基于AspenPlus的甲醇水筛板板精馏塔辅助设计说明

1、 阳 化 工 大 学化 工 原 理 课 程 设 计专业： 化学工程与工艺 班级： 化工优创 1202 学生： 浩 指导教师： 怀宇 设计时间： 2015年 5月20日 47 / 49化工原理课程设计任务书一、 设计题目分离 甲醇-水 混合液的 筛板 精馏塔二、 设计数据与条件生产能力：年处理 甲醇-水 混合液 4.5 万吨（年开工300天）原料：轻组分含量为 45% （质量百分率，下同）的常温液体分离要求：塔顶轻组分含量不低于 98.5% ，塔底轻组分含量不高于 0.3% 建厂地区：三、 设计要求：1、编制一份精馏塔设计说明书，主要容要求：.前言.流程确定和说明.生产条件确定和说明.精馏塔的设

2、计计算.主要附属设备与附件的选型计算.设计结果列表.设计结果的自我总结评价与说明.注明参考和使用的设计资料2、编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。前言本设计书主要介绍分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔。筛板精馏塔是板式塔的一种，是最早出现的塔板之一。筛板就是在板上打很多筛孔，操作时气体直接穿过筛孔进入液层。筛板塔的优点是构造简单、造价低，此外也能稳定操作，板效率也较高。缺点是孔小容堵（近几年发展了大孔径筛板，以适应大塔径、易堵塞物料的需要），操作弹性和板效率比浮阀塔略差1。生产实践说明，筛板塔比起泡罩塔，生产能力可增大10%15%，板效率提高约15%，单板压降可降低30%左右，

3、造价可降低20%50%2。本设计运用Aspen Plus模拟精馏过程，计算得到回流比，塔板数，塔径等设计参数，并水力学计算得到各个塔板上的物性参数，对精馏塔进行校核，计算液泛因子等。并模拟计算预热器，再沸器和冷凝器的负荷，换热面积等参数，帮助选择辅助设备。最后使用CAD画出工艺流程图与精馏塔设计图。本设计着重于塔的主体设计，简要设计塔的附属设备。初次设计，难免疏漏，恳请指正！目录第一章 流程确定和说明61.1塔板类型61.2进料状况61.3塔顶冷凝方式61.4塔釜加热方式61.5回流比61.6回流方式61.7操作压力61.8工艺流程确定7第二章 塔板工艺设计82.1精馏塔全塔物料衡算82.1.

4、1设计要求与条件82.1.2原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率82.1.3原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量82.1.4 全塔物料衡算82.1.5 塔顶回收率92.2 利用Aspen Plus模拟进行塔工艺计算过程92.2.1 常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系92.2.2 甲醇-水精馏塔的简捷计算92.2.3 甲醇-水精馏塔的严格算法12第三章 塔板塔体工艺尺寸计算193.1 塔径计算193.2精馏塔有效高度计算213.3塔板主要工艺尺寸的计算213.3.1溢流装置计算213.3.2 塔板布置23第四章 筛板流体力学验算264.1塔板校核264.2塔板压降284.2.1干板阻力hC计算28

5、4.2.2 气体通过液层的阻力hL计算294.2.3液体表面力的阻力计算294.3液面落差304.4液沫夹带304.5漏液304.6液泛31第五章 塔板负荷性能图325.1漏液线325.2液沫夹带线325.3液相负荷下限335.4液相负荷上限335.5液泛线34第六章 塔换热器设计366.1原料预热器设计366.2 冷凝器的选择396.3 再沸器的选择41第七章 塔附件设计437.1接管437.1.1进料管437.1.2回流管437.1.3塔底出料管437.1.4 塔顶蒸汽出料管437.1.5塔底进气管437.1.6法兰447.2筒体与封头447.2.1筒体447.2.2封头447.3除沫器4

6、47.4裙座457.5吊柱457.6人孔45第八章 塔总体高度的设计458.1塔的顶部空间高度458.2塔的底部空间高度458.3塔总体高度46参考文献48英文字母49希腊字母50下标51第一章 流程确定和说明1.1塔板类型1）精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。筛板塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点；2）本设计采用筛板精馏塔；3）加料方式本精馏塔加料选择泵接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量与流速。1.2进料状况 本精馏塔选择泡点进料，常温原料经换热后进料。1.3塔顶冷凝方式甲醇与水不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，可用水冷凝

