年產(chǎn)8萬噸苯-甲苯篩板精餾塔設(shè)計（全套含CAD圖紙）,年產(chǎn),萬噸苯,甲苯,篩板,精餾塔,設(shè)計,全套,cad,圖紙 摘要：在化工、煉油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護等工業(yè)部門，塔設(shè)備是一種重要的單元操作設(shè)備。塔器即是高徑比很大的設(shè)備。它可以實現(xiàn)氣（汽）-液相或液-液相之間的充分接觸，從而達到相際間進行傳質(zhì)及傳熱的目的。常見的、可在塔設(shè)備中完成的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，即利用液相混合物中各相分揮發(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)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。苯和甲苯都是化工生產(chǎn)中的重要原料，屬于芳香族化合物。因此，將苯和甲苯從其混合物中分離出來加以提純，意義重大。塔設(shè)備按結(jié)構(gòu)形式可分為填料塔和板式塔。由于板式塔的分離效果比填料塔好，考慮到苯和甲苯的物性以及生產(chǎn)費用問題，本設(shè)計選用化工生產(chǎn)中被廣泛采用的篩板塔。因為篩板塔較其他類型塔有如下優(yōu)點：結(jié)構(gòu)簡單，成本低，塔板效率高，安裝維修方便。本設(shè)計的主要內(nèi)容是：過程的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核，機械強度設(shè)計(特別是要考慮風(fēng)載荷和地震載荷的影響)，管路選擇，貯罐、換熱器的選型，繪制工藝流程圖，以及塔的施工圖設(shè)計：包括總裝配圖和若干零件圖。 關(guān)鍵詞： 精餾 篩板塔 工藝計算 結(jié)構(gòu)設(shè)計 強度校核 Abstract: The tower equipment is an important unit operation equipment in industry sectors, for instance, chemical industry, refinery, medicine, food, environmental protection, and so on. It can realize the steam between the liquid phase or the fluid - liquid phase contact deeply, thus achieving the border carries on the mass transfer and the heat transfer goal. The distillation is the separation of liquid mixtures most commonly used as an unit operation in chemical industry, oil refining, petrochemical and other industries. The design mission is to produce an important chemical raw material from a mixture of benzene and toluene, it will be a great significance if the material can be separated from its mixture of benzene and toluene. Taking into account the structures of benzene and toluene, as well as the production costs, the designer selected the sieve plate distillation column which are widely used in chemical production. As compared to other types of towers, the sieve-plate column tower has the following advantages: simple structure, low cost, high efficiency tray, tower installation and maintenance easy. The main elements of the design is: Process material balance, heat balance, process calculation, structural design and verification, mechanical strength of the design, pipe selection, storage tank, heat exchanger, drawing process maps, design of tower construction plans, including the total number of assembly drawings and parts diagram. Key Words: Distillation Sieve-plate column Process calculation Structural design Check of strength 目錄 第一章 概述…………………………………………………………1 第二章 流程的設(shè)計及說明…………………………………………3 第三章 工藝設(shè)計計算………………………………………………4 3.1 物料衡算……………………………………………………4 3.2 確定塔內(nèi)操作溫度…………………………………………5 3.3 確定回流比及塔板數(shù)………………………………………6 3.4 