0003-年處理量8萬噸苯—甲苯分離塔設計（CAD圖+論文+翻譯）,處理,萬噸苯,甲苯,分離,設計,cad,論文,翻譯 本科生畢業(yè)設計（論文）開題報告 設計（論文）題目 年處理量8萬噸苯—甲苯分離塔設計 設計（論文）題目來源 自選 設計（論文）題目類型 工程設計 起止時間 2011.1.6--2011.5.31 一、 設計（論文）依據(jù)及研究意義： 本設計依據(jù)《化工工藝設計手冊》、GB150-1998《鋼制壓力容器》、JB/T4710-2005《鋼制塔式容器》以及HG20562-1998《塔設計技術規(guī)定》進行。本設計的作用在于分離化工生產中常用到的兩種重要化工原料—苯和甲苯，意義重大。綜合考慮分離效率、生產制造成本、安裝及維護等因素，本設計采用篩板式精餾塔。 二、 設計（論文）主要研究的內容、預期目標（技術方案、路線）： 本設計主要從化工工藝、材料選型、結構設計以及塔的機械設計進行設計。本設計路線：分離任務—工藝流程描繪—工藝計算—材料選型—結構設計—塔的機械設計—附屬設備選型。預期目標：希望通過本次的畢業(yè)設計能培養(yǎng)出獨立設計的能力，為以后的工作 打下好的基礎，更好的與社會接軌。 三、設計（論文）的研究重點及難點： 重點是：依據(jù)分離任務進行分離工藝的計算確定塔體和塔板的工藝尺寸，由塔的操作條件完成塔體和裙座的厚度計算，由塔的安裝環(huán)境對塔進行機械校核。 難點：一、由于資料可能不全，設計時沒有經驗，造成各種誤差。 二、分離效率的保證 三、塔的結構設計 四、設計（論文）研究方法及步驟（進度安排）： 1月6日至2月15日：了解我們所要設計的試驗裝置，為進行設計做準備； 2月16日至2月28日：進行參觀實習；寫開題報告； 2月28日至3月18日：查閱資料，找設計依據(jù)，理出設計思路； 3月18日至4月24日：具體的結構和系統(tǒng)設計，求得設計的各種依據(jù)； 4月25日至5月25日：設計，畫出設計圖紙； 5月26日至5月28日；整理圖紙，進行打??；排版設計說明書。 5月29日至5月31日：準備答辯。 五、進行設計（論文）所需條件： 1、要有充分的資料（與塔設備有關、與分離工藝有關）。 2、到相關單位進行實習，了解塔設備的結構及生產過程中的 各種控制方案和原理。 3、設計所需設計方法、軟件、工具等。 六、指導教師意見： 簽名： 年 月 日 機械工程學院畢業(yè)設計 摘要：在化工、煉油、醫(yī)藥、食品及環(huán)境保護等工業(yè)部門，塔設備是一種重要的單元操作設備。塔器即是高徑比很大的設備。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及傳熱的目的。常見的、可在塔設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移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移。苯和甲苯都是化工生產中的重要原料，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。塔設備按結構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費用問題，本設計選用化工生產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：結構簡單，成本低，塔板效率高，安裝維修方便。本設計的主要內容是：過程的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結構設計和校核，機械強度設計(特別是要考慮風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，以及塔的施工圖設計：包括總裝配圖和若干零件圖。 關鍵詞： 精餾 篩板塔 工藝計算 結構設計 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 流程的設計及說明…………………………………………3 第三章 工藝設計計算………………………………………………4 3.1 物料衡算……………………………………………………4 3.2 確定塔內操作溫度…………………………………………5 3.3 確定回流比及塔板數(shù)………………………………………6 3.4 塔設計計算…………………………………………………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 精餾塔的結構設計…………………………………………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 塔體的質量載荷計算……………………………………47 5.5 風載荷及風彎矩計算……………………………………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力校核…………………………57 5.10 裙座和塔體的連接焊縫校核……………………………59 5.11 基礎環(huán)設計………………………………………………60 5.12 地腳螺栓計算……………………………………………61 第六章 附屬設備的計算及選型 …………………………………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 iv 畢業(yè)設計(論文) 題 目 年處理量8萬噸苯—甲苯分離塔設計 學院名稱 機械工程學院 機械工程學院畢業(yè)設計 畢業(yè)設計(論文) 題 目 年處理量8萬噸苯—甲苯分離塔設計 學院名稱 機械工程學院 第一章 概述 塔設備是化工、石油化工和煉油等生產中最重要的設備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的?？稍谒O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和傳熱的增濕、減濕等。 作為主要用于傳質過程的塔設備，首先必須使氣液兩相能充分接觸，以獲得較高的傳質效率。此外，為了滿足工業(yè)生產的需要，塔設備還得考慮下列各項要求。 (1)生產能力大； (2)操作穩(wěn)定、彈性大； (3)流體流動的阻力??； (4)結構簡單，制造和安裝容易。 化工生產中所處理的原料，粗產品幾乎都是混合物，為了滿足生產中各種要求，時常需要將其分離為較純凈的物質。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。本次設計任務是為實現(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設備，在壓力較高時，分離效果比填料塔好。板式塔塔內以塔板作為基本構件，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，按塔板的結構分：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，篩板塔結構簡單，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。 下圖為篩板精餾塔的結構示意圖： 本設計的主要內容是：過程的物料衡算、熱量衡算，工藝計算，結構選型和設計，機械強度設計，貯罐、換熱器的選型。 