异丙醇-水萃取精馏分离课程设计

1、概述51工艺流程确定及说明51.1模型建立61.1.1工艺流程61.1.2模拟计算71.2灵敏度分析与参数优化81.2.1原料进料位置的影响81.2.2 萃取剂进料位置的影响91.2.3萃取剂用量对分离效果及热负荷的影响111.3优化操作参数的模拟结果111.3.1 精馏塔的全塔物料与能量衡算132塔装置的设计计算142.1.1塔径计算142.1.2溢流装置的确定142.1.3 溢流堰长142.1.4 溢流堰高度142.1.5弓形降液管宽度和弓形截面积152.1.6 降液管底隙高度152.2 塔板布置及浮阀数目与排列162.2.1 浮阀数目162.2.2 排列163. 塔板的流体力学计算183

2、.1.塔板的流体力学验算183.1.1气体通过浮阀塔板的压力降183.1.2 液泛193.2 塔的负荷性能图193.2.1 雾沫夹带线193.2.2漏液线203.2.3液相负荷下限线203.2.4液相负荷上限线203.2.5液泛线203.3 操作性能负荷图224塔附件设计23辅助设备的计算及选型 4.1贮罐23 4.2 换热器244.2.1原料预热器244.2.2循环物料冷凝器25冷凝器及再沸器选型汇总274.3精馏塔274.5 筒体与封头304.5.1筒体304.5.2水压试验校核304.5.3封头304.6裙座314.7地脚螺栓315公用工程326自我评价32课程设计说明书 烟台大学化工学

3、院 设计题目：异丙醇-水萃取精馏分离 学生姓名： 刘春燕 专业班级： 化101-3 学 号： 201055504301 指导教师： 陈小平2013年7月4日课程设计任务书一、 设计题目异丙醇-水萃取精馏分离二、 设计任务1、 原料名称：异丙醇-水共沸体系2、 原料组成：含异丙醇87.4%(质量百分比)3、 产品要求：塔顶产品中异丙醇含量99.5%，水能够达标排放4、 生产能力：年产量1万吨/年5、 溶剂采用：NMF（N-甲酰吗啉）6、 设备形式：浮阀塔7、 生产能力：300天/年，每年24h运行8、 进料状况：80共沸组成进料9、 操作压力：常压10、 加热蒸汽压力：11、 冷却水温度：进口3

4、0，出口40三、 设计内容1、 设计方案的选定及流程说明2、四、 设计要求1、 工艺设计说明一份2、 工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用AoutCAD绘制）五、 设计完成时间2013年6月24日-2013年7月13日 概述蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是一种属于传质分离的单元操作。广泛应用于炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的气相直接接触，以进行气液相际传质，结果是气相中的难挥发组分部分转入液相，液相中的易挥发组分部分转入气相，也即

5、同时实现了液相的部分汽化和气相的部分冷凝。本设计选取异丙醇-水萃体系，异丙醇是一种重要的有机化工原料和有机溶剂，主要用在制药、化妆品、塑料、香料、涂料及电子工业上。异丙醇一般通过丙烯水合法得到，再用蒸馏法蒸出异丙醇，但常压下异丙醇与水在80.3时形成共沸物，共沸物中异丙醇质量分数为87.4。因此，采用普通蒸馏方法难以得到高纯度的异丙醇。传统的异丙醇一水共沸物分离采用共沸精馏法，通常用苯做为共沸剂，此种工艺的能耗较大，且共沸剂在生产操作中存在人身危害和环境污染问题。近几年文献中对异丙醇一水分离新工艺进行了较多研究，萃取精馏是其中一种重要手段相对传统的共沸精馏而言，由于萃取精馏所采用溶 剂沸点较高