7、。1.4塔釜加热方式塔釜使用200的饱和蒸汽间接加热。1.5回流比该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.22倍，本设计规定回流比取最小回流比的1.5倍。1.6回流方式本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。1.7操作压力甲醇-水在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。1.8工艺流程确定如图1是甲醇-水工艺流程草图：图1.甲醇-水分离工艺流程第二章 塔板工艺设计2.1精馏塔全塔物料衡算2.1.1设计要求与条件表1.设计要求与条件处理量（万吨/年）XD(质量分数，%)XF(质量分数，%)XW(质量

8、分数，%)R/Rmin4.598.5450.31.52.1.2原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率已知：甲醇的摩尔质量，水的摩尔质量。原料液组成XF(摩尔分数，下同)塔顶组成塔底组成2.1.3原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量2.1.4 全塔物料衡算一年以300天，一天以24小时计，计算可得进料流率：全塔物料衡算式：联立代入求解：D=89.82kmol/h，W=188.72kmol/h2.1.5 塔顶回收率甲醇回收率：水回收率：2.2 利用Aspen Plus模拟进行塔工艺计算过程2.2.1 常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系利用aspen绘制的甲醇-水体系的T-x-y相图，如图2。依据进料摩

9、尔分数，求得体系的泡点进料温度为77.75。图2.常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系图2.2.2 甲醇-水精馏塔的简捷计算DSTWU简捷塔模块的任务是从反应混合物中从塔顶分离甲醇。首先用简捷计算方法求出完成指定分离任务需要的最小回流比、最小理论塔板数和进料位置，为严格计算提供初值。图3. 甲醇-水分离筛板精馏塔DSTWU简捷塔模块 点击ModelLibrary横条上的“Columns”。选择“DSTWU”模块，拖放到工艺流程图窗口，用物流线与反应器连接，并用物流线连接精馏塔的两出口。为便于阅读，对精馏塔的两出口物流更改名称。点击“Next”按钮，进行化学组分的定义。点击“Find”，在弹出的

10、对话框的“Componentnameor”栏中填入组分名称“CH4O”然后点击“Findnow”然后点击“Add”。以此类推，定义甲醇、水组分。点击“Next”按钮，选择热力学方法。在Global页的“Propertymethod”下拉框中选上“NRTL-RK”。点击“Next”按钮，点击“OK”，进行流股信息的设置，把题目给定的进料物流信息填入对应栏目中。点击“Next”按钮，出现精馏塔的简捷计算设置窗口。填入R/Rmin为1.5，塔顶、底压力分别是110kPa和130kPa；甲醇和水为轻、重关键组分，塔顶甲醇和水的回收率分别为0.9964和0.0124。至此“DSTWU”B2模块设置结束，

11、点击“Next”按钮，运行计算程序，显示计算收敛。在“Blocks-Results”子目录窗口的“Summary”页面，可看到完成指定分离任务，精馏塔简捷计算的结果。可见最小回流比0.9055，最小理论塔板数7.198，回流比1.358时的实际塔板数14，对应的进料位置9；精馏塔的顶、底温度分别为67.05和106.85。在“Blocks-StreamResults”子目录窗口的“Material”页面，可看到精馏塔进、出口物流各组分的流率、组成和多种物性。塔顶流率2844.767kg/h，甲醇摩尔分数为0.97366，塔底流率为3404.320kg/h，甲醇摩尔分数达0.00167，满足分离

12、要求。2.2.3 甲醇-水精馏塔的严格算法由以上简捷计算，取回流比R为1.358，D/F为0.322根据奥康奈公式：，初步估计板效率为45%，得到精馏段板数：8/0.45=17.78，提馏段板数：5/0.45=11.11，总板数：18+12+1=31；第19块塔板为进料板。 点击Model Library横条上的“Columns”。选择“Radfrac”模块，拖放到工艺流程图窗口，用物流线连接精馏塔的进、出口。为便于阅读，对精馏塔的进、出口物流更改名称。图4 严格塔模型双击“Radfrac”模块，出现精馏塔严格计算的子目录设置窗口。在“Configuration”页面，把简捷计算结果填入相应的

