浮阀乙醇水精馏塔.doc

武汉工业学院毕业设计说明书
1前言
1.1 精馏原理
精馏是分离液体混合物最常用的一种方法，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。
精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。
根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的，有特殊物质的体系还可以用恒沸精馏或萃取精馏等特殊的方法进行分离。
精馏过程按操作过程可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时，平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对常压下为气态的混合物，可采用加压精馏；沸点高又是热敏性的混合液可采用减压精馏。
精馏过程所用的设备及起相互联系总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两大类。通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏对塔设备的要求大致有：
l 生产能力大：即单位塔截面可以通过较大的汽、液两相流率，不会产生液泛等不正常的流动。
l 效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率。
l 流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压作时易于达到所要求的真空度。
l 有一定的作弹性：当汽、液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化。
l 结构简单，造价低，安装检修方便。
l 能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求。
1.2 板式塔的分类与结构
板式塔内沿塔高安装了若干层塔板（亦称塔盘），液体靠重力作用由顶部流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而升至塔顶。气、液两相在塔板上直接接触完成热、质的传递，两相组成沿着塔高呈阶梯式变化。塔板是板式塔内汽、液接触的主要元件。塔板的种类很多，根据塔板结构特点可将板式塔分为：泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、浮舌塔、浮动喷淋塔等多种不同的塔型。
板式塔种类很多，根据塔板上气液接触元件的不同可分为筛板塔、舌型塔、穿流多孔塔板、浮动喷射塔等多。随着石油、化学化工的迅速发展，又开发使用了一些新型塔板，如斜孔塔板、S型板、导向筛板、网孔筛板、浮动-筛板复合板、旋流塔板、旋叶塔板、角钢塔板等，目前精馏过程常用的板式塔为浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。
塔总体结构包括塔体、裙座、封头、除沫器、接管、手孔、人孔等。
（1）塔体是塔设备的外壳，常见塔体由等直径，等壁厚的圆筒及椭圆形封头构成。随着化工装置的大型化，为了节省材料，有用不等直径、不等壁厚的塔体。塔体除要满足工艺条件外，还应考虑风力、地震、偏心载荷所引起的强度和刚度，同时考虑水压实验、吊柱、运输、开停工等情况。
（2）裙座是塔体安放到基础的连接部分，其高度由工艺条件决定。应具有足够的刚度和强度。
（3）除沫器用于收集在气流中的液滴。使用高效的除沫器对提高分离效率，改善塔板设备的作状况，回收昂的物料以及减小对环境的污染有重要意义。
（4）接管是连接工艺管路，使之成为一个相互连通的完整系统，有进液管、出液管、回流管、进气管、出气管、侧线抽出管、取样管、液面计接管和仪表接管等。人孔、手孔和视孔是为了安装、检查的需要而设置的，吊柱设置在塔顶，用于安装和检修时运送塔内件。
1.3 板式塔设计步骤简介
（1）塔设备设计概述
塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，他可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。
塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。
最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：生产能力大；操作稳定，弹性大；流体流动阻力小；结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。
（2）板式精馏塔设备选型及设计
因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。
1）工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：
l 浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。
l 筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。
l 泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。
综合考虑最终选择浮阀精馏塔。
2）设计板式塔的要求及简易流程
首先应根据已给定的操作条件，由图解法或解析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算：
l 塔高的计算：包括塔的主体高度、顶部与底部空间的高度，以及裙座的高度
l 塔径的计算。
l 塔内件的设计：主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。
设计流程简略图流程：装置的有关操作条件→给定的塔板设计条件→确定塔径→溢流区的设计→气液接触区的设计→各项核对计算

2 任务概述
蒸馏是化工生产中常用的互溶液体混合物分离方法之一，它依据不同液体挥发度的差别，在一定的作条件下合混合物部分气化，在生成的气相中，混合物的组成将发生改变，相对挥发度大的轻相在气相中得到富集，而相对挥发度小的重相则在液相中富集，从而达到分离提纯的目的。整个过程需外界提供能量。
简单蒸馏过程中因轻、重组分都有一定挥发度，故只能达到有限程度的提浓而不能满足高纯度分离的要求。
精馏时，原料从塔中部连续加入，并在塔顶设置冷凝回流装置，塔底设置加热再沸器，使得塔顶液相向下回流，塔底气相向上回流。在加料位置以上，上升蒸汽中的重组分向液相传递，而回流液中轻组分向气相传递；加料位置以下，下降液体中轻组分向气相传递，上升蒸汽中重组分向液相传递只要有足够的相际接触表面，到达塔顶的气相成为高纯度的轻组分，而到达塔底的液相则成为高纯度的重组分。塔的加料位置以上部分称为精馏段，而下部则称为提馏段。
精馏的最大特征是有多次部分气化和部分冷凝，但其基础仍是组分挥发度的差异。
精馏设备有逐级式和微分式两种，对于普通精馏达不到分离效果的还可采用特殊精馏如：恒沸精馏、萃取精馏等。对于多组分的混合液分离，可以采用分级逐次精馏将这些组分一一分开。