6、，不易挥发，溶剂从塔釜排放，因而具有 能耗低、污染少、溶剂易于回收等优点，但萃取精馏 存在溶剂用量大、回收成本高的不足。用Aspen Plus化工流程模拟软件，根据萃取精馏分离共沸物的适宜溶剂的要求和文献报道，选择NMF作为萃取剂，对异丙醇一水共沸体系的萃取精馏过程进行模拟，并系统讨论了各操作参数对分离效果的影响，得到最优工艺参数。结果表明，以NMF做萃取剂分离异丙醇一水共沸体系是可行的。对于处理流量1250kg·h 的异丙醇一水共沸溶液，精馏塔具有20块塔板时，原料进料位置在第10块塔板，萃取液进料位置在第3块塔板，质量回流比为2，萃取剂与原料的进料比为3：1，塔顶异丙醇质量分数可

7、达99，萃取精馏塔的分离效果和热负荷达到最优。模拟和优化的结果对工业化设计和生产具备指导意义。·关键词：萃取精馏；异丙醇；NMF；模拟；优化1工艺流程确定及说明本文对异丙醇一水体系萃取精馏的研究中主要进行了计算机模拟计算和小试试验。利用修正的UNIFAC模型，对以NMF作为萃取剂萃取精馏异丙醇一水溶液的可行性进行了预测计算；利用拟合所得热力学模型参数，对以NMF溶剂作萃取剂的萃取精馏异丙醇一水溶液的流程进行了模拟计算，并用优化所得操作参数指导精馏小试试验，得到塔顶产品异丙醇含量达99。：对异丙醇一水共沸体系的萃取精馏过程进行模拟与优化。以NMF为萃取剂，基于UNIFAC模型，使用As

8、pen Plus化工模拟软件中的RadFrac模块进行萃取精馏模拟，并利用灵敏度分析模块对各工艺参数进行灵敏度分析与优化。1.1模型建立 萃取精馏塔分为3部分：吸收段、精馏段、提馏段。用Aspen Plus的RadFrac精馏模块对异丙醇一水共沸体系的萃取精馏过程进行静态模拟。 RadFrac是一个严格模型，可用于模拟所有类型的多级气、液分离操作，如普通精馏、吸收、再沸吸收、汽提、再沸汽提、萃取、萃取蒸馏和共沸蒸馏等。适用体系包括气、液两相传质体系，气、液、液三相传质体系，窄沸程和宽沸程传质体系等。对气、液两相存在强非理想物系和理想物系都有良好的模拟效果，模拟数据具有可指导性。 使用Aspen

9、 Plus模拟软件进行模拟计算时，热力学模型的选择尤为重要，其正确与否直接影响计算的物理性能的准确程度，并影响计算结果的精确度。由于本计算体系中的异丙醇、N-甲酰吗啉等均是极性化合物，故选用UNIFAC活度系数模型，该模型能准确模拟非理想溶液的VLE和LIJE性质。1.1.1工艺流程流程：原料从8号流股加入，经换热器B3预热后流入萃取精馏塔B1，萃取剂从1号流股进入萃取精馏塔B1，在塔内萃取精馏后，异丙醇从塔顶经2号流股采出，N-甲酰吗啉和水从塔釜经3号流股流入精馏塔B2进行分离，水从塔顶经4号流股采出，N-甲酰吗啉从塔釜经5号流股流入换热器B3对原料进行预热，之后从6号流股流出，进入换热器B

10、5换热降温至80后流入1号流股，对萃取剂进行循环利用。工艺流程图、 1.1.2模拟计算 原料进料为异丙醇一水共沸体系，流量1250kg/h，组成为874(质量分数)的异丙醇和126(质量分数)的水，萃取剂为N-甲酰吗啉，两股进料的温度均为80，操作压力为常压。萃取精馏塔共有20块板(包括塔顶冷凝器和塔底再沸器)。在初设操作参数下进行模拟计算，考察以N-甲酰吗啉做萃取剂时的分离效果。然后通过 Aspen Plus模拟软件中的“Sensitivity”模块，研究原料进料位置、萃取剂进料位置、回流比以及萃取剂和原料进料比对塔的分离效果及塔的热负荷的影响，进而寻找最佳操作条件。 表1 萃取精馏塔的主要

