丙酮-水板式精馏塔设计说明书.doc

1、Abstract目 录摘 要1J.AbstractIll弓丨言1第1章设计条件与任务 21.1设计条件21.2设计任务2第2章设计方案的确定3第3章精馏塔的工艺设计43.1全塔物料衡算43.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 43.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 43.1.3物料衡算进料处理量 43.1.4物料衡算43.2实际回流比53.2.1 最小回流比及实际回流比确定 53.2.2操作线方程63.2.3汽、液相热负荷计算 63.3理论塔板数确定63.4实际塔板数确定73.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 93.5.1 操作压力计算 93.5.2 操作温度计算 93.5.

2、3 平均摩尔质量计算 93.5.4平均密度计算 103.5.5 液体平均表面张力计算 113.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 123.6.1 塔径计算123.6.2精馏塔有效高度计算 13第4章 塔板工艺尺寸的计算 154.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 154.1.1 溢流装置计算 154.1.2塔板设计164.2提馏段塔板工艺尺寸设计 164.2.1 溢流装置计算 164.2.2塔板设计174.3塔板的流体力学性能的验算 174.3.1 精馏段174.3.2提馏段184.4板塔的负荷性能图 194.4.1 精馏塔194.4.2提馏段20第5章 板式塔的结构 225.1塔体结构225.1.1 塔顶空

3、间225.1.2塔底空间225.1.3 人孔225.1.4 塔高225.2塔板结构 22第6章附属设备226.1冷凝器226.2原料预热器 23第7章接管尺寸的确定247.1蒸汽接管247.1.1 塔顶蒸汽出料管 247.1.2 塔釜进气管 247.2液流管247.2.1 进料管247.2.2 回流管247.2.3 塔釜出料管24第 8 章 附属高度确定 258.1筒体258.2封头258.3塔顶空间258.4塔底空间258.5人孔258.6支座258.7塔总体高度 25第9章设计结果汇总26设计小结与体会28参考文献29在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面

4、广的重要单 元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热的单元操作中。所以塔设备的研究与设计 一直是国内外学者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高， 填料易堵塞等缺点。本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用筛板式精馏塔。塔型的选择因素很多。主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。1、与物性有关的因素（1）本设计任务为分离丙酮-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用连续精馏。（2） 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或

5、引起液泛，应选填料塔。本设计为 丙酮和水，可选用板式塔。（3） 对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。2、与操作条件有关的因素（1）对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜；（2）对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离 效率明显下降，故宜选用板式塔。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜 力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。 另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利 用热能R等直接关系到生

6、产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。第1章设计条件与任务1.1设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离丙酮-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下：生产能力：年处理丙酮-水混合液32 000吨（300天/年）原 料：丙酮含50% （质量分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶丙酮含量不低于99.5%塔低丙酮含量不高于 0.5%操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。建厂地址：武汉1.2设计任务1全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。2计算冷凝器和再沸器热负荷。3计算精馏

7、段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。4估算塔径。5板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。6塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。7绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、 液沫夹带线和溢流液泛线确定。8塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。9塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器、塔底（蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵 的选型（视情况而定）。10精馏塔各接管尺寸的确定。11绘制精馏塔系统工艺流程

8、图。12绘制精馏塔装配图。13编写设计说明书。14计算机要求：编写程序、CAD绘图等。15英语要求：撰写英文摘要。16设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。第2章设计方案的确定本设计任务为分离丙酮-水混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应该使用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系（标 况下，丙酮的沸点56.2 C）,塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。冷凝器D, XdT塔顶产品 或冷凝为谓岀液 .FX,F:丫 匚 V

9、* 匸 匚 .-1T*-ftSTr-T;VT- ugKfc护BpBB-B-T.T - -1-T1回瀟罐加热水蒸汽图2.1板式精馏塔的工艺流程简图第3章精馏塔的工艺设计3.1全塔物料衡算3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数丙酮（C3H6O ）的摩尔质量： M a =58.08kg/kmol水（H2O）的摩尔质量：M A = 18.02 kg / kmol则各部分的摩尔分数为：Wd冷 一 1肌(3.1)MaMbWfXf 二 wf ML2)MaMbWwX _ Ww1 _Ww(3.3)MaMb3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量(3.4)(3.5)(3.6)M D - XD M A (