3塔型选择
根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为1500kg/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀精馏塔。

4操作条件的确定
4.1操作压力
由于乙醇~水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。其中：
塔顶压力为：，
塔底压力：。
4.2进料状态
虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料。
4.3加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇~水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。

5精馏塔的工艺设计
5.1全塔物料衡算
F：进料量 （Kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）
D：塔顶产品流量（Kmol/s） ：塔顶组成
W：塔低残液流量（Kmol/s） ：塔底组成
原料乙醇组成：==14.36%
塔顶组成：==85.98%
塔底组成：==0.078%
5.1.1 最小回流比及操作回流比的确定
由于是泡点进料，xe=xf=0.1436，过点e(0.1436,0)作直线x=0.1436交平衡线于点，由点可读得ye=0.5，因此：
Rmin(1)=(xD-yf)/(yf-xF)=(0.8598-0.5)/(0.5-0.1436)=1.009
又过点a(0.8598,0.8598)作平衡线的切线，切点为，读得其坐标为g(0.5，0.1435)因此：
Rmin(2)=1.009
所以， Rmin(1)= Rmin(2)=1.009
可取操作回流比：
R=1.98 Rmin=2
5.1.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算
进料量：
F=1500kg/h=1500* =78.26kmol/h=0.0217
由全塔的物料衡算方程可写出：
(蒸汽)
D=12.976 kmol/h =0.0036

W=104.21 kmol/h =0.0289
(泡点)
V0=38.928 kmol/h =0.0108
5.2常压下乙醇-水气体平衡组成(摩尔)与温度的关系
常压下乙醇-水气体平衡组成(摩尔)与温度的关系见表5.1。
表5.1 常压下乙醇-水气体平衡组成(摩尔)与温度的关系
温度/℃
液相
气相
温度/℃
液相
气相
温度/℃
液相
气相
100
0
0
82.7
23.37
54.45
79.3
57.32
68.41
95.5
1.90
17.00
82.3
26.08
55.80
78.74
67.63
73.85
89.0
7.21
38.91
81.5
32.73
59.26
78.41
74.72
78.15
86.7
9.66
43.75
80.7
39.65
61.22
78.15
89.43
89.43
85.3
12.38
47.04
79.8
50.79
65.64

84.1
16.61
50.89
79.7
51.98
65.99

5.2.1 确定温度
利用表5.1中数据由插值法求得tf 、tD、tw
tf:：, tf =82.29℃
tD：， tD=78.21℃
tw： ， tw=99.82℃
精馏段的平均温度：℃
提馏段的平均温度：℃
5.2.2确定密度
已知:混合物密度:(为质量分数,为平均相对分子质量)
混合气密度:
塔顶温度: tD=78.21℃
气相组成yD：， yD=89.267%
进料温度: tf =82.29℃
气相组成yf：， yf=53.03%
塔底组成: tw=99.82℃
气相组成yW：， yW=0.68%
（1）精馏段
液相组成: , 50.17%
气相组成:, 71.15%
所以: 32.05kg/kmol
37.92 kg/kmol
（2）提馏段
液相组成: ，7.22
气相组成: ，26.86%
所以：20.02 kg/kmol
25.52 kg/kmol
表5.2不同温度下乙醇和水的密度表

温度/℃
ρ乙
ρ水
温度/℃
ρ乙
ρ水
80
735
971.8
95
720
961.85
85
730
968.6
100
716
958.4
90
724
965.3

由表5.2求得在tf 、tD、tw下的乙醇和水的密度（单位：）
tf =82.29℃时： ， =733.25
， =970.39
， =884.57
tD=78.21℃时： ， =738.15
， =973.08
， =749.00
tW=99.82℃时： , =712.22
, =958.82
, =957.87
所以：
=816.785
=921.22
kg/kmol
kg/kmol
kg/kmol
32.045kg/kmol
20.02kg/kmol
43.00kg/kmol
32.85kg/kmol
18.19kg/kmol
37.975kg/kmol
25.52kg/kmol
1.127
1.49