11、操作参数Tab1 Main operation parameters of extractive distillation column塔板数原料进料位置萃取剂进料位置操作压力BAR回流比原料与萃取剂质量比2093121：3 初设参数下的模拟结果在表1初设的主要操作参数下对萃取精馏塔进行模拟计算，模拟结果如表2所示。结果表明，在NMF萃取剂作用下，异丙醇一水共沸体系被破坏，塔顶馏出液中异丙醇质量分数可达099，达到较好的分离效果。初设参数可以用于萃取精馏系统下一步操作参数优化工作。1.2灵敏度分析与参数优化1.2.1原料进料位置的影响在相同条件下，原料进料位置的不同将对分离效果产生影响，不同的

12、精馏效果导致塔底和塔顶组成产生改变，进而影响再沸器和冷凝器的热负荷，因此，存在最佳进料位置。改变原料异丙醇一水共沸体系的进料位置，其他操作参数见表1，考察原料进料位置对分离效果和热负荷的影响，模拟结果如图2、3。进料位置对塔顶产品纯度的影响原料进料位置对塔顶冷凝器与塔底再沸器热负荷的影响由图2、3可见，进料位置在8到12块板时分离效果最好，而再沸器和冷凝器的热负荷(冷凝器的热负荷取绝对值)较低。进料在第16块板时达到最佳效果。因此，选择原料最佳进料板为第10块板。1.2.2 萃取剂进料位置的影响 萃取剂的进料位置也影响精馏分离效果和热负荷。改变萃取剂的进料位置，其余参数见表1，模拟不同位置进萃

13、取剂对分离效果和热负荷的影响，结果如图所示萃取剂进料位置对分离效果萃取剂塔顶冷凝器和塔底再沸器热负荷的影响由图4、5可以看出，萃取剂在第一块塔板进料时，虽然再沸器和冷凝器的热负荷(冷凝器的热负荷取绝对值)最低，但塔顶中异丙醇的质量分数只有06，分离效果太差，因此，不予考虑。综合考虑，分离效果再沸器和冷凝器的热负荷，因此，选择第2块塔板为萃取剂进料板。1.2.3萃取剂用量对分离效果及热负荷的影响由图8、9可以看出，馏出液中异丙醇的质量分数随进料比的增加而增大，这种增大趋势变的平缓，而再沸器的热负荷随进料比的增加而增大冷凝器热负荷随进料比的增加而减少。因此，综合考虑分离效果和热负荷两方面的要求，选

14、取萃取剂料(质量)为3750kg/h。1.3优化操作参数的模拟结果通过以上的灵敏度分析与参数优化，得到最佳操作参数为：塔板数原料进料位置萃取剂进料位置操作压力BAR回流比原料与萃取剂质量比20102121：3异丙醇一水共沸体系的进料位置为第10块塔板，萃取剂的进料位置在第2块塔板，回流比为2，萃取剂与原料进料比质量为3：1，在此优化操作参数下进行模拟，模拟结果见表3。通过与表2中优化前模拟结果对比可以看出，馏出液中异丙醇的质量分数从097提高到099，达到异丙醇的质量标准。再沸器和冷凝器的热负荷明显小于优化前的热负荷，总热负荷降低了129，减少了能耗 提高了经济效益。比较适合工艺计算.运算结果

15、基本数emperature C 508081.5155147.46080132.880Pressure bar 1.1111.10.20.21.10.21Vapor Frac 000000000Mole Flow kmol/hr 26.9232.57118.5540.933.727.21426.9233.733.7Mass Flow kg/hr 12503750110338963766130125037663766Volume Flow cum/hr 1.5853.4231.5223.9313.6770.1351.6673.6253.455Enthalpy Gcal/

16、hr -1.95-2.785-1.361-3.192-2.728-0.488-1.925-2.759-2.863Mass Flow kg/hr H2O 157.505.901151.59921.645129.954157.521.64521.645 C3H8O-01 1092.501092.4550.04500.0451092.500 C5H9N-01 037505.0443744.9573744.9560.00103744.9563744.956Mass Frac H2O 0.12600.0050.0390.00610.1260.0060.006 C3H8O-01 0.87400.99000