第二章 流程的設計及說明 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熱器(E-101)中預熱至泡點溫度90.8℃，由精餾塔進料口進入塔內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）經飽和蒸汽換成109℃蒸汽由塔最下面一塊板上進入塔內，逐層上升與溢流液體進行傳質，最后經塔頂冷凝器(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。塔底產品甲苯經塔底冷卻器冷卻至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 工藝設計計算 (一)原料規(guī)格及分離要求 年產8萬噸 即GF=8×107Kg／7200h=11111Kg／h.飽和液進料。塔頂苯含量不低于99%（質量分率）。塔底苯含量不高于2%（質量分率） (二)生產條件 ①操作條件:101.3kPa ②操作溫度:原料和產品均為常溫(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 塔頂和塔底產品的摩爾分數(shù)： 苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 原料液塔頂、塔底的平均摩爾質量: 而原物料處理量 由 可得： 3.2 確定塔內操作溫度 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 所以在本設計中液沫夾帶量ev在允許范圍內。 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 故在本設計中無明顯漏液 6.液泛 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高Hd應服從 苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5則 而 板上不設進口堰，hd由下式計算 故 故在本設計中不會發(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，任取幾個值，依上式計算出，計算結果如下表 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，與的關系式代入上式，并整理得 式中 將有關的數(shù)據(jù)代入，得 或是 在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表 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)將精餾段的計算結果匯總于表中，如下: 篩板塔精餾段設計計算結果 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)平均摩爾質量計算 塔底平均摩爾質量計算： 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 進料板平均摩爾質量計算： 由圖解理論板得： 提餾段平均摩爾質量計算： (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 故降液管設計合理 降液管底隙高度 取 故降液管底隙高度設計合理 (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 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) 故在本設計中無明顯漏液 6.液泛 為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高Hd應服從 苯—甲苯物系屬一般物系，取=0.5則 而 板上不設進口堰，由下式計算 故 故在本設計中不會發(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，任取幾個值，依上式計算出，計算結果如下表 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，與的關系式代入上式，并整理得 式中 將有關的數(shù)據(jù)代入，得 或是 在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表 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)將提餾段的計算結果匯總于表中，如下 篩板塔提餾段設計計算結果 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 液體在降液管內停留時間 11.43 降液管內清液層高度 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 精餾塔的結構設計 4-1塔盤 由前面的設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： 降液管結構: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 受液盤結構：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。 溢流堰結構：由于液體溢流量較大，故采用平直堰。由前面設計計算，堰高 塔盤支承結構與緊固件： 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，苯塔采用可拆式直管進料管如上圖所示：取流速，設其內直徑為則： 查相關接管標準選取進料管規(guī)格為相關尺寸如下圖：(mm) 內管 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，取流速設其內直徑為則： 對接管進行圓整后的規(guī)格 內管 外管 a b c 25 150 70 5 120 200 釜液排出管：取流速設其直徑為則： 對接管進行圓整后的規(guī)格 結構如下圖： 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上方，用于釜液經再沸器產生的氣體進入塔內。 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，應設中間休息平臺，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結構簡圖如下： 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： 吊柱結構簡圖如下： 第五章 塔體和裙座的機械設計 機械設計條件 主要工藝參數(shù) 數(shù)據(jù) 主要結構參數(shù) 塔體內徑 1800 1.塔體開設了3個人孔 塔高 21500 2.在人孔處的操作平臺寬度單位質量包角 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 設計溫度 120 4.塔器設置地區(qū)的基本風壓值 塔板數(shù) 28 5.