丙酮-水连续精馏塔设计说明书吴熠

;◎孑肉泥NX第SouthChinaUniversityofTechnology课程设计报告书丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计学院 化学与化工学院专业 化学工程与工艺学生姓名 吴熠 学生学号201230361316 指导教师 江燕斌 课程编号137137 课程学分3 起始日期 2014.12.30

教师评语教师签名：日期：成绩评疋备注目录TOC\o"1-5"\h\z目录 III\o"CurrentDocument"第1部分设计任务书 51.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 5\o"CurrentDocument"1.2设计条件 5\o"CurrentDocument"1.3设计任务 5\o"CurrentDocument"第2部分设计方案及工艺流程图 6\o"CurrentDocument"2.1设计方案 6\o"CurrentDocument"2.2工艺流程图 6\o"CurrentDocument"第3部分设计计算与论证 7\o"CurrentDocument"3.1精馏塔的工艺计算 73.1.1全塔物料衡算 73.1.2实际回流比 83.1.3理论塔板数确定 83.1.4实际塔板数确定 93.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算 103.1.6塔的塔体工艺尺寸计算 13\o"CurrentDocument"3.2塔板工艺尺寸的计算 163.2.1溢流装置计算 163.2.2塔板布置及浮阀排列 17\o"CurrentDocument"3.3塔板的流体力学性能的验算 213.3.1阻力计算 213.3.2液泛校核 21333雾沫夹带 22334雾沫夹带验算 23\o"CurrentDocument"3.4塔板负荷性能图 243.4.1精馏段塔板负荷性能计算过程 243.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程 25\o"CurrentDocument"3.5接管尺寸的确定 273.5.1液流管 273.5.2蒸气接管 27\o"CurrentDocument"3.6附属设备 283.6.1冷凝器 283.6.2原料预热器 283.6.3塔釜残液冷凝器 293.6.4冷却器 29\o"CurrentDocument"3.7塔的总体结构 303.7.1人孔及手孔 30封头 30裙座 30塔高 30壁厚 31\o"CurrentDocument"第4部分设计结果汇总 32\o"CurrentDocument"第5部分小结与体会 34\o"CurrentDocument"第6部分参考资料 34

第1部分设计任务书1.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计1.2设计条件在常压操作的连续精馏浮阀塔内分离丙酮-水混合物。生产能力和产品的质量要求如下：任务要求（工艺参数）：塔顶产品（丙酮）：3.0t/hr,x d=0.98（质量分率）塔顶丙酮回收率：n=0.99（质量分率）原料中丙酮含量：质量分率=（4.5+1*33）%=37.5%原料处理量：根据1、2、3返算进料F、xf、Wxw精馏方式：直接蒸汽加热操作条件：常压精馏进料热状态q=1回流比R=3???????加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强1.5atm冷却水进口温度25E、出口温度45C，热损失以5%计单板压降〉0.7kPa1.3设计任务确定双组份系统精馏过程的流程，辅助设备，测量仪表等，并绘出工艺流程示意图，表明所需的设备、管线及有关观测或控制所必需的仪表和装置。计算冷凝器和再沸器热负荷。塔的工艺设计：热量和物料衡算，确定操作回流比,选定板型，确定塔径，塔板数、塔高及进料位置塔的结构设计：选择塔板的结构型式、确定塔的结构尺寸；进行塔板流体力学性能校核（包括塔板压降，液泛校核及雾沫夹带量校核等）。作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。，各接管尺寸的确定塔的附属设备选型，计算全套装置所用的蒸汽量和冷却水用量，和塔顶冷凝器、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