17、0.87400 C5H9N-01 010.0050.9610.994000.9940.994Mole Flow kmol/hr H2O 8.74300.3288.4151.2017.2148.7431.201.20 C3H8O-01 18.179018.1790.00100.00118.17900 C5H9N-01 032.5710.04432.5232.520032.532.5* LIQUID PHASE * Density kg/cum 788.51095.6725.1991.21024.959.4750.0103961090Viscosity cP 0.8461.9930.4950.48

18、60.6610.4740.4550.791.87Surface Ten dyne/cm 34.7352.14116.9341.4841.4265.9131.0843.752.41.3.1 精馏塔的全塔物料与能量衡算1347111+3-4-7-11Vapor Frac 00000Mole Flow kmol/hr 26.92232.57118.557.21433.7290Mass Flow kg/hr 125037501103.41303766.6010Volume Flow cum/hr 1.5853.4231.5220.1353.4550Enthalpy Gcal/hr -1.956-2.7

19、85-1.361-0.488-2.8630Mass Flow kg/hr H2O 157.505.901129.95421.6450 C3H8O-01 1092.501092.4550.04500 C5H9N-01 037505.0440.0013744.9560 2塔装置的设计计算2.1.1塔径计算在aspen plus中进行塔板设计在block ->B1->Tray Sizing的New按钮新建一个设计表项 对第2到19块板进行设计选择Glitsch Ballast（浮阀）型塔板 tray spcing 为450mm得到初步设计结果，塔径877mm，经查寻标准圆整到1000mm

20、。2.1.2溢流装置的确定选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。2.1.3 溢流堰长单溢流=(0.6-0.8)D 系数取0.7 则=0.7D=0.7m2.1.4 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由Aspen Plus模拟软件计算得塔内液体流量6.34m³/h近似取E=1，则堰高 2.1.5弓形降液管宽度和弓形截面积由故 依式验算液体在降液管中停留时间故降液管设计合理。2.1.6 降液管底隙高

21、度取 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度2.2 塔板布置及浮阀数目与排列本次设计采用浮阀式塔板，选用V-4型阀，重量为g，孔径为39mm。2.2.1 浮阀数目浮阀数目气体通过阀孔时的速度取动能因数F=9，那么，因此2.2.2 排列为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀。取边缘区宽度0.03m，安定区宽度0.06m.单溢流塔板鼓泡面积为：由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为：m按照，t´=100mm 以等腰三角形叉排方式作图，排得N=68个校核Volume flow LVolume flo

22、w vcum/seccum/sec20.0023740.00165930.0023480.00163440.0023110.00159850.0022630.00155260.0022020.00149470.0021320.00142580.0020540.0013590.0019810.001279100.00230.00114110.0021220.000967120.0019130.000761130.0017310.000576140.0016290.000469150.0015880.000425160.0015750.00041170.0015710.000405180.0015

23、710.000405190.0016650.000487气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因数： (在9-12之间)开孔率：开孔率在10%-14%之间，满足要求。利用Tray rating 将上述数据带入核算的以下结果StageFlooding factorDowncomer velocityVelocity / Design velDowncomer backupBackup / Tray spacePressure dropDowncomer res. time m/sec meter barhr2 0.4587 0.0321 0.2046 0.1187 0.2639 0.0112 0.0

24、039 3 0.4544 0.0318 0.2021 0.1184 0.2631 0.0112 0.0039 4 0.4490 0.0313 0.1987 0.1179 0.2621 0.0112 0.0040 5 0.4422 0.0306 0.1941 0.1173 0.2607 0.0112 0.0041 6 0.4341 0.0298 0.1884 0.1165 0.2589 0.0111 0.0042 7 0.4248 0.0289 0.1818 0.1156 0.2569 0.0111 0.0043 8 0.4146 0.0278 0.1745 0.1146 0.2547 0.01

25、11 0.0045 9 0.4041 0.0268 0.1677 0.1137 0.2526 0.0110 0.0047 10 0.3954 0.0311 0.1964 0.1168 0.2596 0.0111 0.0040 11 0.3732 0.0287 0.1798 0.1146 0.2547 0.0110 0.0044 12 0.3460 0.0259 0.1604 0.1119 0.2488 0.0110 0.0048 13 0.3206 0.0234 0.1436 0.1096 0.2436 0.0109 0.0053 14 0.3052 0.0220 0.1343 0.1083