地震設防烈度為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性能）。裙座選用 材料。 設計壓力為 設計溫度為查相關標準可得材料的有關性能參數(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塔體的質量載荷計算 1． (一) 圓筒質量 塔體圓筒總高度： 查手冊得鋼的密度為 (二) 封頭的質量 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量為則： (三) 裙座質量 2.塔內構件的質量 由《鋼制塔式容器》中可知篩板塔盤單位質量為 3.人孔、法蘭、接管、吊柱等附屬物質量 4.保溫材料質量 為封頭保溫層質量 5.平臺、扶梯質量 式中 為平臺單位質量 為扶梯高度，為 為籠式扶梯單位質量，為 為平臺數(shù)量 6.操作時塔內物料質量 封頭容積 塔釜深度 7.充水質量 水的密度為 8.全塔操作質量 9.全塔最小質量 10.全塔最大質量 將全塔分為三段，各段質量載荷如下表： 塔段號 質量/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風載荷及風彎矩計算(忽略風的誘導振動) 1.風力計算 （1）風振系數(shù)：各計算塔段的風振系數(shù)由下式計算 由《鋼制塔式容器》查出相應系數(shù)并計算 結果如下： 塔段號 1 2 3 計算截面距地面高度 5 15 21.5 風壓 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：設籠式扶梯與塔頂管線成角，取平臺構件的投影面積，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）水平風力的計算：由下式計算各塔徑的水平風力 各塔段有關參數(shù)及計算結果如下表： 塔段號 1 2 3 體型系數(shù) 0.7 風振系數(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.風彎矩計算： 計算危險截面的風彎矩由下式計算 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：（設計地震烈度7級） （Ⅱ類場地土，近震） 地震影響系數(shù) 結構綜合影響系數(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力 1.計算壓力引起的軸向拉應力 2.操作質量引起的軸向壓力應力 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處的最大組合拉應力 軸向許用應力： 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最大組合壓應力 許用軸向壓應力：取其中較小值 按照GB150《鋼制壓力容器》中規(guī)定，有 查相應表格有 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力 由 查相應表格有 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)向應力 試驗壓力 因為 故滿足要求 （2）由試驗壓力引起的軸向應力 （3）水壓試驗時重力引起的軸向應力 （4）由彎矩引起的軸向應力 （5）最大組合軸向拉應力校核 許用應力： 因為 故滿足要求 （6）最大組合軸向壓應力校核 軸向許用壓應力 取其中的較小值 取 因為 故滿足要求 2.裙座水壓試驗應力校核 （1）水壓試驗時重力引起的軸向應力 （2）由彎矩引起的軸向應力 （3）最大組合軸向壓應力校核 軸向許用應力 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基礎環(huán)設計 1.基礎環(huán)尺寸 取： 2.基礎環(huán)的應力校核 取其中較大值 （1） （2） 取 選用75號混凝土，其許用應力為 因為 故滿足要求 3.基礎環(huán)厚度 按有筋板時，計算基礎環(huán)的厚度 設地腳螺栓為，，則 查相應的表格有： 取 基礎環(huán)材料的許用應力 則 基礎環(huán)厚度 取 5.12地腳螺栓計算 1.地腳螺栓承受的最大拉應力 取其中較大值 （1） （2）取 2.地腳螺栓直徑 因為，故此塔設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力 查表，取地腳螺栓為，個數(shù)，合用。 塔的機械設計結果匯總表 塔的名義厚度 筒體 封頭 裙座 塔的載荷及其彎矩 質量載荷 風彎矩 地震彎矩 各種載荷引起的軸向應力 計算壓力引起的軸向應力 操作質量引起的軸向應力 最大彎矩引起的軸向應力 最大組合軸向拉應力 最大組合軸向壓應力 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 基礎環(huán)設計 基礎環(huán)尺寸 基礎環(huán)應力校核 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 地腳螺栓設計 地腳螺栓直徑，個數(shù) 第六章 附屬設備的計算及選型 6.1貯罐 1．原料罐 設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．塔頂產品貯罐 設停留時間為 裝量系數(shù)0.9 由前面計算可知 則貯罐容積 取塔頂產品貯罐的容積為 3．塔底產品貯罐 設產品停留時間為，裝量系數(shù)為0.9 由前面計算知： 則貯罐容積 取塔底產品貯罐的容積為 4．回流罐 設回流液停留時間為 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 塔頂產品罐 48 335 3 塔底產品貯罐 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 化學工藝設計手冊可取 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 塔頂產物進口溫度 出口溫度為 塔頂產品的定性溫度為 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)經驗假設傳熱系數(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% 釜液蒸汽質量流量： 則釜液循環(huán)質量流量： 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.化工設備設計全書（塔設備）.北京：化學工業(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.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊.有機卷北京：化學工業(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：大連理工大學出版社，2007 7 鄭津洋，董其伍，桑芝富主編.過程設備設計.第二版.北京：化學化工出版社，2005 8 賈紹義，柴誠敬主編.化工原理課程設計.天津：天津大學出版社，2002 9 匡國柱，史啟才主編.