塔設(shè)計計算…………………………………………………8 3.4.1 精餾段計算……………………………………………8 3.4.2 提餾段計算 …………………………………………20 3.5 精餾塔高度的計算………………………………………33 第四章 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計…………………………………………34 4.1 塔盤………………………………………………………34 4.2 各接管及法蘭選擇………………………………………35 4.3 人孔………………………………………………………40 4.4 操作平臺和扶梯…………………………………………41 4.5 裙座………………………………………………………42 4.6 吊柱………………………………………………………43 第五章 塔體和裙座的機械設(shè)計……………………………………45 5.1 選擇材料和確定參數(shù)……………………………………45 5.2 計算筒體和封頭的厚度…………………………………46 5.3 塔的自振周期的計算……………………………………46 5.4 塔體的質(zhì)量載荷計算……………………………………47 5.5 風(fēng)載荷及風(fēng)彎矩計算……………………………………50 5.6 地震載荷及彎矩的計算…………………………………52 5.7 各載荷引起的軸向應(yīng)力…………………………………54 5.8 筒體和裙座危險截面的強度與穩(wěn)定性校核……………56 5.9 筒體和裙座水壓試驗應(yīng)力校核…………………………57 5.10 裙座和塔體的連接焊縫校核……………………………59 5.11 基礎(chǔ)環(huán)設(shè)計………………………………………………60 5.12 地腳螺栓計算……………………………………………61 第六章 附屬設(shè)備的計算及選型 …………………………………65 6.1 貯罐………………………………………………………65 6.2 換熱器……………………………………………………66 參考文獻……………………………………………………………69 英文翻譯……………………………………………………………70 謝辭…………………………………………………………………85  畢業(yè)設(shè)計(論文) 題 目 年處理量8萬噸苯—甲苯分離塔設(shè)計 學(xué)院名稱 機械工程學(xué)院 第一章 概述 塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成的常見操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。 作為主要用于傳質(zhì)過程的塔設(shè)備，首先必須使氣液兩相能充分接觸，以獲得較高的傳質(zhì)效率。此外，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設(shè)備還得考慮下列各項要求。 (1)生產(chǎn)能力大； (2)操作穩(wěn)定、彈性大； (3)流體流動的阻力??； (4)結(jié)構(gòu)簡單，制造和安裝容易。 化工生產(chǎn)中所處理的原料，粗產(chǎn)品幾乎都是混合物，為了滿足生產(chǎn)中各種要求，時常需要將其分離為較純凈的物質(zhì)。苯是化工工業(yè)和醫(yī)藥工業(yè)的重要基本原料，甲苯是有機化工合成的優(yōu)良溶劑。本次設(shè)計任務(wù)是為實現(xiàn)苯-甲苯的分離，即采用精餾操作。精餾即利用液體混合物各組分沸點或揮發(fā)度的不同，將物質(zhì)多次部分汽化與部分冷凝，從而使液體混合物得到分離與提純。 對此，需采用板式精餾塔。板式塔相比填料塔，是一種逐級接觸的氣液傳質(zhì)設(shè)備，在壓力較高時，分離效果比填料塔好。板式塔塔內(nèi)以塔板作為基本構(gòu)件，氣體自塔底向上以鼓泡或噴射的形式穿過塔板上的液層，使氣液相密切接觸而進行傳質(zhì)與傳熱，兩相的組分濃度呈階梯式變化。 板式塔的種類繁多，按塔板的結(jié)構(gòu)分：有泡罩塔、篩板塔、浮閥塔、舌形塔等。這里選用篩板塔，這是因為：與其他形式的板式塔相比，篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，成本低，板效率高，安裝維修方便。篩板塔塔盤分為篩孔區(qū)、無孔區(qū)、溢流堰及降液管等部分。 篩板塔的氣液接觸情況是：液體從上層塔盤的降液管流下，橫向流過塔盤，越過溢流堰經(jīng)溢流管流入下一層塔盤；蒸汽自下而上穿過篩孔時，被分散成氣泡，在穿越塔盤上液層時，進行氣液間傳熱與傳質(zhì)。 下圖為篩板精餾塔的結(jié)構(gòu)示意圖： 本設(shè)計的主要內(nèi)容是：過程的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)選型和設(shè)計，機械強度設(shè)計，貯罐、換熱器的選型。 第二章 流程的設(shè)計及說明 進料時采用泡點進料，這種進料狀況不受季節(jié)氣溫的影響，且精餾段與提餾段的氣體流量相等，塔徑也相等。原料液在25 ℃時從貯罐（V-101）用離心泵輸送到塔前預(yù)熱器(E-101)中預(yù)熱至泡點溫度90.8℃，由精餾塔進料口進入塔內(nèi)在進料板上液體一部分與自塔上部下降的回流液體混合后逐板溢流，最后流到塔底。料液的一部分與自塔底上升的蒸汽相互接觸進行熱和質(zhì)的傳遞過程，上升的蒸汽由塔釜再沸器（E-103為了檢修的方便，同時產(chǎn)品量也很大可采用塔外再沸器即立式虹吸式再沸器，用飽和水蒸氣加熱）經(jīng)飽和蒸汽換成109℃蒸汽由塔最下面一塊板上進入塔內(nèi)，逐層上升與溢流液體進行傳質(zhì)，最后經(jīng)塔頂冷凝器(E-102)循環(huán)水（進口溫度20 ℃）冷凝成80.1℃下的飽和液體進入回流罐(V-104)，一部分重力回流，一部分經(jīng)塔頂冷卻器(E-102)用進口溫度20℃的井水冷卻至25℃，輸入苯貯罐。