10、1-Xd)MbM F 二 xFM a (1-xF)M BM = Xw M a (1- xw)M b3.1.3物料衡算进料处理量32000 1000300 24Mf=161.56kmol /h(3.7)3.1.4物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）轻组分（丙酮）衡算:由恒摩尔流假设得：求解得到：Fx f = Vxw Dx dS =L D(3.8)(3.9)(3.10)F=161.58kmol/h ; D=38.47kmol/h ; W=256.73kmol/h ; S=133.62kmol/h1P=101.325KPa蒸汽In 二液体riirrrrr丙酮-水t x y图3.2实际回流比由数据手册查

11、的丙酮-水的物系汽液平衡数据如下：t/ Cxyt/ Cxy1000060.40.400.83992.70.0010.25360.00.500.84986.50.0020.42559.70.600.85975.80.0050.62459.00.700.87466.50.100.75558.20.800.89863.40.150.73957.50.900.93562.10.200.81557.00.950.96361.00.300.83056.131.01.0表3.1常压下的丙酮-水的气液平衡数据100959085C 80度温 757065605500.10.20.30.40.50.60.70.8

12、0.91丙酮摩尔分数，x或y图3.1丙酮冰的t-x-y汽液平衡相图3.2.1最小回流比及实际回流比确定根据101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水t-x-y和x-y图，泡点进料,所以q=1，即q为一条直线，本平衡具有下凹部分，即操作线尚未落到平衡线前已与平衡线相 切，由程序得到（程序见附录）：Rmin = 1-65初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5 倍：R =1-5Rmin =2.47(此步要修改)322操作线方程（1）精馏段操作线方程：RxDyn1xn0.712xn 0.284(3.11)R+1R+1（2）提馏段操作线方程：WWynSx-Sxw=1.92x0.00

13、3(3.11)323汽、液相热负荷计算（1 ）精馏段：L = RD 二 95.15kmol/h y =(R 1)D =133.62kmol/h（2 ）提馏段:L2 二 W = 256.73kmol/hV2 二 S =133.62kmol/h3.3理论塔板数确定通过Matlab编程，在平衡曲线即 x-y曲线图上做操作线，在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线焦点，直到阶梯与平衡线交点小于0.00156为止，由此，得到理论板 21块，加料板为第18块理论板。（程序附录，由程序可以得到每一块理论板上丙酮汽液组成与温度）图3.2 丙酮-水的y-x图及图解理论板3.4实际塔板数确定板效率与塔板结

14、构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算：Et =0.49kJL)-.245(3.12)注：一一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mP/s(1 )精馏段：精馏段平均温度：1 = -D-=60 335 C2在图3.1中查的，该温度下丙酮在液相组成为捲=0.4062，汽相组成为 力=0.8407 ；数据手册中查的该温度下丙酮的黏度JA1 =0.23mPi.s，水的粘度B1 =0.48mPs ；丙酮和水的相对挥发度:(3.13)液相粘度:lg 叽1 =X1lgA1 (1 X1)lg JB1 t =0

15、.356mPajs(3.14)塔板效率：ET1 =0.49(:L)245 = 0.3443(3.15)实际塔板数：NtN P150Et(3.16)故精馏段实际塔板数为Np1 =50 块。（1 ）提馏段：提馏段平均温度：t2F tW =82.03 C2在图3.1中查的，该温度下丙酮在液相组成为x2 =0.0321，汽相组成为y2 =0.5094 ；数据手册中查的该温度下丙酮的黏度=0.19mPaLs，水的粘度JB0.33mPs；丙酮和水的相对挥发度:（7）液相粘度：塔板效率：实际塔板数:lg %2 =X2lgA2 (1-X2)lg JB2%2 二 0.3242mPaSET2 =0.49心：讥)卫

16、.245 =0.2499NP2NtEt13(3.14)(3.19)(3.20)(3.17)故精馏段实际塔板数为 NP2 -13块。全塔所需要的实际塔板数：NP二NP1 NP2 =63块，加料板位于第51块。全塔效率：丁=出=0.32 100% =32%Np3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.5.1操作压力计算塔顶操作压力：Pd =101.3 4 =105.3kPa ；每层塔板压降：cP =0.7kPa ；进料板的压力：Pf =105.3 4 50 =140.32kPa ；塔底的压力：FW =105.3 4 62 =148.72kPa（1） 精馏段平均压力：= Pf =122.82kPa

