0004-Φ800甲醇精餾塔設計（CAD圖+論文+翻譯）,甲醇,精餾塔,設計,cad,論文,翻譯 機械工程學院畢業(yè)設計 畢業(yè)設計(論文) 題 目 Φ800甲醇精餾塔設計 學院名稱 機械工程學院  引 言 甲醇（Methanol，Methyl alcohol）又名木醇，木酒精，甲基氫氧化物，是一種最簡單的飽和醇。 甲醇在生活中越來越受到重視，它即可用做有機化工原料，又可用于有機合成、農藥、醫(yī)藥、涂料、染料和國防工業(yè)等領域。隨著社會經濟的快速增長，能源、環(huán)境問題日益突出，甲醇作為燃料應用的比例越來越大。近20年來，甲醇生產發(fā)展很快，技術不斷提高，生產規(guī)模逐年擴大，生產工藝逐步成熟，各項技術指標不斷完善，特別是近年來甲醇汽、柴油的開發(fā)和應用，使其作為代用燃料，從技術性、經濟性上具有了很強的競爭力。預計到2015年達到7200wt／a，供應能力大于市場需求，競爭將會加劇，一些不具競爭力的小裝置或原料價格較高地區(qū)的甲醇裝置將關閉。根據未來甲醇裝置建設趨勢，世界甲醇的生產中心正在向南美、沙特、伊朗和我國轉移；同時這些國家和地區(qū)甲醇產品的目標市場主要是針對亞太地區(qū)和我國。 合成甲醇可采用石腦油、減壓渣油、煤和天然氣為原料，在天然氣豐富的地區(qū)，前幾種原料的生產成本均無法與天然氣競爭。天然氣合成甲醇的各項經濟指標要優(yōu)于其他原料，適于加壓轉化，是合成甲醇最理想的原料。20世紀80年代以來，國外甲醇裝置向大型化方向發(fā)展。甲醇的經濟規(guī)模對投資與產品成本影響較大，一般來講裝置規(guī)模越大，產品成本越低。 近10多年來，世界合成甲醇技術有了很大的發(fā)展，其趨勢為原料路線多樣化、生產規(guī)模大型化、合成催化劑高效化、氣體凈化精細化、過程控制自動化以及聯(lián)合生產普遍化。從而使合成技術更加優(yōu)化。甲醇的總生產成本美國為145~146美 ，中東為69~71美 ，美國的甲醇生產成本高出中東一倍；中東地區(qū)甲醇產品10％的單位投資回報所占單位生產成本的比例也比美國高得多。因此，中東地區(qū)生產的甲醇具有很強的競爭力。建議用天然氣制甲醇的工藝路線采用ICI或Lur-gi生產技術。專家認為，天然氣價格在0．45～0．80元 。我國天然氣制甲醇項目才有經濟效益。 甲醇的生產工藝過程分為合成氣(氫和一氧化碳)的制造、甲醇的合成和精制3部分。 合成氣的制造根據原料的不同，有以下幾種方法： (1)天然氣蒸汽轉化法以天然氣為原料制合成氣生產甲醇，這是國內外發(fā)展的趨勢。此法優(yōu)點是：投資少，成本低，運輸方便，操作簡單。因此，充分利用天然氣合成甲醇，是國內外主要的發(fā)展方向。 (2)煤氣化法由煤制合成氣。 (3)重油部分氧化法油品(石腦油、重油、渣油等)部分氧化制合成氣的工藝，主要有德士古和殼牌兩個著名的方法。德士古系采用高壓氣化技術；殼牌系采用中壓氣化技術。 目前世界上合成甲醇的工業(yè)生產方法有美國卜內門(ICI)公司的低壓和中壓法，德國魯奇(Lur—gi)公司的低壓和中壓法，日本三菱瓦斯化學公司MGC低壓法，丹麥托普索公司節(jié)能型低壓法以及德國巴斯夫(BASF)公司的高壓法等。我國小規(guī)模裝置主要采用高壓法，引進裝置則采用低壓法。其中川維引進ICI法，齊魯引進魯奇法。與高壓法比較低壓法的優(yōu)點是：能量消耗少，操作費用低，產品純度高，設備費用低，故新建廠大多采用低壓法。國內低壓法已經投入生產，并對催化劑進行了研究，已取得了好的進展。 (1)德國巴斯夫公司的高壓法這是最先實現(xiàn)工業(yè)化的甲醇生產工藝，由于其操作條件苛刻，能耗大，成本高，所以已逐步被中、低壓法工藝所取代。 (2)ICI低壓法這是目前工業(yè)上廣泛采用的合成甲醇的方法。其工藝過程為：脫硫、轉化、壓縮、合成、精餾。特點：在采用不同原料時開車簡單，操作可靠，并且不同生產能力的工廠均能使用離心式壓縮機，產品純度高，能充分利用反應熱。 (3)魯奇渣油聯(lián)醇法，我國山東齊魯石化公司引進此方法。特點：熱利用率高，在能量利用方面經濟效果大。目前低壓法合成甲醇工藝中，魯奇法和ICI法在技術上比較成熟。 (4)中壓法(ICI)公司、丹麥托普索公司、日本三菱瓦斯化學公司都有成功的方法，中壓法與低壓法相比，工藝過程相同，但在投資和綜合指標上都要略高一點。 我國甲醇工業(yè)的發(fā)展情況我國甲醇工業(yè)始于20世紀50年代，主要是由原蘇聯(lián)援建的以煤為原料采用高壓法鋅鉻催化劑合成甲醇技術。1957年第一套鋅鉻催化劑高壓法甲醇合成裝置在吉林化學工業(yè)公司投產，設計能力為100t／d，然后在蘭州、太原、西安等地陸續(xù)建廠投產。60年代上海吳涇化工廠先后自建了以焦炭和石腦油為原料的甲醇裝置；同時南京化學工業(yè)公司研究院研制了聯(lián)醇用中壓銅基催化劑，推動了具有我國特色的合成氨聯(lián)產甲醇工業(yè)的發(fā)展。自2002年年初以來，我國甲醇市場受下游需求強力拉動，以及生產成本的提高，甲醇價格一直呈現(xiàn)一種穩(wěn)步上揚走勢。甲醇市場價格最高漲幅超過100％ ，甲醇生產的利潤相當豐厚，效益好的廠家每噸純利超過了1000元，因而甲醇生產廠家紛紛擴產和新建，使得我國甲醇的產能急劇增加。 2002年，我國甲醇生產能力達到4．5Mt，產量為2．31Mt，進口1．8Mt，出口量為10kt，表觀消費量為4．1 Mt，占市場需求的56％ ；2003年生產能力5 Mt，產量為3 Mt，進口量為1．4Mt，出口量為50kt，表觀消費量為4．35 Mt，占市場需求的69％ ；2004年生產能力達到7Mt，產量4．4Mt，進口量為1．36Mt，出口量約30kt，表觀消費量為5．73Mt，占市場需求的77％ ；2005年生產能力為10Mt，產量達到5 Mt，進口量為1．15 Mt，表觀消費量為6．