質(zhì)量，查得臂長S=900mm，高度L=3150mm，上下支座高度差H=900mm，108×8，懸臂曲率半徑R=750mm，墊板距離e=250mm，吊鉤與封板距離L，質(zhì)量為222kg。標準圖號為HG/T21639—1980-14。吊柱的結構型式1.下支座；2.防雨罩；3.擋銷；4.上支座；5.止動插銷；6.手把；7.吊桿；8.耳環(huán)；9.吊鉤；10.封板9.5除沫器當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣體夾帶霧滴的情況下，設置除沫器可以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器﹑絲網(wǎng)除沫器以及旋流板除沫器。本設計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大﹑重量輕﹑空隙率大及使用方便等優(yōu)點。尤其是它具有除沫率高，壓力降小的特點，從而成為一種廣泛使用的除沫裝置。網(wǎng)絲的選擇包括材料選擇和絲徑選擇。材料選擇應考慮到介質(zhì)的腐蝕和操作溫度。因絲網(wǎng)的絲徑很細，極易被腐蝕破壞。所以絲網(wǎng)大多采用耐腐蝕的金屬，合成纖維材料制造。絲網(wǎng)除沫器包括固定式絲網(wǎng)除沫器和抽屜式絲網(wǎng)除沫器。其中固定式絲網(wǎng)除沫器分上裝式絲網(wǎng)除沫器和下裝式絲網(wǎng)除沫器，抽屜式絲網(wǎng)除沫器是由網(wǎng)塊，導軌，封板，法蘭，法蘭蓋等組成，可以拆卸。①對于精餾段絲網(wǎng)除沫器的液泛氣速為氣液過濾網(wǎng)常數(shù)，=0.116則操作氣速本設計取故有效直徑②對于提餾段絲網(wǎng)除沫器的液泛氣速為氣液過濾網(wǎng)常數(shù)，=0.116則操作氣速本設計取故有效直徑綜合精餾段和提餾段，圓整得：=1300mm根據(jù)`國家現(xiàn)行標準,選用除沫器型號為HG/T21618-1998,本除沫器適用于DN300mm~DN5200mm,本設計中DN為1300mm.9.6操作平臺與梯子9.6.1操作平臺應設置在人孔、塔頂?shù)踔刃枰?jīng)常檢修和操作的地方。操作平臺應布置得在檢修時不再需要另外設置腳手架和纜索。平臺下的地面往往是通道，所以底層平臺凈空高度不應小于2m。各層平臺之間的最小間距也不得小于2m，若無特殊要求，層間距也不宜大于8m。操作平臺的寬度應根據(jù)檢修需要而定，一般為0.8～1.2m，最小不得小于0.6m，當平臺設在人孔附近時，凈寬不小于0.9m；用作修理塔盤用的平臺，寬度最好不小于1.1m。平臺全部為鋼結構，材料用Q235-AF。9.6.2不經(jīng)常操作的平臺，可采用直梯。若采用斜梯，則角度應小于60℃。直梯高度一般不應超過5m，當超過5m時，應設中間休息平臺，當直梯標高超過4m時，應設安全籠，從地面（平臺面）至安全籠第一護圈的距離為2.0～2.4m。梯子至塔體、保溫層外表面的距離至少為200mm。當塔體上有加強圈時，則距離還須適當放大。梯子所有構件均采用Q235-AF。本課程設計設置三個操作平臺，距離三個人孔中心1000mm各設置一個，寬度取0.9m，平臺全部為鋼結構，材料用Q235-AF；采用籠式扶梯，梯子所有構件均采用Q235-AF。9.7塔板結構塔板在結構方面要求有一定的剛度，塔板之間應有一定的密封性，以避免氣體，液體走短路，塔板適應方便安裝或拆卸等。本設計采用單流塔板。整塊式塔的塔體分成若干段塔節(jié)，塔節(jié)與塔節(jié)之間用法蘭連接。每個塔節(jié)中安裝若干塊疊置起來的塔板。塔板與塔板之間一段管子支承，并保持所需要的板間距。1.結構型號塔板結構由整塊式塔板，塔板圈和帶溢流堰的降液管組成。塔板圈的高度一般取70mm，但不得底于溢流堰的高度。塔板圈與塔體內(nèi)壁的間隙，一般為10-12mm。填料支承圈用8-10mm圓鋼做成，其焊接位置隨填料層數(shù)而異，一般可取30-40mm。2.降液裝置本設計采用弓形降液管和溢流堰的結構，在最下層塔板的降液管的末端設有液封槽。3.密封結構在整塊式塔板結構中，為了便于往塔節(jié)筒體內(nèi)安裝塔板，塔板于塔壁間需有一定的間隙，為了防止氣體由此處通過，必須將此間隙密封起來。