1.31
0.86
5.2.3混合液体表面张力
二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算：

式中： ；；； ；
； ；； ；

式中下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分，xw、xo指主体部分的分子数，Vw、Vo主体部分的分子体积，δw、δo为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。

表5.3 不同温度下乙醇和水的表面张力
温度/℃
70
80
90
100
乙醇表面张力/10-2N/m2
18
17.15
16.2
15.2
水表面张力/10-2N/m2
64.3
62.6
60.7
58.8

由表5.3求得在tf 、tD、tw的乙醇和水的表面张力（单位：N/m）
乙醇的表面张力： ，
同理：
同理水的表面张力： ，，
塔顶表面张力：

联立方程组： ，
代入求得： ，
，
原料表面张力：

联立方程组： ，
同理代入求得：,

同理塔底表面张力：

联立方程组： ,
代入求得：

提馏段的平均表面张力为：
精馏段的平均表面张力为：
5.2.4混合物的粘度
℃，查表得:，
℃，查表得:，
精馏段粘度：
0.3975
提馏段粘度：
0.3174
5.2.5相对挥发度
由得
6.73
由得
1.356
由得
8.77
精馏段的平均相对挥发度：4.043
提馏段的平均相对挥发度： 7.75
5.2.6气液相体积计算
根据x-y图查图计算。或由解析法计算求得：Rmin= 1.009，取R=1.98 Rmin=2
（1）精馏段
L=RD=2*0.0036=0.0072kmol/s
V=(R+1)D=(2+1)*0.00360.0108kmol/s
已知：，
，
，
则质量流量：0.23kg/s

体积流量：

（2）提馏段：因为设计为泡点进料，所以q=1。
0.0289 kmol/s
0.0108 kmol/s
同理则质量流量：
0.579 kg/s
0.276 kg/s
体积流量：

5.3理论塔板层数的确定
5.3.1理论板
（1）精馏段操作线方程：
yn+1= xn+xD=0.667 xn+0.2866

图5.1 精馏段操作线示意图

（2）提馏段操作线方程：
ym+1= Wxm/ V0-Wxw/ V0=2.677 xm-0.0021
线方程： x= 0.1436

图5.2 泡点进料线及提馏段操作线示意图
在相图中分别画出上述直线（如图5.3所示），利用图解法可以求出NT=19块(含塔釜)，其中，精馏段14块，提馏段5块，加料板为第14块理论板。

图5.3 理论塔板层数确定示意图
5.3.2 塔效率和实际塔板
——塔顶与塔底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
（1）精馏段
已知：，
所以：
=0.43，30块
（2）精馏段
已知： ，
所以：
=0.39， 12块
全塔所需实际塔板数：
30+12 = 42块
全塔效率： =42.86%
加料板位置在第37块塔板。
5.4塔径的初步计算
（1）精馏段
由，安全系数=0.0～0.8，，式中C可由史密斯关联图查出。

取板间距：，，
则：，,
，

圆整：，横截面积：
空塔气速：
（2）提馏段
横坐标数值:
取板间距： , 。则
查图可知：,，
，

圆整：，横截面积：
空气气速：
5.5溢流装置
5.5.1确定堰长
取
出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度按下式计算：

近似取
精馏段：

提馏段：

5.5.2 确定方形降液管的宽度和横截面
查图得：,,
则： ,
验算降液管内停留时间：
精馏段：
提馏段：
因为停留时间，故降液管可使用。
5.5.3确定降液管底隙高度
精馏段：
取降液管底隙的流速：
则
取。
提馏段：
取，
取
5.6塔板分布、浮阀数目与排列的确定
（1）塔板分布
本设计塔径D=0.6m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。
（2）浮阀数目与排列
1）精馏段：
取阀孔动能因子，则孔速为：

每层塔板上浮阀数目为：
个
取边缘区宽度，破沫区宽度。m
计算塔板上的鼓泡区面积，即

其中 ： m
m
所以：

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距。
则排间距：
考虑到塔的直径较大，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82mm，而应小些，故取，按，，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数26个。
按重新核算孔速及阀孔动能因子：
m/s

可见，阀孔动能因数变化不大，仍在9~13范围内。
塔板开孔率=
2）提馏段
取阀孔动能因子，则孔速m/s
每层塔板上浮阀数目为：
个
按t=70mm,估算排间距
取排得阀数为24个。
按N=24重新核算孔速及阀孔动能因子：

可见，阀孔动能因子变化不大，仍在9~13范围内
塔板开孔率
5.7塔板的流体力学计算
5.7.1气相通过浮阀塔板的压降
可根据计算。
（1）精馏段
1）干板阻力
因，故：