13、空格，如下图所示。在“Streams”页面，填入进料位置为19在“Pressure”页面，填入塔顶压力和板压降点击Blocks下的B1中的setup的Vapor-liquid，选择默弗里效率（单板效率）点击Next，设置板效率至此，精馏塔严格计算需要的信息已经全部设置完毕。点击“Next”按钮，软件询问是否运行计算，点击“确定”。在“Material”可以查看物料计算结果，塔顶甲醇的摩尔分数达到97.63%，塔底甲醇的摩尔分数为0.1086%，达到题目的设计要求。在“Blocks-Profiles”子目录窗口的“TPFQ”页面，可看到精馏塔各板上的温度分布和两相流率分布。观察浓度变化，发现第1

14、9块塔板组成与进料组成接近，无需修改进料位置。在“Blocks-ResultsSummary”子目录窗口的“Summary”页面，可看到精馏塔严格计算部分结果。在“View”栏中选择“Condenser/Topstage”，可看到塔顶的计算结果，塔顶温度为67.0，冷凝器负荷为-2067.803kW。在“View”栏中选择“Reboiler/Bottomstage”，可看到塔底的计算结果。塔釜再沸器的温度为106.96C，再沸器热负荷为2105.22kW。在“Blocks-Profiles”子目录窗口的“TPFQ”页面，可看到精馏塔各板上的温度分布和两相流率分布。StageTemperatur

15、ePressureHeat dutyLiquid fromVapor fromCkPakWkmol/hrkmol/hr167.0064501109.999996-2067.803211.4887370268.3558151114.9999970121.939629211.488737368.7009431115.5172380121.636195211.629509469.0813911116.0344790121.282889211.326075569.5019261116.551720120.870243210.972769669.9715601117.0689620120.3926632

16、10.560123770.4950111117.5862030119.839329210.082543871.0815531118.1034450119.200122209.529209971.7405831118.6206870118.464317208.8900021072.4824491119.1379270117.623012208.1541971173.3182091119.6551690116.666019207.3128921274.2590461120.172410115.59322206.3558991375.3152901120.6896520114.403992205.2

17、8311476.4938221121.2068930113.129419204.0938721577.7964821121.7241340111.789874202.8192991679.2125551122.2413750110.439279201.4797541780.7108491122.7586170109.15672200.1291591882.2328661123.2758590108.025246198.84661983.6687071123.79310383.234199195.1844212084.3478971124.3103410382.273305194.3840792

18、185.2593711124.8275820381.009754193.4231852286.4984041125.3448240379.434937192.1596342388.1929351125.8620650377.627663190.5848172490.4921411126.3793070375.828805188.7775432593.4921901126.8965480374.450016186.9786852697.0385281127.4137890373.907174185.59989627100.559132127.931030374.180243185.0570542

19、8103.358019128.4482720374.811245185.33012329105.17774128.9655140375.384036185.96112530106.220217129.4827550375.738824186.53391631106.956404129.9999962105.22449188.85012186.888704可以查看液相组成图：查看运算结果，见表2，塔顶甲醇的质量分数98.46%，塔底水质量分数为0.0037%，塔顶温度为98.53，塔釜温度为110.30。满足题目分离要求。表2.精馏塔物料分离数据塔顶（甲醇）数据进料数据塔釜（水）数据Temper

20、ature K360.143482340.156444380.106398Pressure atm1.381692571.085615591.28300025Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr278.5489.68988188.85012Mass Flow kg/hr6249.086652844.025463405.06119Volume Flow l/min127.53581563.823310962.3419883Enthalpy Gcal/hr-17.681242-5.0397898-12.609255Mole Flow kmol/hr CH4O87.76795

21、487.56310460.20484945 H2O190.7720462.12677544188.645271在Blocks中，选择Profiles，查看Hydraulics(水力学)数据。利用Excel计算精馏段和提馏段的各参数平均值表3.精馏段和提馏段的各参数平均值平均值精馏段提馏段进料参数单位液相气相液相气相液相温度72.2174.1394.7196.5083.67质量流量kg/h3483.846169.877249.214336.346249.08体积流量m3/s0.0012761.36820.0023291.24890.002126分 子 量28.3729.8519.8922.052