15Mt，占市場需求的80％。2006年上半年我國共生產甲醇3．4Mt比2005年同期增長29．7％ ，下半年又有2 Mt的新建甲醇裝置陸續(xù)竣工投產，使得2006年我國甲醇產量突破7Mt大關，比2005年增加2Mt。同時，2006年我國的甲醇需求量仍將保持較高速度的增長，消費量將超過7 Mt，再創(chuàng)歷史新高。2006年我國甲醇出口(主要出口到韓國)量已超過100kt。我國現(xiàn)在已成為世界第二大甲醇消費國，同時也是甲醇生產增長最快的國家，并將繼續(xù)高速發(fā)展。 目前國內甲醇工業(yè)已經是供過于求，且發(fā)展趨頭越來越“猛烈”，在未來5年內我國甲醇產量將新增26～30Mt，總生產能力將達到36～40Mt。國內許多甲醇生產企業(yè)將面臨巨大的生存和發(fā)展壓力。建議有關部門加強宏觀調控，適當控制國內甲醇工業(yè)建設過熱的勢頭，應從長遠角度考慮，加大甲醇下游產品的開發(fā)力度。建議優(yōu)化甲醇資源，加大甲醇出口力度，把我國甲醇企業(yè)的注意力盡快轉移到甲醇下游產品的開發(fā) 1 已知設計參數(shù) 操作壓力： 常壓; 操作溫度： 120℃ 入塔物料： 甲醇; 塔高： 14.96米 塔徑： 0.8米; 環(huán)境： 衡陽室外 2 設計方案的確定 本設計任務為分離甲醇——水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。甲醇常壓下的沸點為64.8℃，而本任務要求采用常壓操作，符合題意。用30℃的循環(huán)水進行冷凝。塔頂上升蒸汽采用全凝器進行冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲槽。因所分離物系的重組分為水，故直接采用直接蒸汽加熱方式，釜殘液直接排放。 3 塔設備的選型 3.1 塔型 根據《塔設備》中塔型選擇一般原則，本設計中入塔物料有較弱腐蝕性，再結合已知的操作條件及塔徑，由表2-8塔型選擇順序表選擇填料塔，而且填料塔結構簡單，壓力降小，傳質效率高，便于采用耐腐蝕材料制造，過去，填料塔多推薦用于0.7m以下塔徑，近年來，隨著高效新型填料和其他高性能塔內件的開發(fā)，以及人們對填料流體力學、放大效應及傳質激勵的深入研究，使填料塔技術得到了迅速發(fā)展，目前，國內外已開始利用大型高效填料塔改造板式塔，并在增加產量、提高產品質量、節(jié)能等方面取得了巨大的成效。所以在塔設備的選擇上選擇填料塔更好。 3.2 填料的選擇 由于本塔設計為甲醇填料精餾塔，介質為甲醇，綜合其腐蝕性、成膜性、塔體的直徑、傳質效率及其他性質，而矩鞍環(huán)填料具有通過能力大，壓力降低，沸液量小，容積重量輕，以及填料層結構均勻等優(yōu)點，特別適用于真空蒸餾。最后選擇顆粒填料中的不銹鋼矩鞍環(huán)，類型為50。 而由《塔設備》中表5-20 不銹鋼矩鞍環(huán)的特性數(shù)據得，所選填料的尺寸為50×29×0.5，堆積個數(shù)n=11310個/m3，堆積密度為141kg/m3，比表面積為79，空隙率為0.982，干填料因子為83。 3.3 填料層高度的計算及分段 3.3.1等板高度計算 填料層的等板高度與許多因素有關，包括流體力學因素，物理因素，熱力學因素，傳遞因素和操作因素等。至今尚未有很完善的計算公式，計算中應采用直接測定的數(shù)據或主要性質相近的物系數(shù)據。近年來研究者通過大量數(shù)據回歸得到了常壓蒸餾時的HETP關聯(lián)式如下： lnHETP=h-1.292lnσL+1.47lnμL 式中 HETP—等板高度，mm； σL—液體表面張力，N/m； μL—液體粘度，Pa/s； h—常數(shù)。 在《化工原理》附錄2 水的物理性質中查得，水在120℃時： σL=548.4N/m μL=237.4 Pa/s 查表5-15 HETP關聯(lián)式中的常數(shù)值得： h=7.0382 所以結合上式可得HETP值為1022.7mm，而本設計的塔高為14.96m，減去部分高度得填料層的大約高度為8000mm。 3.3.2填料層的分段 對于散裝填料，根據《化工設備手冊》表2-6-47散包裝填料分段高度 得矩鞍環(huán)填料塔中h/D為5～15，h max≤6m。所以精餾段分為三段，每段為2150mm；提餾段只有一段為2500mm。 4 填料塔內件的結構設計 4.1 填料支承裝置 梁型氣體噴射式填料支撐板具有支撐板上開孔的自由截面積大；支撐板上氣液流通的自由截面積大，允許較高的氣液負荷；氣體通過支撐板的壓降小。這種支撐板是最好的塔填料支撐件，推薦優(yōu)先采用。 支撐板結構形式為多塊波形梁型支撐板拼裝結構，每一塊支撐板之間用螺栓連接，整塊支撐板為可拆結構。《化工設備手冊》表2-6-36支撐板的波形尺寸查得當塔徑DN在400-800mm時波形尺寸為192。當DN1200mm的支撐板，可不設置邊圈。由表2-6-37支撐板結構尺寸知DN=800mm時支撐板外徑：780mm，支撐板分塊數(shù)：3，支撐圈寬度：40mm，支撐圈厚度：10mm。連接卡子由JB1119-81選卡子Ⅱ10，支撐板材料選擇0Cr18Ni9。填料 圖1.1升氣管式填料支承板 4.2 填料的壓緊與限位裝置 4.2.1填料壓板 當氣速較高或壓力波動較大時，會導致填料層的松動，從而造成填料層及層內各處的裝填密度產生差異，引起氣液相的不良分布，嚴重時會導致散裝填料的流化，造成填料的破碎，損壞和流失，為保證填料塔正常，穩(wěn)定的操作，在填料層的上部應當根據不同的材質的填料安裝不同填料壓緊器或填料層限位器。 4.2.2填料限位器 一般情況下陶瓷，石墨等脆性散裝填料適用于填料壓緊器，而金屬，塑料散裝填料則使用填料層限位器，本設計中使用的為金屬不銹鋼填料，故使用填料限位器。 