選用壓圈的型號為6682mm。每個塔板上所需的螺柱數(shù)量于塔板數(shù)相同。螺柱布置應盡量均勻，并應避開降液管。4.定距管支承結構定距管支承結構是先將3-4個支座焊在塔壁上，用定距管和拉桿把塔板緊固在塔體上，定距管除了支承塔板外，并起保持塔板間距的作用。本設計采用焊接的支座。5.塔板吊耳為了便于在塔節(jié)內(nèi)裝拆塔板，常在塔板上焊上兩個吊耳。6.手孔當人不能進入筒體內(nèi)安裝和清晰洗，能安裝手孔。9.8接管管路均選擇熱軋無縫鋼管：參考GB8163-87塔頂蒸氣出料管操作壓力為常壓，蒸氣速度=12~20m/s,本次設計取=20m/s圓整為450mm，取熱軋無縫鋼管，規(guī)格φ450×102.回流管回流液在管道中的流速一般不能過高，對于重力回流，一般取速度為0.2~0.5m/s，本設計取0.5m/s.圓整取熱軋無縫鋼管，規(guī)格φ83×3.5mm3.進料管本次加料選用泵加料，所以輸送時可取1.5~2.5m/s，本設計取2.5m/s圓整取熱軋無縫鋼管，規(guī)格φ45×2.5mm4.釜液排出管塔釜流出液體的速度可取0.5~1m/s，本設計取1m/s圓整取熱軋無縫鋼管，規(guī)格φ57×3mm9.9法蘭的選擇由于常壓操作，所有的法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭進料管接管法蘭：Pg2.5DN45HGJ49-91回流管接管法蘭：Pg2.5DN50HGJ49-91塔頂蒸汽出料管接管法蘭：Pg2.5DN450HGJ49-91釜液排出管法蘭：Pg2.5DN57HGJ49-919.10冷凝器由前面所算出的熱量衡算可知：冷凝器的熱負荷：冷卻水消耗量為：設換熱器采用逆流的方式，且設冷凝器的出口溫度為65.04℃，冷水的進口溫度為25℃，出口溫度為35℃，由管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知所以對數(shù)平均溫度差換熱面積為：因水的對流傳熱系數(shù)一般較大，且易結垢，故選擇冷卻水走換熱器管程，甲醇走殼程。因此查管殼式換熱器系列標準得：應選用的固定管板式換熱器，即其公稱直徑為、公稱壓強為的一管程、換熱器面積為的固定板式換熱器；且列管尺寸為，采用正三角形排列，管心距為，中心排管數(shù)為27，管程流通面積為，列管長度為，管子總根數(shù)為554。9.11塔總體高度設計9.11.1板間距板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。塔間距與塔徑之間的關系，應通過流體力學驗算，權衡經(jīng)濟效益，反復調(diào)整。HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關系。板間距大，可允許氣流速度較高，塔徑可小些;反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有力，安裝檢修方便，但會增加塔的造價。因此HT應適當選擇。其選擇可參照表10-1塔間距與塔徑的關系。表7-2塔間距與塔徑的關系塔徑D/m0.3～0.50.5～1.60.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT/m200～300250～350300～450350～600400～600本設計取HT＝450mm9.11.2開人孔處板間距凡是人孔處板間距應等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~550mm。本設計取500mm。本設計?。?00mm。9.11.3進料段高度進料段空間高度HF取決于進料口的結構型式和物料狀況，一般HF比HT大，有時要大一倍，為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安裝沖突實施，如防沖板，入口堰，緩沖管等，HF應保證這些實施的安裝。本設計取HF＝1200mm。9.11.4塔頂空間高度塔頂空間高度HD指塔頂?shù)谝粚铀宓剿敺忸^的底邊處的距離，其作用是安裝塔板和開人孔的需要，也是氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還安裝破沫裝置。