塔底產(chǎn)品甲苯經(jīng)塔底冷卻器冷卻至25 ℃輸入甲苯貯罐，為了節(jié)省能耗，可考慮將冷卻器與塔前物料預(yù)熱進行熱交換，換熱后原料還未達到泡點，可考慮再加個換熱器。再沸器內(nèi)水蒸氣換熱后變成同溫度水可用于工人取暖和淋浴。 第三章 工藝設(shè)計計算 (一)原料規(guī)格及分離要求 年產(chǎn)8萬噸 即GF=8×107Kg／7200h=11111Kg／h.飽和液進料。塔頂苯含量不低于99%（質(zhì)量分率）。塔底苯含量不高于2%（質(zhì)量分率） (二)生產(chǎn)條件 ①操作條件:101.3kPa ②操作溫度:原料和產(chǎn)品均為常溫(25℃) ③塔頂冷凝器:用循環(huán)水冷卻(進口溫度20℃) ④塔底再沸器:用飽和水蒸汽加熱 ⑤回流比:取最小回流比的2倍 3.1 物料衡算 原料液 塔頂和塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)： 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 原料液塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量: 而原物料處理量 由 可得： 3.2 確定塔內(nèi)操作溫度 由手冊可以查處苯（A）和甲苯（B）飽和蒸汽壓和溫度的關(guān)系如下圖： 溫度，℃ 80．1 85 90 95 100 105 110．6 PA°，kPa 101．33 116．9 135．5 155．7 179．2 204．2 240．0 PB°，kPa 40．0 46．0 54．0 63．3 74．3 86．0 101．33 由拉烏爾定律可計算氣液平衡數(shù)據(jù)： 計算結(jié)果如下圖 苯% 溫度? ℃ t，℃ 80．1 85 90 95 100 105 110．6 x 1．000 0．780 0．581 0．412 0．258 0．130 0 y 1．000 0．900 0．777 0．633 0．456 0．262 0 繪制如上的（t-x-y）圖形結(jié)合苯的摩爾分數(shù)得 塔頂溫度為 進料板溫度： 塔底溫度： 塔的平均溫度： 3.3 確定回流比及塔板數(shù) 用作圖法確定最小回流比如圖： 飽和蒸汽進料q=1 進料線如圖： 求精餾塔的氣液負荷 求精餾段操作線方程： 求提餾段操作線方程： 圖解法求理論板的數(shù)目： 由上圖可知總理論板數(shù)為NT =16.5(不含再沸器) 精餾段塔板(自精餾段由上往下) 估算總塔的效率： α為苯的相對揮發(fā)度： 由前面的計算可知：塔頂、塔底的平均溫度為95℃，由手冊查出、 則 苯的粘度： 甲苯的粘度： 在平均溫度下的物料平均粘度為： 則總塔效率： 計算實際塔板數(shù)： 總塔板： 取28塊 進料塔板： 取16 則精餾段的塔板數(shù): 提餾段的塔板數(shù)： 3.4 塔設(shè)計計算 3.4.1精餾段計算 1.塔板工藝尺寸計算 (1)操作溫度 塔頂溫度? TD=81℃進料溫度為90.8℃則精餾段平均溫度85.9℃ （2）平均摩爾質(zhì)量計算 (3)平均密度、表面張力、粘度計算 A.氣相平均密度計算 理想氣體方程 B.液相平均密度 液相的平均溫度計算式為： 由 查表得 ??? 由 查表得 由圖解理論板得： 查平衡曲線得 則質(zhì)量分數(shù)： 精餾段液相平均密度為： C.液體表面張力 液相平均表面張力依下式計算： 塔頂液相平均表面張力 由 查手冊得 進料板液相平均表面張力：由 查手冊得： 故： 則精餾段液相平均張力為： D.液體平均粘度 塔頂液相平均粘度 查手冊得 則： 進料板液相平均粘度 查手冊得 精餾段的液相平均粘度為： (4)精餾段氣，液相負荷及氣，液相體積流率 (5)塔體工藝尺寸計算 ?? 取板間距板上液層高度 查化工原理上冊? 計算出C=0.0745 則 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 塔徑 圓整為1.8米 則 實際空塔氣速 (6)精餾段有效高度為 提餾段有效高度 (7)塔板主要工藝尺寸計算 因塔徑 可選用單溢流弓形降液管?? 采用凹形受液盤 (1)溢流堰長: (2)溢流堰高度： 選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算： how= 由經(jīng)驗取E=1，則 取板上清液高度為60mm 故hw=0.06-0.017=0.043m (3)弓形降液管寬度和截面積 由 查化工原理下冊 Wd/D=0.16 Wd=0.16D=0.16×1.8=0.288m2 (4)驗算液體在降液管中停留時間 θ=3600Af HT/Lh≧3～5 θ=(3600×0.254×0.45)/(3600×0.0052)=21.98s＞5s 故降液管設(shè)計合理 (5)降液管底隙高度 取ho=hw-0.008=0.043-0.008=0.035m 故降液管底隙高度設(shè)計合理 選用凹形受液盤，深度 (8)塔板布置 1.塔板分布 因D=1800mm>800mm 由表可確定用五塊塔板 2.邊緣區(qū)寬度和破沫區(qū)寬度確定 D>1.5m 破沫區(qū)寬度 邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m 3.開孔區(qū)面積 開孔區(qū)面積按下式計算： 篩孔計算及其排列： 所處理的物系無腐蝕性可選用的碳鋼板,由于液相表面張力為正值故取篩孔直徑篩孔按正三角形排列 取孔中心距為 篩孔數(shù)目n=? 開孔率 氣體通過閥孔的氣速為u0=m/s （9）篩板的流體力學(xué)驗算 1.塔板壓降 ho=u02ρV/2gC02ρL.由d0/φ=5/3=1.67?? 查化工原理書下冊 C0=0.772. ho=液注 氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力h1由下式計算 查化學(xué)工藝手冊 液注 2.液體表面張力的阻力的計算 液注 氣體通過每層塔板的液注高度hp 液注 氣體通過每層塔板的壓降為 ＜0.7Kpa(設(shè)計合理) 3.