在選擇填料層限位器時，由于塔徑DN=800mm，故采用網紋孔板整體限位器，柵板、格條間的間距t=200mm，柵條、邊圈厚度s=6-10mm，選擇的材料為0Cr18Ni9，用卡子緊固，采用卡子型號為Ⅱ10，Ⅱ10為M10螺栓卡子。 4.3 液體分布裝置 在填料塔操作，因為液體液體的初始分布對填料塔的影響最大，所以液體分布器是填料塔最重要的塔內件之一。液體分布器的設計應考慮液體分布點的密度，分布點的布液方式及布液的均勻等因素，其中包括分布器的結構形式、幾何尺寸的確定，液位高度或壓頭大小、阻力等。 為了保證液體初始分布均勻，應保證液體分布點的密度即單位面積上的噴淋點數(shù)，由于實際設備結構上的限制，液體分布點不可能太多，常用填料塔噴淋點數(shù)可參照下列數(shù)值： DN400mm時,每30cm的塔截面設一個噴淋點； DN750mm時,每60cm的塔截面設一個噴淋點； DN1200mm時,每240cm的塔截面設一個噴淋點； 由于本設計的塔徑D=800mm，所以每240cm2塔截面設一個噴淋點。而塔截面為： A=πD24=5024cm 所以噴淋點數(shù)為 5024÷240≈21個 為了滿足塔徑、液流量以及均布程度的要求，本設計選取篩孔盤式分布器。由《塔設備》中篩孔盤式分布器可知板上的篩孔按正三角形或正方形排列，孔徑為Φ3～Φ10mm，小孔數(shù)按噴淋點數(shù)確定。根據氣體負荷大小，在分布器上安裝升氣管，升氣管的直徑不小于Φ15mm。液體由位于分布盤上方的中心管注入盤內，管口高于圍環(huán)上緣50～200mm，本設計取160mm。塔的內徑與分布器定位塊外廊的間隙為8～12mm。分布盤直徑為D=（0.85～0.88）D。由于塔徑為600mm 800mm1200mm，所以分布盤設計成分塊結構，又由于每塊寬度不大于400mm，因此本設計篩孔分布器分成2塊。 99999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999999根據表5-41 篩孔盤式分布器的設計參考數(shù)據可知，本設計的篩孔盤式分布器的參數(shù)為：分布盤直徑為700mm，圍環(huán)高度為175mm，液體負荷的適用范圍為0.70～35.0m3/h。 4.4液體收集再分布器 4.4.1液體收集器 斜板液體收集器自由面積大，氣體阻力小，一般不超過2.5mm水柱。因此適用于操作壓力較低，特別是真空操作，而且斜板液體收集器結構簡單，造價低，安裝方便。本設計的工作壓力為常壓，因此采用斜板液體收集器能滿足要求。 4.4.2液體再分布器 本設計由于塔的直徑DN=800mm，根據各類液體分布器的使用范圍，帶升氣管盤式篩孔型液體再分布器適用塔徑DN1200mm。本設計采用多孔盤式再分布器。分布盤上的孔數(shù)按噴淋點數(shù)確定，孔徑為Φ3～Φ6mm。升氣管的尺寸應盡可能的大，其底部鋪設金屬網，以防填料吹進升氣管中。根據表5-56 多孔盤式再分布器的設計參考數(shù)據得，塔徑為800mm的塔所采用分布盤外徑D1=785mm，升氣管數(shù)為6。 圖1.2 液 體 分 布 器 5 塔設備的附件 5.1 除沫器 絲網除沫器具有比面積大，重量輕，空隙率大以及使用方便等優(yōu)點，尤其它具有除沫效率高，壓力降小的特點，從而成為一種廣為使用的除沫裝置，為了安裝與檢修方便本設計中的除沫器選用上裝絲網除沫器，由《塔設備》中表8-6上裝絲網除沫器的基本參數(shù)知：DN=800mm時，H=100mm，H=218mm，D=720mm，重量M=27.2kg。 5.2 裙座 5.2.1裙座的結構 圓筒形裙座制造方便，經濟上合理，故廣泛使用，但對于變力情況比較差，塔徑小且很高的塔(如DN1m,H/DN25或DN1m,H/DN30)；為防止風載荷或地震載荷引起的彎矩造成塔的翻到，則需要配置較多的地腳螺栓及具有足夠大的承載面積的基礎環(huán)，此時圓筒形裙座的結構尺寸往往滿足不了這么多的地腳螺栓的合理分布，因此只能用圓錐形。本塔的設計參數(shù)為：D=800mm，H=14.96m，H/D=14960÷800=18.7<25且塔徑小于一米，所以可選擇圓筒形裙座。 5.2.2裙座與塔體的連接 采用對接形式時，一般裙座筒體外徑與塔設備外徑相等時，裙座筒體與塔釡封頭的連接焊縫應采用全焊透的連續(xù)焊，且與塔封頭的外壁圓滑過度，本設計選用對接形式的全焊透的連續(xù)焊。 由于橢圓封頭的厚度 因橢圓封頭的壁厚為6mm，所以查表8-9 裙座筒體上端面至塔釜封頭切線距離h為35mm。 5.2.3裙座的選材 裙座不直接與塔內截止接觸，也不承受塔內介質的壓力，因此不受壓力容器用材的限制?？蛇x用較經濟的普通碳素結構鋼?？紤]到裙座要滿足載荷要求以及塔的操作情況、塔釜封頭的材料等因素，還有本塔是在室外操作的塔，還要考慮環(huán)境溫度，選擇Q235-B。 5.3 地腳螺栓座 外螺栓座結構型式為常用型式，故本設計采用外螺栓座型式，外螺栓座結構尺寸根據表8-11 外螺栓座結構尺寸選取螺栓規(guī)格M273選取。 圖2.1地腳螺栓座 5.4 排氣管和排氣孔 為了減小復試以及塔運行中有可能有氣體逸出，就會積聚在裙座與塔體封頭之間的死區(qū)中，或者是可燃的，或者是對設備有腐蝕作用，并會危及進入裙座的檢修人員。因此必須在裙座上部設置排氣管或排氣孔。 因為本設計裙座不設保溫或防火層，則其上部要均勻開設排氣孔，其尺寸由表8-17 排氣孔與排氣管數(shù)量及規(guī)格 查出。因為本設計塔徑屬于600～1200之間，所以排氣孔直徑為Φ80mm，排氣孔數(shù)量為2個，一個為有保溫時的排氣孔，一個為無保溫時排氣孔排氣。孔中心距離座頂端距離為140mm。 5.5 塔底接管引出孔 塔釜封頭上的接管一般需要通過裙座上的通道管引到裙座的外部。引出管上應焊接支承板，支承板與通道管之間應預留間隙以考慮熱脹冷縮的需要。最小間隙C由表8-20 查得C=1.5mm。 5.6 檢查孔 裙座上必須開設檢查孔，以方便檢修。