，各接管尺寸的确定第2部分设计方案及工艺流程图2.1设计方案本设计任务为分离丙酮-水二元混合物。对于该非理想二元混合物的分离，应使用连续精馏。含丙酮37.5%（质量分数）的原料由进料泵输送至高位槽。通过进料调节阀调节进料流量，经与釜液进行热交换温度升至泡点后进入精馏塔进料板。塔顶上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡点一部分回流至塔内，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）,塔釜为直接蒸汽加热，釜液出料后与进料换热，充分利用余热。2.2工艺流程图1瓣插21瓣插2■亦二局住怡；+■土料调巧冈:5-捷子流童计；&预热器!二垂秩亦S#出悔；$英沦音i2除尺器；11■挣麦器；IZ■凰流阀；13尚t浇童十】4产迢调节阀；忖产曲浇量汽吩桶嚨；1尸訥曾f；僖冷水泉⑦温度计®压力计ok"—^―连续精镭装置流程图第3部分设计计算与论证3.1精馏塔的工艺计算3.1.1全塔物料衡算原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数丙酮（C3H6O）的摩尔质量： Ma58.08kg/kmol水（出3.1精馏塔的工艺计算3.1.1全塔物料衡算原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数丙酮（C3H6O）的摩尔质量： Ma58.08kg/kmol水（出0）的摩尔质量：Mb=18.015kg/kmol则各部分的摩尔分数为:Wd1WdMaMbWfm!wf1WfMaMbWwWw1wwMbXdXfXwwd原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量MdXdMa(1-Xd)MbMfXfMa(1-■Xf)MbMwXwMa(1-Xw)Mb塔顶产品物质的量D=Wd/Md物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）：F=W+D轻组分（丙酮）衡算：FXf^WXwDxd回收率计算：(3.1)(3.2)(3.3)(3.4)(3.5)(3.6)(3.7)(3.8)(3.9)n=DxD/FxF(3.10)求解得到：F=325.8745kmol/h

W=271.9241kmol/hXw=0.0018805D=53.9504kmol/hxD=0.9383Xf=0.15693.1.2实际回流比3.121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,q线为过Xf=0.1569的竖直线。本平衡具有下凹部分，在相平衡图上过（XD，Xd）点作平衡线的切线，得切点（Xq，yq）=（0.7836，0.8875）据R据Rmin_XD-yqyq-xqRmin=0.4887初步取实际操作回流比为理论回流比的 3倍:R=RmirK3=1.466操作线精馏段操作线方程：R 1yn+1= X+ xd=0.5945Xn+0.3805R+1 R+1提馏段操作线方程：yn+1=<xn-<xw=3.0438Xn-0.003818s s汽、液相热负荷计算精馏段:L1=RD=79.0967kmol/hV=(R+1)D=133.0471kmol/h提馏段:据F+S=D+W，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/hxw=0.00125453.1.3理论塔板数确定在平衡曲线即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0.0012545为止，由此，得到理论板8块（塔釜算一块板），进料板为第5块理论板。如下CAD乍图：

3.1.4实际塔板数确定板效率与塔板结构、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=0.49(a-0i2)5注：一一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度l――塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa?s据液相组成在3.1图中查得温度，再计算出精馏段与提馏段的均温查得液相组成。具体过程如下：液相组成Xa气相组成Ya温度/0c相对挥发度进料0.15690.775764.9818.5832塔顶0.93830.957856.611.4925塔底0.0012550.0349798.9228.8380精馏段0.45170.828160.805.8476提馏段0.03170.535381.9535.1864精馏段均温：11=(64.98+56.61)/2=60.795 °C提馏段均温：12=(64.98+98.92)/2=81.95 °C相对挥发度：a=严其中，Xb=1-xa,Yb=1-YayB/xB全塔平均挥发度：am=VodXorXaw=9.2825在数据手册中查得对应温度下的黏度：精馏段：丙酮:WA1==0.2292mPa?s，水：y1:=0.4638mPa?s；提馏段：丙酮:S2==0.1951mPa?s，水：y2:=0.3478mPa?s液相黏度：精馏段：⑷=XAXMA1+(1-Xa)XyB1=0.3578mPa?s提馏段：阻=XAX(JA2+(1-XA)XyB2=0.3430mPa?s塔板效率：精馏段：Et1=:0.49(-0.245ay)=0.4089提馏段：Et2=实际塔板数：:0.49(-0.245ay)=0.2662精馏段：Np1=■NT1=Et110提馏段：Np2=_NT2=ET215精馏段实际塔板数为NP1=10块。提馏段实际塔板数为Np2=15块。全塔所需要的实际塔板数：Np=Npi+Np2=25块，进料板位于第11块全塔效率：Et=Nl=0.321 NP3.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算操作压力计算塔顶操作压力；Pd=101.325kpa每层塔板压降： P0.7kPa;进料板的压力：FF=FD+0.7X10=108.325kpa塔底操作压力：Pw=Pd+0.7X25=118.825kpa精馏段平均压力：Pm1=PD+Pl=104.825kpa提馏段平均压力： pM2=^^尹=113.575kpa操作温度计算塔顶温度：td=56.61C进料板温度：tf=64.98C塔釜温度：tw=98.92C精馏段平均温度：tm1=专=60.80C提馏段平均温度：tm2=中=81.95C平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量：M|dm=55.6080kg/kmol