2）板上充气液层阻力
取
3）液体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：

（2）提馏段
1）干板阻力：
因，故：
2）板上充气液层阻力
取
3）液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为

5.7.2淹塔
为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度：

（1）精馏段
1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度
2）液体通过液体降液管的压头损失

3）板上液层高度
，则m
取已选定m，
则m
可见，所以符合防止淹塔的要求。
（2）提馏段
1）单板压降所相当的液柱高度
2）液体通过液体降液管的压头损失：

3）板上液层高度
,则
取，则
可见，所以符合防止淹塔的要求。
5.7.3物沫夹带
（1）精馏段

板上液体流经长度：
板上液流面积：
查物性系数，泛点负荷系数图
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%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。
（2）提馏段
取物性系数，泛点负荷系数图
泛点率=

由计算可知，符合要求。
5.7.4塔板负荷性能图
5.7.4.1物沫夹带线

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算：
（1）精馏段
0.8=
整理得： ，即
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出
（2）提馏段

整理得： 即：
在操作范围内，任取若干个值，三出相应的值。
计算如表5.4所示：
表5.4 精馏段与提馏段物沫夹带线计算结果表
精馏段
Ls (m3/s)
0.002
0.01
Vs (m3/s)
0.4755
0.3775
提馏段
(m3/s)
0.002
0.01
(m3/s)
0.613
0.450

5.7.4.2泛液线

由此确定液泛线，忽略式中

而
（1）精馏段

整理：
（2）提馏段

整理得：
在操作范围内任取若干个值，算出相应得值：
表5.5 精馏段与提馏段泛液线计算结果表

精馏段
Ls1 (m3/s)
0.0001
0.0003
0.0006
0.0009
Vs1 (m3/s)
0.5766
0.0.5619
0.5300
0.4815
提馏段
Ls2 (m3/s)
0.0001
0.0003
0.0006
0.0009
Vs2 (m3/s)
0.7178
0.7057
0.6876
0.6667

5.7.4.3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：
以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：

5.7.4.4漏液线
对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则：

精馏段：
提馏段：
5.7.4.5液相负荷下限
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，该线为与气相流量无关的竖直线。

取，则
由以上1~5作出塔板负荷性能图5.4。

图5.4 塔板负荷性能图
由图5.4可以看出：
1）在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；
2）塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制；
3）按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限0.49（0.61） , 气相负荷下限 0.14（0.16） 。
所以：精馏段操作弹性=；提馏段操作弹性= 。
浮阀精馏塔工艺设计计算结果见表5.6
表5.6 浮阀精馏塔工艺设计计算结果

项目
符号
单位
计算数据
备注
精馏段
提馏段
塔径
D
m
0.6
0.6

板间距

m
0.45
0.45

塔板类型

单溢流弓形降液管
分块式塔板
空塔气速
u
m/s
1.08
1.13

堰长

m
0.39
0.39

堰高
hw
m
0.065
0.061

板上液层高度

m
0.07
0.07

降液管底隙高
h0
m
0.005
0.01

浮阀数
N

26
24
等腰三角形叉排
阀孔气速
u0
m/s
10.48
12.94

浮阀动能因子
F0

11.43
10.36

临界阀孔气速
u0c
m/s
9.06
11.43

孔心距
t
m
0.070
0.070
同一横排孔心距 
排间距
t′
m
0.082
0.097
相邻横排中心距离 
单板压降

Pa
664.37
704.18

液体在降液管内停留时间
θ
s
32.14
14.52

降液管内清液层高度

m
0.156
0.1507

泛点率

%
50.41
40.67

气相负荷上限
(Vs)max
m3/s

物沫夹带控制
气相负荷下限
(Vs)min
m3/s

漏液控制
操作弹性

6精馏塔的结构设计与强度校核
6.1塔的结构设计
6.1.1塔盘设计
该塔直径有0.6m，可采用单溢流型分块式塔板。一共分为两块。这种型式便于安装、检修、清洗。安装时可通过人孔送入塔内，装在焊于塔体内壁的塔盘支承件上。
6.1.2筒体和封头的设计
（1）选材
因为工况属于常压，常温且介质腐蚀性极小，是易然介质的传质设备。属于Ⅰ类设备，故可选用普通碳素钢Q235。
（2）按设计压力计算筒体和封头
对于筒体：

式中：P为设计压力取0.1Mpa
在120℃下的许用应力，查知=124.46 Mpa
=1 ,
故计算厚度：

=

考虑到钢板负偏差，取名义厚度4mm。
对于封头，采用标准椭圆封头，厚度与塔体相同，均等于4mm。
6.2塔的强度校核
6.2.1各种载荷的计算
6.2.1.1设备自身重量载荷的计算
1）塔体重：