檢查孔有圓形和長圓形兩種，本設計采用圓形檢查孔。根據表8-15 圓形檢查孔結構尺寸和數(shù)量 裙座直徑屬于800～900mm之間，所以開設一個圓形檢查孔，直徑為450mm，Ｍ為200mm，中心高為 900mm。 圖2.2檢查孔 5.7 塔內和裙座內爬梯 塔上一般都設有人孔，為方便檢修人員通過人孔進入塔內，當人孔上下兩側無可以腳蹬或無可以手扶的構件時，人孔上下兩側應設置爬梯。當裙座內有檢修要求時，也應在裙座內設置爬梯。 5.8 地腳螺栓 為了便于布置地腳螺栓，規(guī)定地腳螺栓數(shù)為4的倍數(shù)，并由表8-24 裙座的地腳螺栓數(shù)得，裙座底部直徑為800mm的裙座最少需地腳螺栓數(shù)4個，最多為8個，本設計取個8個，其材料選擇16Mn。 5.9 地腳螺栓模板 為了準確地預埋地腳螺栓，并使塔安裝時容易對中。應采用地腳螺栓模板進行地腳螺栓定位，本設計中選擇螺栓間距小于800mm，因此選擇單環(huán)板地腳螺栓座可用單環(huán)板的模板。 5.10 塔頂?shù)踔? 對于較高的室外無框架的整體塔，在塔頂設置吊柱，對補充和更換填料，安裝和拆卸內件是既方便又經濟的一項設施，根據塔徑決定回轉半徑，由DN=800mm選用標準HT/T21639《塔頂?shù)踔分篠=800mm，L=3150mm，H=900mm，φ×δ=168×10，R=750mm，e=250mm，l=110mm。吊柱采用20號無縫鋼管。 5.11 塔釜隔板 5.11.1隔板厚度 隔板材料一般采用Q235-A，當塔釡溫度不大于-20 C或物料有腐蝕性時，隔板材料與塔釡相同，甲醇有腐蝕性，則隔板采用16MnR，直徑DN800mm時隔板厚度取6mm， 5.11.2隔板上的人孔 塔釡有檢修要求時，隔板上需要設置人孔，隔板上的人孔一般為方形。 5.11.3分塊式隔板 由于需要除垢等原因，有些隔板需要設計成可拆式的，由于工藝要求不同，隔板形狀各異，但每塊可拆隔板應能從人孔進入。 5.12 接管 5.12.1液體進料管 回流或液體時，要求均勻流過塔盤，回流管或液體進料管的結構型式有直管型、兩端開口T型、兩端封死T型。 本設計采用直管型。 5.12.2釜液出口 由于本設計中的介質是清潔的，且為填料塔，為防止填料塔底的出料口被碎填料堵塞，應設置防碎填料擋板。釜液出口的結構尺寸由表8-30 清潔介質的防渦流板機構尺寸 得 5.12.3液面計接口 為了見識、調整釜內液量，塔釜上一定要設置一對液面計接口，上方接管口設置在封頭上。 5.13 管口擋板 5.13.1物料進口擋板 由于物料有微腐蝕性，擋板選擇不銹鋼，由表2-4-21知，最小厚度t=4mm 5.13.2液位計擋板 液位計一般有上下兩個接口，為使上方接口處液位穩(wěn)定，以獲得準確數(shù)據，有時需要在上方接管處設置擋板。 5.14 人孔和手孔 對于直徑大于800mm的填料塔，人孔可設在每段填料層的上；下方，同時兼作填料裝卸作用，本設計中人孔設在填料層上面，人孔采用HG21514標準，人孔直徑選500mm為宜，小于500mm人員進入不便。 5.15 塔的保溫支撐件 當塔內操作溫度大于環(huán)境溫度且不允許散熱或防止高溫塔壁燙傷人體時，塔需要設置保溫層，本設計中操作溫度為120C，應設置表溫層。 5.15.1塔壁上保溫支撐件 保溫支撐件設有統(tǒng)一的標準，歸納國內外常用保溫支撐件，本設計選用II型保溫支撐件，取保溫厚度=80mm，由表2-4-22保溫圈寬度W=60mm。 5.15.2底封頭保溫支撐件 常用底封頭保溫支撐件一般采用M12方螺母作為保溫支撐連接件，方螺母在兩個方向的間距約為300mm，方螺母與接管等零件相碰時，可以調整方螺母位置。 5.15.3裙座防火支撐件 當塔內或周圍的容器內的介質是易燃易爆物料時，為使裙座在發(fā)生火災時不會因為溫度上升而是去強度，導致塔器倒塌，應考慮為裙座設置防火層，是否需要設置防火層一般有安全專業(yè)人員決定。 5.16操作平臺和梯子 5.16.1操作平臺 操作平臺應設置在人孔，手孔，塔頂?shù)踔?，液面計等需要經常檢修和操作的地方，底層平臺凈高度不小于2.0m，各層平臺間最小距也不應大于8.0m，平臺寬度為0.8-1.1m，當平臺設在手孔附近時凈寬不小于0.9m，用于檢修塔盤用的平臺，寬度最好不小于1.1m，平臺材料選用Q235-AF。 5.16.2梯子 不經常使用的操作平臺，可用直梯，直梯高度一般不應超過5m，籠梯相鄰護圈的間距為1.0-1.3m，不得大于1.5m，梯子距保溫層外表面至少為200mm，梯子選用Q235-AF。 6 塔設備的強度設計和穩(wěn)定校核 6.1 筒體和封頭尺寸計算 6.1.1根據設計壓力和液柱靜壓力確定計算壓力 塔內液柱高度僅考慮塔底至液封盤液面高度h=2.34m 120C時水的密度為943.1kg/m 液柱靜壓力=10=＜，可忽略。 計算壓力 6.1.2筒體厚度計算 低壓容器的圓筒厚度計算式為： 查《過程設備設計》第二版表D1鋼板許用應力 在設計溫度為120℃時，16MnR厚度為6-16mm時許用應力為=170， 查《過程設備設計》第二版表4-3 鋼制壓力容器的焊接接頭系數(shù)值， 在制造中采用雙面焊對接接頭和相當于雙面焊的全熔透對接接頭實行局部無損檢測，故焊接接頭系數(shù)值取0.85。將、 值代入上式得 根據GB150中的規(guī)定： 殼體加工成形后不包括腐蝕裕量的厚度： 對碳素鋼、低合金鋼制容器，不小于3mm 對高合金鋼制容器，不小于2mm 所以本設計取δ=3mm 圓筒設計厚度 式中 為腐蝕裕量，在無特殊腐蝕情況下，對于碳素鋼和低合金鋼，不小于1mm，故=2mm。 材料為Q345R時，負偏差C=0，故C=2mm。 圓筒設計厚δd=δ+C2=3+2=5mm 圓整并根據《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-1 取圓筒名義厚度為=6mm,滿足上述條件，則圓筒有效厚度=-=。 