液面落差 對于篩板塔,液面落差很小,本例塔徑和液流不大,故可忽略,液面落差的影響. 4.液沫夾帶 所以在本設(shè)計中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。 5.漏液 對篩板塔漏點氣速 實際孔速u0=11.99m/s 穩(wěn)定系數(shù) u0/u0’=1.64＞1.5 故在本設(shè)計中無明顯漏液 6.液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從 苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5則 而 板上不設(shè)進口堰，hd由下式計算 故 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象. （10）塔板負荷性能 1.漏液 化簡得: 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出，計算結(jié)果如下表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 1.013 1.036 1.064 1.088 由上數(shù)據(jù)可作出漏液線1 2.液沫夾帶線 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 4.80 4.68 4.52 4.39 由以上數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線2 3.液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度由下式 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3 4.液相負荷上限線 以=4S作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4 5.液泛線 令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 或是 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 4.399 4.379 4.350 4.319 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 根據(jù)以上各個線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如下圖： 現(xiàn)將精餾段的計算結(jié)果匯總于表中，如下: 篩板塔精餾段設(shè)計計算結(jié)果 項目 數(shù)值及說明 備注 塔徑D/m 1.8 板間距HT/m 0.45 塔板形式 單溢流弓形降液管 五塊式塔板 空塔氣速u/(m/s) 0.91 堰長lw/m 1.296 堰高hw/m 0.043 降液管底隙高度/m 0.035 閥孔數(shù)N/個 8942 等腰三角形叉排 閥孔氣速 11.99 液體在降液管內(nèi)停留時間θ/s 21.98 板上清液層高度 0.06 氣相負荷上限 0.0286 液泛控制 氣相負荷下限 0.0011 3.4.2提餾段計算 1.塔板工藝尺寸計算 (1)操作溫度 由前面可知： 塔底溫度 TW=109℃ 進料板的溫度 提餾段平均溫度： (2)平均摩爾質(zhì)量計算 塔底平均摩爾質(zhì)量計算： 由圖解理論板得： =0.05×78.11+（1-0.05）×92.13=90.57Kg/Kmol =0.02×78.11+（1-0.02）×92.13=91.85Kg/Kmol 進料板平均摩爾質(zhì)量計算： 由圖解理論板得： 提餾段平均摩爾質(zhì)量計算： (3)平均密度、表面張力、粘度計算 Ａ氣相平均密度計算 理想氣體方程 Ｂ液相平均密度 液相平均密度由下式計算 進料板液相平均密度： 由，查手冊得: 由 查手冊得： 則 提餾段的液相平均密度為： Ｃ．液體表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算 塔底液相平均表面張力 由查手冊得 故： 進料板液相平均表面張力：由 查手冊得： 故： 提餾段液相平均表面張力： Ｄ．液體平均粘度 液相平均粘度按照下式計算： 進料板液相平均粘度 查手冊得 得 塔底液相平均粘度： 查手冊得 由 得 故提餾段液相的平均粘度為： (4)提餾段氣，液相負荷及氣，液相體積流率 (5)塔體工藝尺寸計算 由 式中的C由下式計算： 式中的由圖表查處 圖的橫坐標為 取板間距,板上液層高度 則有： 查表得: 故 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 按標準圓整塔徑后 塔截面積為 實際空塔氣速 精餾塔提餾段有效高度的計算： (7)塔板主要工藝尺寸計算 因塔徑 可選用單溢流弓形降液管?? 采用凹形受液盤 溢流堰長 溢流堰高度： 選用平直堰，堰上液層高度由下式計算： 由經(jīng)驗取E=1，則 取板上清液高度為70mm 故 弓形降液管寬度和截面積 由 查化工原理下冊 故有 驗算液體在降液管中停留時間 故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度設(shè)計合理 (8)塔板布置 1.塔板分布 因 查表采用五塊板 2.邊緣區(qū)寬度和破沫區(qū)寬度確定 破沫區(qū)寬度 邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m 3.開孔區(qū)面積 開孔區(qū)面積按下式計算： 篩孔計算及其排列 所處理的物系無腐蝕性可選用的碳鋼板,由于液相表面張力為正值故取篩孔直徑篩孔按正三角形排列 取孔中心距為 篩孔數(shù)目n= 開孔率 氣體通過閥孔的氣速為 (9)篩板的流體力學(xué)驗算 1.塔板壓降 干板阻力的計算 由 查化工原理書下冊 液注 氣體通過液層的阻力計算 氣體通過液層的阻力由下式計算 查化學(xué)工藝手冊 液注 2.