26、0.2406 0.0109 0.0057 15 0.2986 0.0215 0.1306 0.1077 0.2394 0.0109 0.0058 16 0.2959 0.0213 0.1294 0.1076 0.2390 0.0109 0.0059 17 0.2946 0.0213 0.1290 0.1075 0.2389 0.0108 0.0059 18 0.2948 0.0213 0.1291 0.1075 0.2389 0.0108 0.0059 19 0.3233 0.0225 0.1362 0.1085 0.2411 0.0110 0.0055 3. 塔板的流体力学计算3.1.塔板的

27、流体力学验算3.1.1气体通过浮阀塔板的压力降由计算机模拟得格板压降如上表，在1.1K-1.2之间3.1.2 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式的关系 异丙醇-水物系属一般物系，取，则 由模拟计算知在买0.1085m到0.1187m之间符合要求。3.1.3 雾沫夹带由模拟值知泛点率kg液/kg气<0.1kg液/kg气可见，雾沫夹带在允许的范围之内3.2 塔的负荷性能图3.2.1 雾沫夹带线由每块板上的气液相流量模拟数据近似得到 3.2.2漏液线 取动能因数，以限定气体的最小负荷： 3.2.3液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由下式计算取E=

28、1，则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线33.2.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.2.5液泛线令由;连立得忽略，将的关系式代入上式，并整理得式中 带入有关数据得 故 Vs2=9.732-31910.7Ls2-61.60Ls 2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示依表中数据作出液泛线5， 0.00060.00150.00200.52830.15150.00853.3 操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作

29、点P(0.002,0.153)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得： 故操作弹性为Vs,max/V s,min=0.32/0.092=3.5项目数值与说明备注塔径1.0板间距0.4塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速溢流堰长度0.7溢流堰高度0.048板上液层高度0.06降液管底隙高度0.0209浮阀数个68等腰三角形叉排阀孔气速7.84阀孔动能因数5临界阀孔气速7.88孔心距0.075同一横排的孔心距排间距0.10相临二横排的中心线距离单板压降1125液体在降液管内的停留时间14.07精馏段14.07提馏段降液管内的

30、清液高度 0.012泛点率，%63.4气相负荷上限0.49雾沫夹带控制气相负荷下限0.348漏夜控制开孔率，%10.3操作弹性3.54塔附件设计辅助设备的计算及选型4.1贮罐 4.1.1 原料贮罐 设计原料的储存利用时间为3天Qm,h=1250 kg/h×24h×3=90000kg        则可知：V= Qm,h/进料密度=90000/893.15=100.7设其安全系数为：0.8     则有：V实际=100.7/0.8=125m34.1.2产品贮罐设计产品的储存时间

31、为3天Qm,h=1092.45×24h×3=786564kg  V= Qm,h/产品密度786564  /725.13=108.5 m3设其安全系数为：0.8      则有：V实际=108.5/0.8=136m34.2 换热器4.2.1原料预热器由模拟软件知选择传热系数K=850w/(m2K)则原料预热器换热面积为0.5579793m2取安全系数为0.8    则A实际=0.5579793/0.8=1 m2选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：19mm名称DN mmP

32、N mpa管程数管子根数规格1591.6115名称中心管数管通流面积m2计算换热面积m2换热管长度mm规格0.00271.315004.2.2循环物料冷凝器同理知传热系数K=850w/(m2K)则循环物料冷凝器器换热面积为2.17974m2取安全系数为0.8    则A实际=2.17974/0.8=2.72 m2选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：25×2.5mm名称DN mmPN mpa管程数管子根数规格2191.6125名称中心管数管通流面积m2计算换热面积m2换热管长度mm规格0.00792.715004.2.3塔顶全凝器异丙醇每miao的

33、气化释放热Qc=-864.5599KJ/s采用冷凝水由30到40 知道Tm=(T1T2)/ln(T1/T2)       =45.8 K选择K=800w/( m2K)        则有：A= Qc /(K×Tm)= 25m2      取安全系数为0.8      实际面积A=25/0.8=30 m2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：25×2.5mm 名称DN mmPN