6.1.3封頭的厚度計算 本設計采用標準橢圓形封頭 封頭厚度計算公式為：=0.277mm 根據GB150中的規(guī)定： 殼體加工成形后不包括腐蝕裕量的厚度： 對碳素鋼、低合金鋼制容器，不小于3mm 對高合金鋼制容器，不小于2mm 所以本設計取δ=3mm 封頭設計厚度=+2=3+mm 封頭名義厚度與圓筒一樣，取為6mm 封頭有效厚度=-= 6.2 載荷分析 6.2.1塔設備質量載荷計算 塔設備的操作質量: 塔設備在水壓試驗時的最大質量: 塔設備在停工檢修時的最小質量: 其中 m(kg) 塔體，裙座質量 塔段內件質量 保溫材料質量 （）平臺、扶梯質量 （）操作時塔內物料的質量 人孔、接管、法蘭等附件質量 水壓試驗時充水的質量 偏心載荷 6.2.2筒體質量 已知塔體總高度為14.96m，而封頭為厚度為6mm，內徑為800mm的標準橢圓形封頭，所以D/2h=2，D=4h, h=200mm 所以圓筒總高為 H=H-2h-2δ=14960-400-12=14548mm 查《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-1得一米高筒節(jié)理論質量為119 筒體質量m1=14.548×119=1731.2 6.2.3封頭質量 查《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-3得公稱直徑為800mm厚度為6mm的橢圓封頭的質量為35.14， 查《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-2 以內徑為公稱直徑的橢圓封頭的型式和尺寸 得曲邊高度為200mm，當10mm時，封頭直邊高度取25mm。 封頭質量=2×35.14=70.28。 6.2.4裙座質量 取裙座高度為3200mm，裙座材料選Q235-A，一米高裙座理論質量為125 裙座質量=125×3.2=400 所以塔體總質量=筒體質量+封頭質量+裙座質量 即 =++=1731.2+70.28+400=2201.48 6.2.5塔段內件質量 本設計中的塔內件中包括了液體分布器和再分布裝置、填料、填料支承裝置、除沫器、填料壓板以及床層限制板，所以塔段內件的質量應為以上幾項的和。 填料的質量：由于查表得填料的單位質量為141kg/m3，所以全部填料的總質量為： 141==566.707kg 液體分布器的質量：=216.8kg 填料支承裝置的質量：=44kg 除沫器質量：根據以上的選擇為27.1kg。 填料壓板質量：=55.264kg 所以總質量：=566.707+216.8+44+55.264+27.2=909.971kg 6.2.6保溫材料質量 取保溫層厚度為=80mm 查《化工設備機械基礎課程設計指導書》表5-4 塔設備部分零件質量載荷估算表 得 保溫層質量載荷為300，查《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-2 以內徑為公稱直徑的橢圓封頭的型式和尺寸 得封頭的容積為0.0796,以保溫層外徑為內徑的橢圓型封頭的容積為0.2307。 所以 ==1068.593kg 式中為封頭保溫層質量 6.2.7平臺、扶梯的質量 查《化工設備機械基礎課程設計指導書》表5-4 塔設備部分零件質量載荷估算表 得：鋼制平臺質量，籠式扶梯質量 塔設備總高=已知高度-單個封頭高度+裙座高度=14960-400+3200=17760mm 塔設備總高取為18m, 籠式扶梯總高取為HF18m，平臺數(shù)量n取4 則 = =2577.624 6.2.8操作時塔內物料的質量 查《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-2 得 封頭容積=0.0796m3 則 =1255.159 6.2.9人孔、接管，法蘭等附件的質量 按經驗取附件質量為=0.25 =0.25×2201.48=550.37 6.2.10充液質量 = =5907.279 6.2.11塔設備的操作質量 =2201.48+909.971+1068.593+2577.624+1255.159+550.37+0 =8563.197 6.2.12塔設備的最大質量 =2201.48+909.971+1068.593+2577.624+5907.279+550.37 =13215.317 6.2.13塔設備的最小質量 =2201.48+0.2×909.971+1068.593+2577.624+550.37 =6580.061 6.3 自振周期的計算 已知塔徑DN=800mm，塔的有效厚度=4mm，塔設備的高度H=18m，操作質量=8563.197kg，由《化工設備機械基礎課程設計指導書》知塔設備的自振周期 ==1.15(s) 6.4 風載荷與風彎矩的計算 各計算段的外徑均為==800+2×6=812mm 塔頂管線外徑：塔頂管線是氣體的出口，已知 設計壓力： 0.1MPa 設計溫度： 120℃ 常溫常壓下 氣體密度：2.81kg/m3 氣體流量：0.772 m3/s 由氣體狀態(tài)方程可計算出設計溫度和設計壓力下的氣體流量 即： 求得===0.086 m3/s 操作氣速為=1.1m/s 則，塔頂管線外徑=315.18mm,圓整后取=350mm 第段保溫層厚度已知為80 取管線保溫層厚度=80mm 籠式扶梯當量寬度=400 取各段平臺構件的投影面積 為mm， 操作平臺當量寬度 塔設備迎風面的有效直徑是該段所有受風構件迎風面的寬度總和。 當籠式扶梯與塔頂管線布置成180°時 當籠式扶梯與塔頂管線布置成90°時,取下列兩式中的較大值 風壓高度變化系數(shù)可根據各計算段頂截面距地面高度查《過程設備設計》第二版表7-5。 體型系數(shù) 風壓在不同體型的結構表面分布亦不相同，對細長的圓柱形塔體結構，體型系數(shù)=0.7. 