2）内构件重量： N
3） 保温层的重量
取保温层厚0.05m,查知=2940N/m,则

4） 物料重量
塔盘充液时，查知q=70kg/,且塔釜储液为0.213，料液密度为597kg/。

5） 附件重量：估计取=800N
6） 充水重量：

由以上可知
正常操作时：
=
水压试验时：
=
设备安装时：
=7861+0.214836.5+6381.9+800
=18010.2N
6.2.1.2风载荷的计算
（1）风载荷的计算
全塔共高13.15m，分为两段计算，
在第一段塔时，有 ：

式中：为空气动力系数，对于圆筒形设备取0.7
为地区基本风压值，在本地区=300Pa
风压高度变化系数，查知在此=0.74
为塔的计算段高，在此=10m
为有效直径：

为风振系数，=1+，m为脉动系数，当计算段中心高度<20m时，m=0.35，其值取决于塔体的自振周期，所以在此需先计算塔体的自振周期T，，式中=
所以
由T=0.173s知=0.6，所以=1+0.60.35=1.21
综上所叙，风载：

同理可算得：
（2）风弯矩
0-0截面的风弯矩

= N S
1-1截面的风弯矩

=11217.4N M
2-2截面的风弯矩 图6.1 截面示意图

（3）地震载荷的计算
0-0截面的弯矩：

式中：为设备结构影响系数，圆筒形取0.5
为地震影响系数
地震烈度为t度，查表24-5[3]知=0.23，在由T=0.173s，知 ，H为塔高
为总重
下面计算， 因为 ，
所以可以求出裙座的体积V

=0.022
裙座的重量：

总重：
=1694.2+154071.06
=155765.26

又因为，所以须考虑高振的影响
即验算时取
1-1截面的地震弯矩：

验算
（4） 计算各种载荷产生的轴向力
设计压力产生的轴向拉应力：

操作重量产生的轴向压应力

最大弯矩产生的轴向应力：
对于0-0截面：，
所以=53416.7
从而可以求得
K
同理可得：
对于1-1截面：
K
对于2-2截面：
K
6.2.2按组合轴向应力验算筒体和裙座的壁厚
6.2.2.1按组合轴向拉应力验算筒体壁厚
强度条件为：

又因为：

所以符合要求，合格。
6.2.2.2按组合轴向压应力来计算
对于0-0截面，强度条件与稳定条件为：
中较小者

所以符合要求，合格。
对于1-1截面，条件为：
中较小者

所以符合要求，合格。
对于2-2截面，条件为
中较小者

所以符合要求，合格。
6.2.2.3水压试验时的验算
（1）拉压力：
强度条件：

代入得：

而
所以，符合要求。
（2）压应力：
强度条件： 中较小者
因为 =

所以，符合要求。
（3）验算吊装应力
强度条件： 中较小者

所以，符合要求。

7塔附件设计
7.1 接管选择
（1）进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：

取，

查标准系列选取
（2）回流管
采用直管回流管，取，则

查表取
（3）塔釜出料管
取，直管出料，

查表取
（4）塔顶蒸气出料管
直管出气，取出口气速，则

查表取
（5）塔釜进气管
采用直管，取气速,则

查表取
（6）法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。
①进料管接管法兰：Pg6Dg70HG5010-58
②回流管接管法兰：Pg6Dg50HG5010-58
③塔釜出料管法兰：Pg6Dg80HG5010-58
④塔顶蒸气管法兰：Pg6Dg500HG5010-58
⑤塔釜蒸气进气法兰：Pg6Dg500HG5010-58
7.2除沫器
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，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。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。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：

除沫器直径：

选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：40-100，材料：不锈钢丝（1Gr18Ni9）, 丝网尺寸：圆丝。
7.3裙座
塔底采用裙座支撑，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>400mm，故裙座壁厚取8mm。
基础环内径：
基础环外径：
圆整：；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30。
7.4吊柱
对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m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，可选用吊柱200kg。， ， 。材料为A3。

8塔总体高度的设计
（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，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。
（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。

（3）塔体高度

9附属设备设计
9.1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：
出料液温度：78.173℃（饱和气）78.173℃（饱和液）
冷却水：进水温度℃，出水温度℃
逆流操作：

传热面积：
选取设备型号：G500I—16—40
9.2再沸器的选择
选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取：
料液温度：99.815℃100℃，热流体温度：120℃120℃
逆流操作：

换热面积：
设备型号：G·CH800—6—70