17、2（2） 提馏段平均压力：Pm2 二 Pf Pw =144.52kPa3.5.2操作温度计算塔顶温度：tD =56.55 C ；进料板的温度：tF =64.12 C ；塔底的温度：tW =99.94 C（1） 精馏段平均温度：tm二乞 匕=60.335 C2（2） 提馏段平均温度：tm2 =tF ?tw =82.03 C3.5.3平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量：MLDm 二xdMa(1-xD )M b=57.26kg/kmol(3.21)M vDm 二yD M A(1-yD )M B二57.44kg/kmol(3.22)进料板平均摩尔质量：MLFm =xFMA(1xF)MB=23.26kg/

18、kmol(3.23)M VFm 二yF M A(1yF )M B二49.24kg/kmol(3.24)塔底平均摩尔质量：MLWm =XwM a (1-Xw)Mb=18.02kg/kmol(3.25)M vwm = yWM A (1 - yW )M b= 18.04kg/kmOl(3.26)(1 )精馏段平均摩尔质量：M Lm1 =(M LDm M LFm) 2= 40.26kg/kmol(3.27)MVm1 =(MVDm MVFm)2= 53.34kg/kmol(3.28)(2 )提馏段平均摩尔质量:3.5.4平均密度计算MLm2 = (MLFm MLWm)2 =20.64kg/kmolMVm

19、2MvFm Mvwm)2 =33.64kg/kmol气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即PmM VmRTm液相平均密度计算:注：:i 为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由tD =56.55 C，查手册得-745kg/m 3，(3.29)(3.30)(3.31)(3.32)985.5kg/m30.9795 汉 58.080.9795 58.08 (1 -0.9795) 18.02-0.9936LDm1-：D ： A (1 _ D )： B= 746.17kg/m3进料板平均密度计算：由tF -64.12 C，查手册得= 742.5kg/m，3B 二 980.5kg/m质量分数:0.1309

20、 汉 58.080.1309 58.08 (1 -0.1309) 18.02-0.3268塔底平均密度计算：由(1)精馏段平均密度:LFm1：F：?A - (1F)；?B= 887.53kg/m33tW =99.94 C ,查手册得705kg/m，订0.0001 況 58.080.0001 58.08 (1 -0.0001) 18.02-0.00025LWm二 958.32kg/m3958.4kg/m3 ：Lm1 = C LDm ： LFm ). 2 = 816.85kg/m:Vm1(2)提馏段平均密度：3-Pm1Mvm1； (R0Tm1)= 2.36kg/m;Lm2:Vm2= (LFmlWm

21、),2 =922.92kg/m3二 Pm2MVm2.(RTn2)=1.65kg/m33.5.5液体平均表面张力计算对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算:晋二出雳 -：sO/4并用下列关联式求出-:sW , -:soB =lg(必:。)sW sO = 1Q =0.411(qT)(丄 q-XwVw ,； ( XwVw KoVo )-xoVo (xwVw xoVo )2/30wV/T)(3.33)(3.34)(3.34)(3.35)(3.36)(3.37)注：下标 W表示水，0表示有机物;Vw 表示水的摩尔体积;Vo 有机物的摩尔体积。(1)精馏段平均表面张力:由 tm1 =60.34 C，查

22、表得：二 A1 =18.08mN/m ； - A1 = 66.22mN/m得：二 m1 =21.45mN/m(2)提馏段平均表面张力:由 tm2 =82.03 C，查表得：二 A1 =16.3mN/m ； ；A1 -62.22mN/m得：二 m1 =40.84mN/m3.5.6液体平均黏度计算液体平均黏度计算公式:lg(3.38)塔顶平均黏度计算：由tD =56.55 C，查手册得 = 0.24mPaLs，% =0.52mPaLs 得到:%D 二 0.243mP/_s进料板平均黏度计算：由tF =64.12 c，查手册得 =0.22mPaLs，J0.48mPs得到:.Llf =0.399mPa