風振系數(shù) 風振系數(shù)是考慮風載荷的脈動性質和塔體的動力特性的折算系數(shù)。對塔高的塔設備，取1.70。而對于塔高＞時，則按下式計算 在此設計中，塔高=＜，故風振系數(shù)=1.70 已求出塔設備自振周期T=1.15s， 查《化工設備機械基礎》表17-2，近似取衡陽地區(qū)基本風壓值為350 =350×=462.88 假設土地粗糙度類別為B類，則由值查《過程設備設計》第二版表7-6得 脈動增大系數(shù)=2.24， 查表7-7得，脈動影響系數(shù)分別為=0.72，=0.72，=0.72，=0.79 第段振型系數(shù)可根據/查7-8得到 各計算段的水平風力× 將以上討論數(shù)據整理如表1.1 表1.1風載荷與風彎矩的計算 計算內容 數(shù)據 0～ 1～2 2～3 3～頂 各計算段的外徑() 812 塔頂管線外徑() 350 第段保溫層厚度() 80 管線保溫層厚度() 80 籠式扶梯當量寬度 400 各計算段長度() 1000 2000 7000 8000 操作平臺所在計算段長度() 1000 2000 7000 8000 平臺數(shù) 0 0 1 3 操作平臺當量寬度 0 0 257.1 540 各計算段的有效直徑() 1372 1372 1629 1912 1482 1482 1739 2022 各計算段頂截面距地面高度() 1 3 10 18 風壓高度變化系數(shù) 0.8 0.8 1.00 1.25 體型系數(shù) 0.7 風振系數(shù) 1.70 塔設備自振周期() 1.15 350 462.88 脈動增大系數(shù) 2.24 脈動影響系數(shù) 0.72 0.72 0.72 0.79 0.056 0.167 0.556 1.00 第段振型系數(shù) 0.02 0.05 0.40 1.00 各計算段的水平風力 302.1 639 4920.9 11988.4 塔設備任意截面處的風彎矩按下式計算： 塔設備底截面的風彎矩為 代入數(shù)值得 =302.1×+639×（）+4920.9×（）+11988.4×（）= 1-1截面的風彎矩為 代入數(shù)值的得 =639×（）+4920.9×（）+11988.4×（） = 2-2截面的風彎矩為 帶入數(shù)值得 =4920.9×（）+11988.4×（）= 6.5 地震載荷與地震彎矩的計算 當發(fā)生地震時，塔設備作為懸臂梁，在地震載荷作用下產生彎曲變形。安裝在七度或七度以上地震烈度地區(qū)的塔設備必須考慮它的抗震能力，計算出它的地震載荷。 首先，選取計算截面（包括危險截面）。該課題中將全塔分為4段。其計算截面分別為0-0、1-1、2-2、3-3，其中0-0、1-1、2-2為危險截面。 由《過程設備設計》第二版表7-9取第二組Ⅰ類場地土的特性周期為=0.30 由《過程設備設計》第二版表7-10取設防烈度為8時地震影響系數(shù)最大值為=0.16。 地震影響系數(shù)按計算，即==0.0477＞ 設等直徑、等壁厚塔設備的任意截面距地面的高度為，基本振型在截面處產生的地震彎矩為 式中為塔單位高度上的質量即 當塔設備H/D＞15或H≥20m時，還需考慮高振型的影響，這時應根據第一、二、三振型，分別計算其水平地震力及地震彎矩。然后根據振型組合的方法確定作用于質點處的最大地震力及地震彎矩。這樣的計算方法很復雜，所以在進行穩(wěn)定和其他驗算時，可按一種簡化的由第一振型的計算結果估算地震彎矩的近似算法即計算 由此可得 底截面處地震彎矩 =1.25××0.5×0.0477×8563.197×9.81×18000 =2.06×107N?mm 截面1-1處地震彎矩 1.90×107N?mm 截面2-2處地震彎矩 ×107N?mm 6.6 偏心彎矩 該塔設備中無再沸器，故偏心彎矩為0。 6.7 最大彎矩 最大彎矩取和兩者中的較大值 計算數(shù)據如表1.2 表1.2最大彎矩選擇 計算內容 計算公式及數(shù)據 0～0截面 1～1截面 2～2截面 2.0 最大彎矩 2.0 6.8 強度校核 6.8.1圓筒軸向力校核和圓筒穩(wěn)定校核 由設計壓力引起的軸向應力==3.3 此應力只存在于筒體，裙座上由設計壓力引起的軸向力為0 操作質量引起的軸向應力==5.57 最大彎矩引起的軸向應力，由此式可計算出： 0-0截面上最大彎矩引起的軸向應力66.35 1-1截面上最大彎矩引起的軸向應力60.7 2-2截面上最大彎矩引起的軸向應力49.43 查《過程設備設計》第二版附表D1的設計溫度下16MnR的許用應力為170，Q235-A的許用應力為113 載荷組合系數(shù)等于1.2 系數(shù)==0.00141 根據A值查《過程設備設計》第二版圖4-7得16MnR在設計溫度下的系數(shù)B=118，Q235-A在設計溫度下的系數(shù)B=93， 許用軸向壓應力取KB和K中較小值 對內壓容器圓筒最大組合壓應力≤， 最大組合拉應力≤K就滿足要求 數(shù)據整理如表2.1 表2.1圓筒組合應力計算及校核 計算內容 計算數(shù)據 0～0 1～1 2～2 B 93 93 118 KB 111.6 111.6 141.6 K 135.6 135.6 204 K 115.26 115.26 173.4 111.6 111.6 141.6 圓筒最大組合壓應力（） 71.92 58.43 55 ≤滿足要求 圓筒最大組合拉應力（） 64.08 58.43 47.16 ≤K滿足要求 6.8.2塔設備壓力實驗時的壓力校核 由上已知設計壓力P=0.1，進行壓力試驗時，試驗壓力=1.25×0.1×=0.125 查《過程設備設計》第二版附表D1得 筒體常溫屈服點=345 2-2截面=0.9×1.2×345=372.6 2-2截面=1.2×118=141.6 筒體的許用軸向壓應力取及中較小值即 =141.6 由試驗壓力引起的周向應力 當試驗介質為水時，=0.001， 單位轉換成的液柱靜壓力為，式中為1800， 所以==0.183 =20.69＜（滿足要求） 試驗壓力引起的軸向應力==4.17 重力引起的軸向應力==7.57 彎矩引起的軸向應力==14.83 壓力試驗時最大組合壓應力=7.56+14.83=22.39＜=141.6 壓力試驗時最大組合拉應力=4.17-7.57+14.83=11.43＜=141.6 6.8.3裙座軸向應力校核 塔設備常采用裙座支承。