液體表面張力的阻力的計算 液注 氣體通過每層塔板的液注高度 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為 3.液面落差 對于篩板塔,液面落差很小,本例塔徑和液流不大,故可忽略,液面落差的影響. 4.液沫夾帶 在允許范圍內(nèi) 5.漏液 對篩板塔漏點氣速由下式計算： 實際孔速穩(wěn)定系數(shù) 故在本設(shè)計中無明顯漏液 6.液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從 苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5則 而 板上不設(shè)進口堰，由下式計算 故 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象. (10).塔板負荷性能 1.漏液線 化簡得: 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出，計算結(jié)果如下表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.987 1.012 1.041 1.063 由以上數(shù)據(jù)可作出漏液線1 2.液沫夾帶線 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 4.653 4.522 4.354 4.213 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2 3.液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度由下式 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負下限線3 4.液相負荷上限線 以=4S作為液體在降液管中停留時間的下限，由下式得 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4 5.液泛線 令 由 聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得 式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 或是 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于下表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 4.159 4.094 4.004 3.921 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 塔板的負荷性能圖如下： 現(xiàn)將提餾段的計算結(jié)果匯總于表中，如下 篩板塔提餾段設(shè)計計算結(jié)果 項目 數(shù)值及說明 備注 塔徑 1.8 板間距 0.45 塔板形式 單溢流弓形降液管 五塊式塔板 空塔氣速u/(m/s) 0.977 堰長 1.296 堰高 0.044 降液管底隙高度 0.035 閥孔數(shù)N/個 8942 等腰三角形叉排 閥孔氣速 12.69 液體在降液管內(nèi)停留時間 11.43 降液管內(nèi)清液層高度 0.07 氣相負荷上限 0.0286 液泛控制 氣相負荷下限 0.0011 漏液控制 操作彈性 3.16 3.5 精餾塔高度的計算 1.精餾段有效高度為 2.提餾段有效高度為 3.在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m 4.故精餾塔的有效高度為 5.取塔頂空間和塔底空間均為 6.采用標準橢圓形封頭其高度 7.取裙座高度為 8各段高度之和 綜上，塔徑D=1800mm，塔高H=21500mm。 第四章 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計 4-1塔盤 由前面的設(shè)計過程可知塔盤分為五塊，單溢流的工作方式，槽式塔盤其部分沖壓尺寸如下表： 材料 塔盤板厚度S 彎曲半徑R 筋板厚度d 筋板高度h 碳鋼 3 4 6 57 塔盤板的尺寸： 降液管結(jié)構(gòu):由于所處理的物料不易堵塞，故可采用弓形固定式降液管，降液管底隙高度為8mm 受液盤結(jié)構(gòu)：采用凹形受液盤，因為本精餾塔的塔徑為1800mm 故受液盤的厚度取6mm ，受液盤深度取50mm 開兩個的淚孔。 溢流堰結(jié)構(gòu)：由于液體溢流量較大，故采用平直堰。由前面設(shè)計計算，堰高 塔盤支承結(jié)構(gòu)與緊固件： 塔盤直徑 支持圈寬度 支持板寬度 碳鋼厚度 1762 50 50 10 用螺紋緊固。 4-2各接管及法蘭的選擇 各接管均用碳鋼管。開孔補強方式選補強圈補強。 進料管：考慮到物料的性質(zhì)，苯塔采用可拆式直管進料管如上圖所示：取流速，設(shè)其內(nèi)直徑為則： 查相關(guān)接管標準選取進料管規(guī)格為相關(guān)尺寸如下圖：(mm) 內(nèi)管 外管 a b c 15 100 45 5 120 200 回流液接管：考慮安裝檢修的方便，回流液接管亦用可拆式直管，取流速設(shè)其內(nèi)直徑為則： 對接管進行圓整后的規(guī)格 內(nèi)管 外管 a b c 25 150 70 5 120 200 釜液排出管：取流速設(shè)其直徑為則： 對接管進行圓整后的規(guī)格 結(jié)構(gòu)如下圖： 塔頂蒸汽接管(及塔底進氣接管)：選取則 選取接管規(guī)格為： 安裝在塔頂封頭處。簡圖如下： 至于塔底進氣接管，尺寸可與塔頂蒸汽接管一致，安裝在塔釜排出管另一側(cè)上方，用于釜液經(jīng)再沸器產(chǎn)生的氣體進入塔內(nèi)。 