塔頂空間高度HD一般取1.0～1.5m，塔徑大時可適當增大。本設計取HD＝1.5m＝1500mm9.11.5塔底空間高度塔的底部空間高度是指塔底最底層塔板到塔底下封頭切線的距離。其影響因數(shù)有：（1）塔底儲液空間依儲液量停留3～8min而定，此處取釜液停留時間取5min。（2）再沸器的安裝方式及安裝高度；（3）塔底液面至最下層塔板之間要留有1～2m的間距，此處取1.5m。所以,本設計取HB為1500mm9.11塔總高度（不包括裙座），由下式計算得：式中HD——塔頂空間高度，mm;HT——塔板間距，mm;H'T——開有人孔的塔板間距，mm;HF——進料段空間高度，mm;HB——塔底空間高度，mm;N——實際塔板數(shù);S——人孔數(shù)目（不包括塔底和塔底人孔）。則塔體的實際高度為高度：圖紙上加上了筒體和裙座的厚度，其高度精確為塔體計算結果匯總與表10－1表9－3塔體計算結果塔徑mm塔頂空間高度mm塔板間距mm開有人孔的塔板間距mm進料段空間高度mm塔底空間高度mm塔高mm160015004508001200150017590第十章設計結果的討論和說明甲醇最早是用木材干餾得到的，因此又叫木醇，是一種易燃的液體，沸點65℃，能溶于水，毒性很強，誤飲能使人眼睛失明，甚至致死。由于甲醇和水不能形成恒沸點的混合物，因此可直接用常壓蒸餾法把大部分的水除去，再用金屬鎂處理，就得無水甲醇。甲醇在工業(yè)上主要用來制備甲醛，以及作為油漆的溶劑和甲基化劑等。本設計進行甲醇和水的分離，采用直徑為1.6m的精餾塔，選取效率較高、塔板結構簡單、加工方便的單溢流方式，并采用了弓形降液盤。任務為分離醇和水的混合物，對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)常壓精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至貯罐。該物系屬于易分離物系。求出最小回流比，再按操作費和設計費用選擇最合適的回流比，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔底采用直接蒸氣加熱，省掉了再沸器。在設計之前，由于只對板式塔做了簡單的了解，加上化工原理老師在平時上理論課時的講解，讓我覺得設計這個精餾塔不難。但是在查找數(shù)據(jù)和進行計算的過程中，還是遇到了好多問題，因為每本參考書的數(shù)據(jù)都有一些出入，選擇有點困難。有些數(shù)據(jù)在化工熱力學書上找到了，不過最終還是找齊了數(shù)據(jù)。對管道那些比較不了解的部件也有了深一層的認識。在考慮到能耗、污染、經(jīng)濟等方面的問題，加上本身工藝的要求和生產(chǎn)能力等，設計板式塔其實也還是比較簡單的！設計中遇到的小問題不斷，但是最大的問題就是忽略了本次設計任務的加熱方式是直接蒸汽加熱，圖解法求塔板數(shù)的時候與通常用的間接加熱方式有點不同，而且不用再沸器。發(fā)現(xiàn)這個問題的時候，已經(jīng)在設計塔的流體力學驗算了，前面有關塔板數(shù)的都要重新算，拖延了完成設計的時間。幸虧，每個問題都被及時解決，促使這次設計順利完成了。參考文獻［1］賈紹義，柴誠敬著.化工原理課程設計.天津：天津大學出版社，2002［2］譚天恩，竇梅等著.化工原理（上,下冊）（第三版）.北京：化學工業(yè)出版社，2006.7［3］國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院編.化工工藝設計手冊.北京：化學工業(yè)出版社，1986［4］吉林化學工業(yè)公司設計院編.物性數(shù)據(jù)計算.北京：化學工業(yè)出版社，1983.5［5］B.E.波林，J.M.普勞斯尼茨等著.氣液物性估算手冊.北京：化學工業(yè)出版社，2006.3［6］華南理工大學化工原理教研組編.化工過程及設備設計.廣東：華南理工大學社,1986.6［7］譚蔚，陳旭等著.化工設備設計基礎.天津：天津大學出版社，2007.3［8］馮新，宣愛國等著.化工熱力學.北京：化學工業(yè)出版社，2023.1[9