被設計中選擇圓筒形裙座，圓筒形裙座軸向應力校核首先選取裙座危險截面。危險截面的位置，一般取裙座底截面（0-0）或裙座檢查孔（人孔）和較大管線引出孔（）界面處。然后按裙座有效厚度驗算危險截面的應力。 （0-0）截面處 （0-0）截面積=×800×6=15072 （0-0）截面系數(shù)===3.014× 由前面計算知，=111.6，=135.6 裙座許用軸向應力取以上兩者中較小值為111.6 （1） 座體操作時底截面的最大組合軸向壓應力應滿足如下條件： ≤裙座許用應力，其中僅在最大玩具為地震彎矩參與組合時計入此項。 故，在此， =71.92＜111.6，滿足要求 檢查孔加強管長度取為120，檢查孔加強管水平方向的最大寬度取為450 檢查孔加強管厚度取與筒體壁厚一致為6 =2×120×6=1440 1-1截面處裙座筒體截面積 = =9232 ==3.17× 1-1截面處裙座筒體截面系數(shù) = = 1-1截面組合應力 操作時底1-1截面的最大組合軸向壓應力應滿足如下條件 ≤裙座許用應力，其中僅在最大玩具為地震彎矩參與組合時計入此項。 故，在此， =108.67＜111.6，滿足要求 水壓試驗時，最大組合軸向壓應力應滿足如下條件： ≤裙座許用應力 =43.7＜111.6，滿足要求 6.8.4基礎環(huán)和地腳螺栓設計及校核 群座內徑=800 裙座外徑=800+2×6=812 基礎環(huán)內外徑計算公式分別為 =800+300=1100 =800-200=500 其中基礎環(huán)截面系數(shù)== 基礎環(huán)面積=mm 基礎環(huán)伸出寬度==144 基礎環(huán)伸出部分平均周長為==300184 地腳螺栓承受的最大拉應力取=和 =中的較大值。其中僅在最大玩具為地震彎矩參與組合時計入此項。 == = = 故基礎環(huán)地腳螺栓承受的最大拉應力=1.17＞0，塔設備必須設計地腳螺栓。 先將地腳螺栓個數(shù)取為20（4的倍數(shù)）材料選擇Q235。 對于Q235，取許用應力=147 地腳螺栓腐蝕裕量取為3 則地腳螺栓螺紋小徑=+3=25.21 故取地腳螺栓滿足要求 20個地腳螺栓均布排列，每一個地腳螺栓兩側，基礎環(huán)與蓋板之間要設置筋板，相鄰兩筋板最大外側間距取為120 基礎環(huán)材料許用應力：對于低碳鋼材料取為140。 水壓試驗時的壓應力=1.71 操作時壓應力=0.65 混凝土基礎上的最大壓力取以上兩者中的最大值， 即： =1.2 =1.2， 由表5-11知 對軸的彎矩==-2999.8 負號表示方向 對軸的彎矩==2757.89 計算力矩取以上兩者中大值 即：=2999.8 故，有筋板時基礎環(huán)厚度=11.3mm 無論有筋板或無筋板側基礎環(huán)厚度都不得小于， 故 此設計中取基礎環(huán)厚度 6.8.5筋板設計及校核 筋板的許用應力按如下公式計算 當≤時， 當＞時 筋板細長比，且不大于250 式中為慣性半徑，對長方形截面的筋板取， 筋板長度=205，故筋板細長比==16.38 臨界細長比， 式中為筋板材料的許用應力，對低碳鋼材料取140 E為近半材料彈性模量，E=2.1× 所以==15.7，＞ 故 =35.63 筋板的壓應力可按下式計算 ， 式中為一個地腳螺栓承受的最大拉力，可用式計算， ==56.9kN 為對應一個地腳螺栓的筋板個數(shù)，取=2 故選支座號為3的型筋板，筋板寬度=125，筋板厚度為=8，筋板長度=205 故==17.3 筋板的壓應力＜筋板的許用應力，滿足要求。 6.8.6蓋板設計及校核 環(huán)形蓋板的最大應力按下式計算 無墊板時 有墊板時 式中-墊板上地腳螺栓孔直徑，；=27 —蓋板上地腳螺栓直徑，；=40 —筋板寬度，；=125 —筋板內側間距，；=120 —墊板寬度，；=50 —蓋板厚度，；=16 —墊板厚度，。=12 一般環(huán)形蓋板厚度不小于基礎環(huán)厚度。 無墊板時==23.5 有墊板時 ==20.4 蓋板最大應力應等于或小于蓋板材料的許用應力，即≤。 對低碳鋼蓋板的許用應力=140， 由計算結果可知＜=140，滿足要求。 6.8.7裙座與塔殼的對接焊縫 截面2-2即裙座與塔殼對接焊縫截面，此處的剪應力按下式校核： ≤ 其中僅在最大彎矩為地震彎矩參與組合式計入此項。 式中-裙座頂截面內直徑，=800 -設計溫度下焊接接頭的許用應力，取兩側母材許用應力的小值， 即==113 = =65.78≤=0.6×1.2×113=81.36，滿足要求。 6.8.8接管計算 由前面計算已知，塔頂管線外徑為350，即進氣口與排氣口的公稱直徑為350，查《化工設備機械基礎課程設計指導書》附表4-13，選擇對應補強圈尺寸為外徑為620，內徑按補強圈坡口類型確定。厚度取8 進液口公稱直徑= 式中為液體流速，參照《化工原理》取低粘度流體在管道中的流速，=3 故 ==×1000=27.1，故取進液管直徑=50，考慮液體流下時速度會增加，取出料口直徑 各接管選取如表2.2 表2.2接管 符號 公稱直徑 連接面形式 用途 符號 公稱直徑 連接面形式 用途 450 人孔 100 突面 回流口 32 突面 溫度計 25 突面 取樣口 350 突面 進氣口 15 突面 液面計 100 突面 加料口 80 突面 出料口 25 突面 壓力計 500 突面 人孔 350 突面 排氣口 參考文獻 [1]汪鎮(zhèn)安，化工工藝設計手冊【M】.