34、mpa管程数管子根数规格4501.61135名称中心管数管通流面积m2计算换热面积m2换热管长度mm规格0.042430.730004.2.4塔底再沸器Qc=1056.22153塔釜产品由温度116加热到温度158Tm=Tm=(T1T2)/ln(T1/T2)=40K选择K=800w/( m2K)   则有：A= Qc /(K×Tm)=33取安全系数为0.8         则有A实际=33/0.8=41.25 m2采用加热管的直径为：25×2.5mm名称DN mmPN mpa管程数管子根数规格4

35、501.61135名称中心管数管通流面积m2计算换热面积m2换热管长度mm规格0.042446.645004.2.5产品冷却器假设产品从81冷却到40时      冷却水从进口温度30到40时取模拟值K=850 w/( m2K)A=2.269 m2取安全系数为0.8   则A实际=2.269/0.8=2.8m2采用加热管的直径为：19mm名称DN mmPN mpa管程数管子根数规格2191.6133名称中心管数管通流面积m2计算换热面积m2换热管长度mm规格0.00582.81500冷凝器及再沸器选型汇总表4-1 冷凝器及再沸器型号及

36、材质列表项目排列方式公称直径/mm管程数管长/mm管子尺寸/mm管子总数原料预热器正三角形1591150019×215塔顶冷凝器正三角形45013000135塔釜再沸器正三角形45014500135循环萃取剂冷凝器正三角形4002600094产品冷凝器正三角形2191150019×2334.3精馏塔4.3.1 塔顶空间  塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距。所以塔顶间距可取（1.5-2.0）HT=1.8×0.45=0.81 m4.3.2 塔底空间塔底高度选择储存液量停留在5分钟而定 

37、;  已知L=3.931004V=3.95/60=0.325V=R2h   算出h=0.4 m所以  塔底高度设计为1.4m4.3.3塔支座为2.5m 塔体总高度为：   H=(n-nF-nP-1)HT+ nF HF+ nP Hp+ HD+ HB+ H1+H2   =(20-1-1-1)×0.45+1×0.4+0.8+1.4+0.5+2.5+.8  =13.77 m4.4管径的设计（1） 进料管的直径dF若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s，

38、如果用泵输送时，料液速度可取1.52.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5)dF=  =(4×0.004)/(3.14×1.5)½     =0.018m    名称接管公称直径mm接管 外径×厚度mm接管伸出长度mm规格20    25×3.0  100 溶剂进料管（1号物流）：管内流速取1.6m/s则管径名称接管公称直径mm接管 外径×厚度mm接管伸出长度mm规格32 

39、    38x3.5   100（2） 塔顶蒸气出口管的直径dV操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 dV=，其中dV-塔顶蒸气导管内径m   Vs-塔顶蒸气量0.6142m3/s，则dV =(4×0.6142)/(3.14×20.0)1/2     =   0.13M      名称接管公称直径mm接管 外径×厚度mm接管伸出长度mm规格130  13

40、6×3.0mm       200mm（3）回流管的直径dR当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s)dR=(4×0.002/3.14×1.5)1/2=0.0010m名称接管公称直径mm接管 外径×厚度mm接管伸出长度mm规格10    12×1.0  100     

41、60;        塔底出料管的直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/sdW=(4LW/UW)1/2(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.6 m/s)     =(4×0.002)/(3.14×0.6)1/2     =0.059m名称接管公称直径mm接管 外径×厚度mm接管伸出长度mm规格65     73×4   1004.5 筒体与封头4.5.1筒体精馏塔可视为内压力容器，其各种参数如下：设计压力：该精馏塔在常压下操作，设计压力取0.5MPa设计温度：该精馏塔采用加热介质为蒸汽，设计温度取180许用应力：该精馏塔采用钢板卷焊而成，材料选用,查得焊缝系数：本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损焊接，则则计算壁厚： 取腐蚀余量C2=2mm查得负偏差C1=0.5mm计算厚度： 圆整取厚度