接管規(guī)格如下表： 序號 名稱 選定速度 管規(guī)格 1 進料接管 0.5 2 塔頂蒸汽接管 14 3 回流液接管 0.5 4 釜液排出管 0.5 5 儀表接管 接管法蘭：接管法蘭按照法蘭標準選取。選取結(jié)果如下： 進料接管法蘭： 接管名稱 公稱通徑 管子外徑 連接尺寸 密封尺寸 法蘭厚度C 法蘭內(nèi)徑B 法蘭理論重量kg 法蘭直徑D 中心孔直徑K 螺栓孔直徑 螺栓、螺柱 d f 數(shù)量n 螺紋Th 進料管 100 108 210 170 18 4 18 3 116 110 3.41 塔頂蒸汽管 450 480 595 550 22 16 30 4 462 485 20.5 回流液接管 150 159 265 225 18 8 20 3 170.5 161 5.14 釜液排出管 65 76 160 130 14 4 16 2 77.5 78 1.85 儀表接管 25 32 100 75 11 4 14 2 34.5 33 0.73 4-3人孔 綜合考慮塔的制造，安裝，檢修。本精餾塔需開設(shè)3個直徑為500的人孔。進料板上開一個，塔頂回流管處開一個，塔底開一個。 查HG/T21516-95得常壓人孔規(guī)格如下： 人孔的材料和尺寸如下表所示： 4-4操作平臺和扶梯 平臺設(shè)在人孔和接管處以及塔頂?shù)踔?，供?個平臺，選擇1米的平臺寬度。扶梯超過5m時，應(yīng)設(shè)中間休息平臺，采用籠式扶梯。 4-5裙座 采用圓筒形裙座（具有制造方便和經(jīng)濟合理的優(yōu)點），裙座高5m。其與塔體采用對焊的連接方式。材料為Q235-B結(jié)構(gòu)簡圖如下： 對接形式 4-6吊柱 吊柱的選用按HG/T21639-2005標準選取。 吊桿的材料為20號無縫鋼管，支座墊板用20R，其余零部件均用Q235-B(基于對材料要求的提高，現(xiàn)Q235-B多替代Q235-A使用). 選用的標準吊柱尺寸如下： 吊柱結(jié)構(gòu)簡圖如下： 第五章 塔體和裙座的機械設(shè)計 機械設(shè)計條件 主要工藝參數(shù) 數(shù)據(jù) 主要結(jié)構(gòu)參數(shù) 塔體內(nèi)徑 1800 1.塔體開設(shè)了3個人孔 塔高 21500 2.在人孔處的操作平臺寬度單位質(zhì)量包角 計算壓力 0.2 3.塔體外表面保溫層厚度為保溫材料密度為 設(shè)計溫度 120 4.塔器設(shè)置地區(qū)的基本風(fēng)壓值 塔板數(shù) 28 5.地震設(shè)防烈度為7級 精餾段塔板清液層高度 60 6.場地土為Ⅱ類場地土 提餾段塔板上清液層高度 70 7.支座為，高度為的圓筒形裙座 精餾段液相介質(zhì)密度 807.6 8.塔體焊接接頭系數(shù) 塔體與裙座對接焊接 提餾段液相介質(zhì)密度 790.96 9.塔體和裙座的壁厚附加量都取 5.1選擇材料和確定參數(shù) 筒體和封頭均用（這種合金鋼有很好的綜合力學(xué)性能）。裙座選用 材料。 設(shè)計壓力為 設(shè)計溫度為查相關(guān)標準可得材料的有關(guān)性能參數(shù)： ： ： 5.2計算筒體和封頭的厚度 忽略液柱靜壓力,設(shè)計壓力即為計算壓力： 筒體δ： 封頭(采用標準橢圓形封頭)δ： 參看國家標準 GB150和《鋼制塔式容器》塔體的最小厚度不小于 取壁厚附加量為，考慮到剛度、穩(wěn)定性及多種載荷等因素，取筒體和封頭的名義厚度均為。有效厚度為 5.3塔的自振周期的計算 等直徑、等厚度塔的基本固有周期： 5.4塔體的質(zhì)量載荷計算 1． (一) 圓筒質(zhì)量 塔體圓筒總高度： 查手冊得鋼的密度為 (二) 封頭的質(zhì)量 查標準橢圓形封頭標準JB4737有公稱直徑為，厚度為的橢圓形封頭質(zhì)量為則： (三) 裙座質(zhì)量 2.塔內(nèi)構(gòu)件的質(zhì)量 由《鋼制塔式容器》中可知篩板塔盤單位質(zhì)量為 3.人孔、法蘭、接管、吊柱等附屬物質(zhì)量 4.保溫材料質(zhì)量 為封頭保溫層質(zhì)量 5.平臺、扶梯質(zhì)量 式中 為平臺單位質(zhì)量 為扶梯高度，為 為籠式扶梯單位質(zhì)量，為 為平臺數(shù)量 6.操作時塔內(nèi)物料質(zhì)量 封頭容積 塔釜深度 7.充水質(zhì)量 水的密度為 8.全塔操作質(zhì)量 9.全塔最小質(zhì)量 10.全塔最大質(zhì)量 將全塔分為三段，各段質(zhì)量載荷如下表： 塔段號 質(zhì)量/kg 1 2 3 合計 2007.36 3565.2 2185.16 7757.72 0 3141.1 1487.9 4629 89.7 1804.25 1082 2976 200 1820.6 970.4 2991 654 5528.8 1189.2 7372 500 960 479 1939 827 25156.3 15093.7 41077 3624.06 36447.45 21298.49 61370 2797.06 8778.27 5014.19 16589.52 塔段長度 5000 10000 6500 21500 塔板數(shù) 0 19 9 28 5.5風(fēng)載荷及風(fēng)彎矩計算(忽略風(fēng)的誘導(dǎo)振動) 1.風(fēng)力計算 （1）風(fēng)振系數(shù)：各計算塔段的風(fēng)振系數(shù)由下式計算 由《鋼制塔式容器》查出相應(yīng)系數(shù)并計算 結(jié)果如下： 塔段號 1 2 3 計算截面距地面高度 5 15 21.5 風(fēng)壓 350 399 446.25 脈動增大系數(shù) 2.04 脈動影響系數(shù) 0.72 0.72 0.79 振型系數(shù) 0.084 0.59 1.0 風(fēng)壓高度變化系數(shù)（B類） 1.00 1.14 1.275 1.123 1.76 2.264 （2）有效直徑的計算：設(shè)籠式扶梯與塔頂管線成角，取平臺構(gòu)件的投影面積，則取下式計算值中的較大者。 