22、2.38密度kg/m3762.531.251870.250.926821.55粘度cP0.33420.01150.29310.01250.3229表面力mN/m29.871.53853.390.74947.62第三章 塔板塔体工艺尺寸计算3.1 塔径计算精馏段的气、液相体积流率为提馏段气、液相体积流率为取板间距：HT=0.45mAspen plus不仅能对精馏塔的物料衡算进行模拟计算，利用“TraySizing”功能还能对模型进行塔盘以与塔板的流体力学验算进行设计计算。1） 塔盘参数的设计 该塔从塔顶分出甲醇馏分，因甲醇的馏分流量小，气相负荷小，塔径小，采用单流型筛板。在“TraySizing

23、”子目录，再点击“New”按钮，创建一个塔板模拟对象，点击“OK”。在“Specification”页面，根据精馏塔的实际塔板数，扣去冷凝器和再沸器两块板，从第2板到第30板计算塔板性质。选择Sieve（筛板塔）。在下图中，设置塔板间距0.45m。 然后点击运行，观察计算结果。在“Blocks-traySizing”子目录的“Results”页面。可以查看塔盘直径为1.060米，堰长为0.7704米，。在“Profiles”页面，列出了各塔板降液管上的截面积数据：表4.降液管数据StageDiameterTotal areaActive area per panelSide downcomer

24、 areametersqmsqmsqm21.060266740.882917570.706334850.0882913731.057324020.878023380.70241950.0878019541.054143630.872749190.698200150.0872745351.050686130.867033510.69362760.0867029661.046908550.860810140.688648910.0860806271.042759140.854000040.683200840.0853996181.038182710.846520460.677217180.0846

25、516591.033119180.838283140.670627330.08382792101.027506960.829200250.663361030.08291962111.021288130.81919340.655355560.08191893121.014418240.808209550.646568480.08082054131.006881780.796245240.636997050.0796241140.99871630.783383020.626707290.07833788150.99004220.769834370.615868520.07698293160.981

26、094170.755981680.604786620.07559755170.972232780.742387070.593911180.07423796180.965239670.731745750.585396950.0731744190.968763280.737097970.589678860.07370957200.961769890.726494340.581195960.0726492210.952850540.713081960.570466050.07130797220.941710570.696505850.557205160.06965035230.928368570.6

27、7690970.541528240.06769074240.913532110.65544690.524358020.06554446250.898928680.634658860.507727590.06346565260.88693490.617836230.494269490.06178338270.879033380.606876910.485502040.06068745280.87467680.600876320.480701580.06008739290.872331960.597658980.478127710.05976565300.870933360.595744070.4

28、76595780.05957416310.804540580.508376880.40670190.0508375320.803107410.50656730.405254230.05065654330.802106730.505305710.404244960.05053038340.801293750.504281910.403425920.050428向上圆整塔径，取塔径为1.1m塔截面积为精馏段实际空塔气速提馏段实际空塔气速3.2精馏塔有效高度计算35块塔板，需要三个人孔，每个人孔高度为0.8m，则精馏塔有效高度为：3.3塔板主要工艺尺寸的计算3.3.1溢流装置计算因塔径D=1.1m，

29、可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各计算如下。（1） 堰长lW由Aspen Plus的计算结果可知，当塔盘直径为1.060m时，堰长为0.7704m。取。（2）溢流堰高度hW出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度hOW按下式计算（近似取E=1）a.精馏段b.提馏段(3)弓形降液管的宽度和横截面已知：，查图5：得到：，则：验算降液管停留时间：精馏段：提馏段：停留时间 5s，故降液管可使用。(4)降液管底隙高度a.精馏段取降液管底隙流速u0=0.08m/s，则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW=50mmb.提馏段取降液管底隙流速u0=0.08m/s，则故降液管底隙高度设计合理

30、。选用凹形受液盘，深度hW=50mm3.3.2 塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径D=1.1m。采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。根据查表5，塔板分3块。表5.塔板分块数塔径/mm塔板分块数80012003140016004180020005220024006（2）边缘度宽度确定如图是塔板的结构示意图：图6.塔板的结构示意图取边缘区宽度WC=0.035m，破沫区宽度WS=0.065m。（3） 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下式计算：其中（4）筛孔计算与其排列选用=2mm不锈钢板，取筛孔直径为d0=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目开孔率为精馏段气体通过筛孔的气速提馏段气体通过筛孔