化工單元過程及設備課程設計.北京：化學工業(yè)出版社，2001 10 中國石油集團上海工程有限公司編.化工工藝設計手冊.第三版.北京：化學工業(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 due to the frequent change of product demandBatch distillation columns are inherently flexible，as a single column call separate many different components from a multicomponent feed．Thus the use of batch distillation is becoming more important for the seperation and purification of high—value chemicalsin many chemical ,food，and pharmaceutical industries．Traditionally the most popular kind of batch distillation column is the so-caled rectilying column．which has a large reboiler，to which al the feed is charged．an different products are removed from the top． There are three ways to operate a rectifying column[2]．They are：(1)constant reflux and variable distillate composition，(2)variable reflux an d constant distillate composition of key component，(3)optimal reflux policy which trades of(1)and(2)and is based on the most profitable operation． Batch stripping column is opposed to a batch rectifier． It has its storage vessel at the top and the products leave the column at the bottom ． A stripping batch distilation 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[4,5]． 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 control schemes are shown in Fig．1． The main difference is the control scheme for reboiler liquid level：(a)controlled by reflux flow，(b)controlled by reboiler heat duty，(c)controled by bottom product flow ．The main characterics of operating a batch stripper with different control scheme are presented in this paper．Guidlines are provided for the startup and the effect of so e control turning parameters on the column performance are discussed. 2 EXPERIMENTAL APPARTUS FOR THE SIMULATIONS The experimental apparatus in the simulations is the same for the three control schemes．The stripping column has a reboiler，a condenser and 15 trays．The volumes of the reboiler and the condenser are 2m3 and 5m3，respectively．The diameter of the column is 0.5 m．The feed is the mixture of methanol(0.05)and ethanol (0．95)(mole fraction)．The liquid percent level set point for the reboiler is 50％ and the mixture takes 80％ of the whole volume of the condenser．At the beginning，the trays are dry startup，but the reboiler is charged with the same mixture to the liquid level set point．The specification of bottom product ethanol is 0．999．All the simulated experimental procedures are that the stripper is started up till the specification of the heavy key composition is reached，then the bottom product valve is opened so that the product leavesthe column，the product valve is shut down when the product composition declines to the specification． 3 RESULTS AND DISCUSSION 3．1 Control reboiler Hquid level by reflux flow In this control scheme【Fig．1(a)】，the reboiler liquid percent level is controlled autom atically by reflux flow，the reboiler heat input and bottom product flow are controled manualy． At the beginning，the reboiler heat in put is set fixed．The reboiler liquid level declines as the light com ponent is vaporized．Which will cause reflux flow down the reboiler automatically．The control of the reboiler liquid level is revers