式中，塔和管線的保溫層厚度 塔頂管線外徑 各塔段的計算結(jié)果如下： 塔段號 1 2 3 塔段高度 5000 10000 6500 400 0 100 154 2680 2780 2834 （3）水平風(fēng)力的計算：由下式計算各塔徑的水平風(fēng)力 各塔段有關(guān)參數(shù)及計算結(jié)果如下表： 塔段號 1 2 3 體型系數(shù) 0.7 風(fēng)振系數(shù) 1.123 1.76 2.264 350 1.0 1.14 1.275 5000 10000 6500 2680 2780 2834 3686.8 13665.6 13027.6 2.風(fēng)彎矩計算： 計算危險截面的風(fēng)彎矩由下式計算 0-0截面： 1-1截面： 2-2截面： 5.6地震載荷及彎矩的計算 查《鋼制塔式容器》得：（設(shè)計地震烈度7級） （Ⅱ類場地土，近震） 地震影響系數(shù) 結(jié)構(gòu)綜合影響系數(shù) 但故需考慮高振型的影響 確定危險截面：裙座基底截面、裙座人孔處截面以及裙座與塔體焊縫處截面都是危險截面 計算危險的地震彎矩： 0-0截面： 1-1截面： 2-2截面： 5.7各種載荷引起的軸向應(yīng)力 1.計算壓力引起的軸向拉應(yīng)力 2.操作質(zhì)量引起的軸向壓力應(yīng)力 0-0截面： 1-1截面： 為裙座人孔處截面的面積 為裙座人孔截面處裙座殼的內(nèi)直徑， 為裙座人孔截面處水平方向的最大寬度 為人孔或較大管線引出孔加強管的厚度 為人孔或大管線引出孔加強管的厚度 為裙座殼有效厚度 2-2截面： 3.最大彎矩引起的軸向應(yīng)力 最大彎矩中的較大值 不計偏心彎矩 計算截面的最大彎矩如下表; 截面 0-0 1-1 2-2 各危險截面的計算： 0-0 1-1 式中為裙座人孔處截面的抗彎截面系數(shù)，由下式計算 2-2 5.8筒體和裙座危險截面的強度與穩(wěn)定性校核 1.筒體的強度校核與穩(wěn)定性校核 （1）強度校核 筒體危險截面1-1處的最大組合拉應(yīng)力 軸向許用應(yīng)力： 式中K=1.2 因為 故該塔滿足強度要求 （2）穩(wěn)定性校核 筒體危險截面2-2最大組合壓應(yīng)力 許用軸向壓應(yīng)力：取其中較小值 按照GB150《鋼制壓力容器》中規(guī)定，有 查相應(yīng)表格有 則取 因為 故滿足穩(wěn)定性要求 2.裙座的穩(wěn)定性校核 裙座危險截面0-0及1-1處的最大組合軸向壓應(yīng)力 由 查相應(yīng)表格有 則取 因為 故滿足穩(wěn)定性要求 5.9筒體和裙座水壓試驗應(yīng)力校核(試漏) 1.筒體水壓試驗力校核 （1）由試驗壓力引起的環(huán)向應(yīng)力 試驗壓力 因為 故滿足要求 （2）由試驗壓力引起的軸向應(yīng)力 （3）水壓試驗時重力引起的軸向應(yīng)力 （4）由彎矩引起的軸向應(yīng)力 （5）最大組合軸向拉應(yīng)力校核 許用應(yīng)力： 因為 故滿足要求 （6）最大組合軸向壓應(yīng)力校核 軸向許用壓應(yīng)力 取其中的較小值 取 因為 故滿足要求 2.裙座水壓試驗應(yīng)力校核 （1）水壓試驗時重力引起的軸向應(yīng)力 （2）由彎矩引起的軸向應(yīng)力 （3）最大組合軸向壓應(yīng)力校核 軸向許用應(yīng)力 取其中較小值 取 因為 故滿足要求 5.10裙座和塔體的連接焊縫校核 裙座與塔體的連接焊縫(對焊)按下式校核： 故焊縫滿足要求 5.11基礎(chǔ)環(huán)設(shè)計 1.基礎(chǔ)環(huán)尺寸 ?。? 2.基礎(chǔ)環(huán)的應(yīng)力校核 取其中較大值 （1） （2） 取 選用75號混凝土，其許用應(yīng)力為 因為 故滿足要求 3.基礎(chǔ)環(huán)厚度 按有筋板時，計算基礎(chǔ)環(huán)的厚度 設(shè)地腳螺栓為，，則 查相應(yīng)的表格有： 取 基礎(chǔ)環(huán)材料的許用應(yīng)力 則 基礎(chǔ)環(huán)厚度 取 5.12地腳螺栓計算 1.地腳螺栓承受的最大拉應(yīng)力 取其中較大值 （1） （2）取 2.地腳螺栓直徑 因為，故此塔設(shè)備必須安裝地腳螺栓 取地腳螺栓個數(shù) 地腳螺栓材料的許用應(yīng)力 查表，取地腳螺栓為，個數(shù)，合用。 塔的機械設(shè)計結(jié)果匯總表 塔的名義厚度 筒體 封頭 裙座 塔的載荷及其彎矩 質(zhì)量載荷 風(fēng)彎矩 地震彎矩 各種載荷引起的軸向應(yīng)力 計算壓力引起的軸向應(yīng)力 操作質(zhì)量引起的軸向應(yīng)力 最大彎矩引起的軸向應(yīng)力 最大組合軸向拉應(yīng)力 最大組合軸向壓應(yīng)力 強度及穩(wěn)定性校核 強度校核 滿足強度要求 穩(wěn)定性校核 滿足穩(wěn)定性要求 滿足穩(wěn)定性要求 滿足穩(wěn)定性要求 水壓試驗時的應(yīng)力校核 筒體 滿足強度要求 滿足強度要求 滿足穩(wěn)定性要求 裙座 滿足穩(wěn)定性要求 滿足穩(wěn)定性要求 基礎(chǔ)環(huán)設(shè)計 基礎(chǔ)環(huán)尺寸 基礎(chǔ)環(huán)應(yīng)力校核 滿足要求 連接焊縫校核 塔體與裙座連接焊縫校核 滿足要求 地腳螺栓設(shè)計 地腳螺栓直徑，個數(shù) 第六章 附屬設(shè)備的計算及選型 6.1貯罐 1．原料罐 設(shè)原料在原料貯罐中的停留時間為1小時。裝料系數(shù)為0.9 在時，查《化學(xué)物性數(shù)據(jù)手冊》知 平均密度為： 又物料流量為 故貯罐的容積為 取原料罐的容積為 2．塔頂產(chǎn)品貯罐 設(shè)停留時間為 裝量系數(shù)0.9 由前面計算可知 則貯罐容積 取塔頂產(chǎn)品貯罐的容積為 3．塔底產(chǎn)品貯罐 設(shè)產(chǎn)品停留時間為，裝量系數(shù)為0.9 由前面計算知： 則貯罐容積 取塔底產(chǎn)品貯罐的容積為 4．