31、的气速第四章 筛板流体力学验算4.1塔板校核核算“塔径1m”时的压降。点击“Blocks-TrayRating”子目录，再点击“New”按钮，创建一个塔板模拟对象，点击“OK”。在“Specs”页面，填入“塔径1.1m”等数据。然后点击运行，观察计算结果。在“Blocks-B5-trayRating”子目录的“Results”页面，可见塔径1.1m时的最大液泛因子0.745（小于0.8）；全塔压降15.24kPa，符合题目要求；最大降液管液位/板间距为0.3063（在0.20.5之间）3。塔板校核通过。在“Profiles”页面，可看到各板上液泛因子、降液管流速、降液管持液量、压降等数据。 表

32、7.液泛因子表 StageFlooding factorDowncomer velocityDowncomer backupBackup / Tray spacePressure dropDowncomer res. timem/secmeterkPasec20.744558 0.015145 0.137837 0.306305 0.557260 29.7127 30.740555 0.014995 0.137338 0.305195 0.554732 30.0092 40.736253 0.014823 0.136788 0.303973 0.552042 30.3587 50.731601

33、 0.014624 0.136181 0.302624 0.549172 30.7713 60.726544 0.014396 0.135509 0.301131 0.546107 31.2591 70.721022 0.014134 0.134763 0.299474 0.542832 31.8371 80.714966 0.013836 0.133935 0.297634 0.539338 32.5233 90.708303 0.013498 0.133016 0.295592 0.535626 33.3393 100.700962 0.013115 0.131998 0.293330 0

34、.531708 34.3111 110.692876 0.012687 0.130875 0.290834 0.527617 35.4686 120.684000 0.012213 0.129646 0.288102 0.523413 36.8453 130.674327 0.011696 0.128314 0.285141 0.519193 38.4751 140.663916 0.011142 0.126894 0.281986 0.515094 40.3860 150.652935 0.010566 0.125415 0.278700 0.511292 42.5875 160.64168

35、7 0.009988 0.123925 0.275388 0.507977 45.0520 170.630626 0.009435 0.122486 0.272191 0.505306 47.6924 180.622024 0.008938 0.121270 0.269489 0.504128 50.3494 190.624953 0.030508 0.135889 0.301976 0.542392 14.7503 200.616190 0.029962 0.134819 0.299598 0.538299 15.0193 210.605095 0.029237 0.133448 0.296

36、550 0.533342 15.3917 220.591366 0.028305 0.131742 0.292761 0.527585 15.8982 230.575111 0.027165 0.129724 0.288276 0.521358 16.5655 240.557276 0.025869 0.127511 0.283358 0.515338 17.3951 250.539967 0.024556 0.125348 0.278551 0.510439 18.3253 260.525929 0.023427 0.123552 0.274561 0.507316 19.2087 270.

37、516763 0.022632 0.122327 0.271839 0.505835 19.8830 280.511736 0.022171 0.121629 0.270286 0.505265 20.2966 290.509041 0.021938 0.121270 0.269489 0.504987 20.5121 300.507441 0.021829 0.121090 0.269089 0.504749 20.6146 4.2塔板压降4.2.1干板阻力hC计算干板阻力计算式：由d0/=5/2=2.5，查干筛孔的流量系数图图7.筛孔的流量系数图得到c0=0.735a.精馏段B.提馏段4.

38、2.2 气体通过液层的阻力hL计算计算：hL=hLa.精馏段查图8图8.充气系数关联图得=0.56。故b.提馏段查图7，得=0.61。故4.2.3液体表面力的阻力计算a.精馏段液体表面力所产生的阻力h：气体通过每层塔板的也柱高度hP可按下式计算气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算（设计允许值）b.提馏段液体表面力所产生的阻力h：气体通过每层塔板的也柱高度hP可按下式计算气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算（设计允许值）4.3液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和液流量不大，故可以忽略液面落差的影响。4.4液沫夹带液沫夹带量计算：a.精馏段b.提馏段故本设计液沫夹带量eV在允许