23、Ls塔底平均黏度计算：由tW =99.94 C ,查手册得 叫=0.17mPa& ,JLW = 0.2698mPa|_s（1 ）精馏段液体平均黏度：=（%LF）；2=0.32mPaLs（2 ）提馏段液体平均黏度：珂怙lw）；2 =0.33mPag3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径计算（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为：LLiM Lmi =0.00i3m3/s3600 ?Lm1VS1Mvm1 =0.8379m3/s3600 Pvm1Ip查史密斯关联图，横坐标为：（）1/2 =0.0289Vs1Pvm1取板间距Ht= 0.4m，板上液层高度 h 0.05m 贝y： Ht = 0.35

24、m查图得：C20= 0.075C =。20(4)0.2 =0.07620Umax - CUm1 1.41m/s：Vm1取安全系数为0.7，则空塔气速为:u =0.7Umax =0.9885m/sD 壬“弘=1.0391m/s兀u0.27mPa|_s 得到：(3.39)(3.40)(3.41)(3.42)(3.43)(3.44)(3.45)(3.46)按标准塔径圆整后为:D =1.0m截塔面积为：AD2 = o.79m24实际空塔气速：u =1.07m/sAt(2)提馏段提馏段的气、液相体积流率为：L2M _m23Ls22 江=0.0016m /s3600 Vs2V2 M Vm23600 ; V

25、m23=0.7584m /s(3.47)(3.48)查史密斯关联图，横坐标为:金(匹)1/2Vs2:Vm2=0.0498取板间距Ht =0.4m，板上液层高度 h 0.05m贝U： HT -hL = 0.35m查图得：C20 =0.075c =C20(A)0.2 =0.0865(3.49)20Umax 二CLm2Vm2 =2.0465m/s(3.50)Y吒m2取安全系数为0.7，则空塔气速为：u =0.7umax =1.4325m/s(3.51)|4VS2S2 =0.8212m/s(3.52)V兀u按标准塔径圆整后为：D =1.0m截塔面积为：AD42 =0.79m2实际空塔气速：u二沧AT3

26、.6.2精馏塔有效高度计算(1 )精馏段有效高度-0.97m/s(2)提馏段有效高度乙=(Np1 -1)Ht(3.53)Z2 =(Np21)Ht(3.54)25.2m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m，故精馏塔有效高度：Z = Z1 Z2 0.8(4.1)(4.2)第4章塔板工艺尺寸的计算4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算4.1.1溢流装置计算因塔径D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下:4.1.1.1 堰长 lw取 iw =0.60d = 0.60m4.1.1.2溢流堰高度hw由hw = hL - how，选用平直堰，堰上液层高度：how-型 E(P)2/0.0

27、1121000 lw取板上清液层高度hL =50mm，故hw =hL - hw = 0.0388m4.1.1.3弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由|w，D=0.60查弓形降液管参数图得：也=0.055 ； Wd =0.11atd2故Af = 0.055At = 0.0372mWd =0.11D =0.11m验算液体在降液管中停留时间，即：AfHT-=13.26s 5sLS1故降液管设计合理。4.1.1.4降液管底隙高度h0ho十1 wU0取 uo = 0.08m/s，贝y ho =0.0332m(0.02 L 0.025)m故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度hw 40mm。4.1.

28、2塔板设计 4.121塔板分块因为D _ 800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为3块。4.1.2.2边缘区宽度确定取 Ws =Ws = 0.06m，Wc 二0.03m4.123开孔区面积的计算开孔区面积A计算：222: rxA =2(x、. r -xarcsin )(4.3)180rx = D - (Wd +Ws)=0.33m(4.4)2r = D - Wc=0.47m(4.5)2所以,Aa= 0.5648m 24.1.2.4筛孔计算及其排列本物系无腐蚀性，可选用：=3mm碳钢板，取筛孔直径 d0 = 5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距：t 二 3d0 = 15mm筛孔数目：1.1