回流罐 設(shè)回流液停留時間為 裝量系數(shù)為0.9 由前面計算知回流液的體積流量為 則回流罐的容積為 取回流貯罐的容積為 貯罐容積估算如下表 序號 名稱 停留時間/ 容積/ 1 原料罐 1 15 2 塔頂產(chǎn)品罐 48 335 3 塔底產(chǎn)品貯罐 48 350 4 回流罐 4 6.2換熱器 1．原料換熱器 逆流的工作方式 用表壓飽和蒸汽加熱，進口 化學(xué)工藝設(shè)計手冊可取 由前知進料液的溫度為 定性溫度，此時苯的比熱容甲苯 則 熱負荷 設(shè)吸收效率為0.9 有 平均溫度差： 則傳熱面積 2．塔頂冷凝器 采用逆流的工作方式 用水冷卻進口溫度為 出口溫度 水的定性溫度 塔頂產(chǎn)物進口溫度 出口溫度為 塔頂產(chǎn)品的定性溫度為 此時苯的摩爾汽化潛熱 甲苯的摩爾汽化潛熱 平均汽化潛熱 又 則 平均溫度差： 查相關(guān)手冊取 則換熱面積為，取 3．塔底再沸器? 塔底采用立式熱虹吸再沸器 加熱蒸汽為查表知溫度為 由前面計算知塔底上升蒸汽流量為： 查物性數(shù)據(jù)手冊有：甲苯在時的摩爾汽化潛熱為 則熱負荷為： 計算平均溫度差： 依據(jù)經(jīng)驗假設(shè)傳熱系數(shù) 計算換熱面積：，取 計算釜液循環(huán)管的管徑 取出口氣含率為15% 釜液蒸汽質(zhì)量流量： 則釜液循環(huán)質(zhì)量流量： 取流速為 則循環(huán)管徑為 取循環(huán)管徑為 塔釜返回蒸汽接管：取為 參考文獻 1 路秀林，王者相等.化工設(shè)備設(shè)計全書（塔設(shè)備）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004 2 GB150-1998《鋼制壓力容器》 3.JB/T4710-2005《鋼制塔式容器》 4 劉光啟，馬連湘，劉杰主編.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊.有機卷北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002 5 夏清，陳常貴主編.化工原理.天津：天津大學(xué)出版社，2005 6 于永泗，齊民主編.機械工程材料.大連：大連理工大學(xué)出版社，2007 7 鄭津洋，董其伍，桑芝富主編.過程設(shè)備設(shè)計.第二版.北京：化學(xué)化工出版社，2005 8 賈紹義，柴誠敬主編.化工原理課程設(shè)計.天津：天津大學(xué)出版社，2002 9 匡國柱，史啟才主編.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2001 10 中國石油集團上海工程有限公司編.化工工藝設(shè)計手冊.第三版.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2003 英文翻譯 Chinese J．of Chem．Eng．，9(2)141—144(2001) Operation of a Batch Stripping Distillation Column xu Songlin(許松林) ，Jose Espinosab，Hector E．Salomoneb and Oscar A．Iribarrenb a National Engineering Research Center for Distillation Technology，Tianjin University, Tianjin 300072，China b Institute for Development and Design INGAR , Conicet，Santa Fe，Argentina Abstract A stripping batch distillation column is preferred when the amount of the light component in the feed is small and the products are to be recovered at high purity．The operation modes of a batch stripping are believed to be the same as those of a rectifier． However．the control system of a stripper is different． In this paper，we explore three different control methods with Hysys(Hyprotech Ltd．1997)for a batch stripper．The main difference is the control scheme for reboiler liquid level：(a)controlled by reflux flow；(b)controlled by reboiler heat duty；(c)controlled by bottom product flow． The main characteristics of operating a batch stripper with different control scheme are presented in this paper．Guidelines axe provided for the startup of a batch stripper，the effects of some control tuning parameters on the column performance are discussed． Key words batch stripper．control．Operation 1 INTRODUCTON Batch process is becoming more popular as chemical process industries move toward manufacturing fine and specialty chemicals，where flexibility is a key issue