北京：化學工業(yè)出版社，2003 [2]譚蔚. 化工設備設計基礎【M】.天津：天津大學出版社，2007 [3]賈紹義，柴誠敬. 化工原理課程設計【M】.天津：天津大學出版社，2000 [4]曲文海. 壓力容器與化工設備實用手冊（上、下）【M】.北京：化學工業(yè)出版社,2000 [5]鄭津洋, 董其伍, 桑芝富.過程設備設計【M】.北京：化學工業(yè)出版社，2005 [6]祈存謙，丁楠，呂樹申.化工原理【M】.北京：化學工業(yè)出版社，2009 [7]魏文德．有機化工原料大，第二版【M】．北京：化學工業(yè)出版社，1999 [8]謝克昌，李忠．甲醇及其衍生物【M】．北京：化學工業(yè)出版社，2002 [9]吉林化學工業(yè)公司化肥廠．二氧化碳參加合成甲醇反應試驗．石油化工設計．1977 [10]化學工業(yè)出版社．化工生產流程圖解【M】．北京：化學工業(yè)出版社，1990 [11]王樹楹．現(xiàn)代填料技術指南【M】．北京：中國石化出版社，1998 [12]馬連湘，劉光啟，王文中.化工設備算圖手冊【M】.北京：化學工業(yè)出版社，2003 [13]路秀林，王者相. 化工設備設計全書--塔設備【M】.北京：化學工業(yè)出版社，2003 [14]李玉龍.甲醇的生產工藝及其發(fā)展現(xiàn)狀. 中國海洋大學. 附 錄 Energy-saving technology of distillation process Abstract: Distillation is a chemical, petrochemical, pharmaceutical and other important unit operation in process; this paper focuses on energy-efficient distillation process. Heat from the distillation process full use; improve the separation efficiency of distillation systems, improve product recovery to achieve lower energy consumption; reduce the energy needs of the distillation process and the strengthening of management aspects, discusses in detail the energy-saving technology of distillation process. Keywords: distillation; energy 1 Introduction In industrial production, petrochemical industry, the largest proportion of energy consumption, while energy consumption in the petrochemical industry for the greatest separation operation, among which the energy consumption of distillation the first place. Distillation process is a complex heat and mass transfer process, as follows: the process of multi-variable, controlled variable and more controllable variables are many; process and mechanism of complex dynamic. " First, with the rapid development of petrochemical industry, distillation is more and more widely, increasing separation of the components of materials, separation of the product purity requirements are being improved, but people also do not want to consume too much energy, which the control of the distillation process to make a request. Secondly, as a chemical production process of the most widely separated, large energy-consuming distillation is a chemical unit operation. In the actual production in order to ensure qualified products, distillation unit operation is often conservative, methods of operation and operating parameters are often less reasonable. In addition, because the energy consumed most of the distillation process is not used for component separation, but was taken away by cooling water or separate components.