29、55 An2 a ： 2900个t开孔率为：d 0 2= 0.907(-) -10.1%t气体通过筛孔的气速：uS1 = 14.72m/s0叽4.2提馏段塔板工艺尺寸设计4.2.1溢流装置计算 4.2.1.1溢流堰高度how由hw二 -how，选用平直堰，堰上液层高度:ow2.84= 0.0128(4.6)取板上清液层高度 hL = 50mm，故hw =hL -how = 0.0372m4.2.1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af由|w.；D=0.60查弓形降液管参数图得：乞=0.055; Wd =0.11atdAf =0.055片=0.0372m2Wd =0.11D =0.11m验算液体在降

30、液管中停留时间，即：AfHT-=10.827s 5sLS2故降液管设计合理。4.2.1.4降液管底隙高度h0ho(4.7)Ls2Il wU0取 u =0.08m/s，贝U h00.0332m(0.02 L 0.025)m故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度九二40mm。4.2.2塔板设计与精馏段塔板设计相同，但气体通过筛孔的流速不同:气体通过筛孔的气速:坠=13.33m/s0 Aa4.3塔板的流体力学性能的验算4.3.1精馏段4.3.1.1塔板压降(1 )干板阻力hc计算U0 2气051”)(4.8)由 d0： =1.67，查图得 q =0.772，所以的 hc = 0.0536m

31、液柱。(2)气体通过液层的阻力Vs1At - a-=1.1295m/s(4.9)F。=1.7362kg1/2/(少1/2)(4.10)通过F0查图得1 =0.56。所以：h h 0.028m液柱。(4.11)(4.12)(4.13)(4.14)(3 )液体表面张力阻力计算h10.0021m 液柱PLmigdo气体通过每层塔板的液柱高度：hp = he h h；一一 = 0.0838m气体通过每层的压力降为： AP =hprLm1g =671.43Pa700Pa (设计允许)4.3.1.2液面落差(忽略液面落差的影响)4.3.1.3 液沫夹带Gm1Ht - hfhf = 2.5hL得到e = 0

32、.0244kg液/kg气：:0.1kg液/kg气，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.1.4 漏液u0,min = 4.4C。(0.0056 0.13hL - ) ： Lm1 ： Vm1稳定系数：K=2.34 (1.5L2.0)u0,min故本设计中无明显漏液。4.3.1.5 液泛为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足：Hd(Ht hw)取；：=0.5得到：H d = 0.1348m 液柱(Ht hw) = 0.2194m 液柱故本设计中不发生液泛。4.3.2提馏段提馏段计算方法与精馏段相同，验算结果如下：4.3.2.1塔板压降hc = 0.0271m 液柱h| = 0.0305m 液

33、柱4tTm2h咚 0.0036m液柱PLm2gdo气体通过每层塔板的液柱高度：hp = hc h| h_ = 0.0612m气体通过每层的压力降为：-hm2g -554.23Pa700Pa （设计允许） 4.3.2.2液面落差（忽略液面落差的影响）4.3.2.3液沫夹带5.7 10-6Uam2hf = 2.5hL(4.15)(4.16)得到巳=0.0093kg液/kg气：:0.1kg液/kg气，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。4.3.2.4 漏液U0,min = 4.4C。. (0.0056 0.1叽-1)订2 淙(4.17)稳定系数：K=1.81.5u0,max本设计中无明显漏液。4.3

34、.2.5 液泛为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足：Hd（Ht hw）（4.18）取 =0.5得到：Hd =0.1122m 液柱(Hthw 0.2186m液柱故本设计中不发生液泛。4.4板塔的负荷性能图4.4.1精馏塔4.4.1.1漏液线：Vs,min =0.193砧2.957+ 42.19Ls2/3(4.19)4.4.1.2液沫夹带线：Vs,min =1.44-11.16Ls2/3(4.20)441.3液相负荷下限:4.4.1.4液相负荷上限:4.4.1.5液泛线Ls,min 二 0.00027Ls,max=0.0043222/3=2.0926 - 768OLs2 -19.6389Ls(4

35、.21)(4.22)(4.23)精馏段负荷性能图:图4.1精馏段负荷性能图由图得到 乂max - 1.317m3/s，Vs,min = 0.346m%操作弹性为：兰鑒=3.8Vs,min4.4.2提馏段4.4.2.1漏液线：Vs,min =0.1938/3.809+68.188Ls2/3(4.24)442.2液沫夹带线:Vs,min =1.79-13.6Ls2/3(4.25)4.4.2.3液相负荷下限:Ls,min = 0.00027(4.26)4.4.2.4液相负荷上限:Ls,max = O.432(4.27)4.4.2.5液泛线=3.3829-8307J2 -32.1363Ls2/3(4.