39、围。4.5漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算a.精馏段实际孔速u0=22.72m/su0,min，则稳定系数b.提馏段实际孔速u0=20.99m/su0,min，则稳定系数故本设计中无明显漏液。4.6液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高Hd应服从下式关系其中甲醇-水物系属一般物系，取=0.5a.精馏段b.提馏段，故本设计中不会发生液泛。第五章 塔板负荷性能图5.1漏液线由，a.精馏段化简得到：b.提馏段化简得到：5.2液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系a.精馏段由，整理得b.提馏段，整理得5.3液相负荷下限对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为

40、最小液体负荷标准。，取E=15.4液相负荷上限以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，5.5液泛线计算：忽略，将各个关系式代入，整理得：其中：a.精馏段，b.提馏段，根据以上计算，用几何画板软件，分别画精馏段和提馏段的筛板塔负荷性能图。结果如图9和图10。由图看出，该筛板的操作上限液沫夹带线控制，下限由液相负荷下限控制。a.精馏段查图可得：，故操作弹性为：b.提馏段图9.精馏段塔板负荷图图10.提馏段塔板负荷图第六章 塔换热器设计6.1原料预热器设计根据2.7节工艺计算结果，对精馏塔的进料前换热器进行设备设计计算，为一步严格计算提供数据。在aspen工作界面选择HEATX模块，物流交换如下图

41、所示：图11 原料进料换热器设计模块1） 进行预热器的简捷计算。 首先添加换热介质水到计算系统中。添加进口物流性质。加入塔顶进入冷凝器蒸汽性质。由“Streams-Specifications”中填写如下数据：热水流量暂时写作300kmol/h，然后用“Design-spec”功能求取准确值。在“Blocks-Setup”子目录，有4个页面，只需要填写“Specifications”页面。规定进料物流换热后的温度达到进入精馏塔的为泡点。模拟计算运行并查看结果。在“Blocks-ThermalResults”子目录有5个页面。在“Summry”页面可看到两流体进、出口的性质参数，其中高温蒸汽出口

42、温度变为98.1。在“ExchangerDetails”页面，可看到热负荷139.68KW、需要的换热面积125.66m2、传热系数624.03kcal/hr-sqm-k、传热温差42.5等数据。由上述结果给出热负荷431.74KW、需要换热面积16m2、总传热系数0.85kJ/sm2k、传热温差等31.7等数据，选择浮头式换热器。6.2 冷凝器的选择输入冷却水物流信息输入塔顶物料信息设置目标运行，查看结果查看换热器面积为90m2。 选择浮头式换热器。6.3 再沸器的选择输入塔底物料信息选用200的饱和水蒸气加热设定目标查看结果查看换热器面积为27.04m2，选择釜式换热器，型号：GCH800

43、-6-70第七章 塔附件设计7.1接管7.1.1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型进料管等本设计采用直管进料管。管径计算如下： 取uF=0.8m/s，F=816.42kg/m3查标准系列选取7047.1.2回流管查表取7047.1.3塔底出料管查表取6047.1.4 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速u=20m/s，则查表取35597.1.5塔底进气管采用直管，取出口气速u=15m/s，则查表取32597.1.6法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由于不同的公称直径，选用相应法兰。（1）进料管接管法兰：Pg6Dg60HG5010-58（2）回流管接管法

44、兰：Pg6Dg60HG5010-58（3）塔底出料管法兰：Pg6Dg50HG5010-58（4）塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg300HG5010-58（5）塔釜蒸汽管法兰：Pg6Dg350HG5010-587.2筒体与封头7.2.1筒体，所以，壁厚选5mm，材料选用A3F7.2.2封头封头分为椭圆形、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg=1100mm，查得曲面高度h1=450mm，直边高度h0=40mm，表面积F=3.73m2，容积V=0.866m3。选用封头Dg18006，1154-73。7.3除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以与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。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大与使用方便等优点。设计气速选取：系数K，=0.107除沫器直径：选取不锈钢除沫器，类型：标准型；规格：20-50；材料：不锈钢钢丝（0Cr18Ni9）；丝网尺寸：圆丝0.23。7.4裙座塔底常用裙座支持，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。裙座壁厚取16mm。基础环径：基础环外径圆整：Dbi=900mm，Dbo=1