36、28)提馏段负荷性能图:-3X 10Ls m3/s图4.2提馏段负荷性能图由图得到 Vs,max =1.601m3/s，V；,min =0.411m3/s操作弹性为：Vs =3.898Vs,min第5章板式塔的结构5.1塔体结构5.1.1塔顶空间塔顶空间为最上层塔板与塔顶间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取(1.5L 2.0)Ht。5.1.2塔底空间塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距。5.1.3人孔对于D _ 1000mm的板式塔，一般每隔6-8层塔板设一人孔。人孔一般直径为450 600mm， 其伸出塔体的筒体长为 200 250mm，人孔中心距操作平台

37、 800L 1200mm。设人孔处的板间距 离应大于或等于 600mm。5.1.4塔高板式塔的塔高按下式计算：H =(n -nF -nP -1)Ht nfHf nPHP Hd Hb H1 H2 (5.1)式中：H 塔高；n 实际塔板数；nF 进料板数；H f 进料板处板间距； np 人孔数；Hp 设人孔处板间距； Hb 塔底空间高度； Hd 塔顶空间高度； Hi 封 头咼度；H2 裙座高度;5.2塔板结构由于塔径D =1000 800mm，由于安装、刚度、检修等要求，将塔板分成3块。第6章附属设备6.1冷凝器出料液温度：56.55 (饱和蒸汽)一一56.55 (饱和液体)塔顶气体：(6.1)M

38、D 二xAMA (1-xA)MB=57.44kg/kmol传热量：温度推动力:r = xArA (1-xA)rB = 543.3kJ/kg6Q 二 rqm =1.2 10 kJ/h(6.2)(6.3)(6.4)(6.5)=31.28由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数K =500w/m2J C,则传热面积:A Q21.35m2Ktm6.2原料预热器原料预热温度：20 C 60.75 C （泡点温度） 采用130 C过热饱和蒸汽加热平均温度：t 二 20 60.75 二 40.3752平均温度下查表得 CpA 二 4.25kJ/kg |_K；C PB 二 2.28kJ/kg _K则：Cp

39、 =XfCpa (1-冷)CPB =3.783kJ/kg_K取总传热系数：K =700qFCP ：t = KA ：tm解得换热面积 A = 3.1m2第7章接管尺寸的确定7.1蒸汽接管7.1.1塔顶蒸汽出料管(4V采用直管，取出口气速u二20m/s，则D 1 =0.2 3 1 m 2 3 1, m查m表取 Y HU245mm 7mm，管内实际气体流速 u =-4V2 = 20.0m/s。兀D7.1.2塔釜进气管采用直管进气，取气速u=2 3m/,s则D0.2 0 5 m2 05,m查m表取.一4V22 19 mm 7 m管内实际气体流速 u= =22.99m/s 。兀D7.2液流管7.2.1进

40、料管采用直管进料管，取Uf= 2m/s ，则D = J=. 03 1m= 3 1m口查标准系列取 Y JTU38mm 3.5mm。管内液体实际流速 u二-4% =1.94m/s 。n D27.2.2回流管采用直管回流管，取uF =2m/s，则D-0. 0 36m 3 6m,m查标准系列取Y兀u45mm 3.5mm 。 管内液体实际流速 u二上匕 二1.80m/s。兀D27.2.3塔釜出料管采用直管出料管，取uF =2m/s，=0. 029 m=2 9 m,m查标准系列取38mm 3.5mm。管内液体实际流速4L1二 D2=1.79m/s 。第8章附属高度确定8.1筒体壁厚选6mm，所用材质为A。8.2封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg = 1000mm，查得曲面高度h250mm，直边高度h2 =40mm，内表面积 F =1.21m2，容积 V = 0.162m3，选用封头 Dg1000 6,JB1154-73。8.3塔顶空间H D =2Ht =800mm(8.1)8.4塔底空间取釜液停留时间为 5minHB =(L2t 60).