Mvdm=56.3893kg/kmol进料板平均摩尔质量：Mfm=24.3012kg/kmolMvfm=49.0934kg/kmol塔底平均摩尔质量：Mlwm=18.0653kg/kmolMvwm=19.4161kg/kmol精馏段平均摩尔质量：Mldm+MfmMlm1=^^lfm=39.9546kg/kmolMVM1:Mvdm+MVfm-=52.7414kg/kmol=2提馏段平均摩尔质量：MlM2=.Mlwm+Mlfm=21.1833kg/kmol2MVM2=MVwm+MVfm"2—34.2548kg/kmol平均密度计算由理想气体状态方程，即PMi1XMvm1=2.6212kg/m3WM1=RXT -RxIm1H/12XMVM2=1.7026kg/m3PVM2= RXT -RXtM2液相平均密度计算:丄i/iLm(3.32)注：i——为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由td=56.61C查手册得A745kg/m*3,985.5kg/ma=0.981Pdm=a(1-a)=748.654kg/m3-pa?pb进料板平均密度计算：由tF=64.98C查手册得A742.5kg/m3,980.5kg/mPlfm塔底平均密度计算:a=0.3750>pa+(1-=875.289kg/m3b由tW=98.92C查手册得A705kg/m3,3958.4kg/ma=F=o.。F=o.。04033=957.013kg/m0.0012545X58.08精馏段平均密度:Pdm+pfm2=811.972kg/m3提馏段平均密度:Plm2piwm+Plm2piwm+Pfm2=916.151kg/m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:(1)塔顶表面张力：由tD=56.61C查表得：(TA1=19.03mN/m;CB1= 66.57mN/m求得：ldm=21.9632mN/m(2)进料板表面张力：由tF=64.98C查表得：cA2=18.29mN/m=65.21mN/mB2求得：f=57.8483mN/mlfm塔釜表面张力：由tW=98.92C查表得：cA3=14.4mN/mcB3=58.6mN/m求得：c=58.5445mN/mlwm精馏段平均表面张力：c「=39.9058mN/mlm1提馏段平均表面张力： clm2=58.1964mN/m平均黏度计算液体平均黏度计算：lgLmxlgi (3.38)塔顶平均黏度：由td=56.61C:查手册，得到：MA1=0.241mPa?sMB1==0.52mPa?s求得：Mdm=0.2527mPa?s进料板平均黏度：由tf=64.65C查手册，得到：S2=0.22mPa?sPB2=0.435mPa?s求得：MFm=0.3909mPa?s塔底平均黏度：由tw=98.85C查手册，得到：，MA3=0.17mPa?s

PB3=0.27mPa?s求得：PlWm=0.2698mPa?s精馏段液体平均黏度:Mdm+piFmPim1= ； =0.3218mPa?s(JVm1W(JVm1Wdm；wFm=0.08168mPa?s提馏段液体平均黏度:+②气体平均黏度计算：Mm2=lgJVm=2刀y"gm-0.3304mPa?s塔顶平均黏度：由td=56.61〔,查手册，得到：MA1=0.0784mPa?sM1=0.1007mPa?s求得：Wdm:=0.07923mPa?s进料板平均黏度:由tf=64.65C查手册，得到：(JA2=0.07874mPa?sPB2=:0.1058mPa?s求得:PVFm=0.08413mPa?s塔底平均黏度：由tw=:98.85q查手册,得到：，MA3=0.0907mPa?sPB3=:0.1172mPa?s求得:PVWm=0.1162mPa?s精馏段液体平均黏度:提馏段液体平均黏度:Wm2WwmWm2Wwm+WFm2=0.1002mPa?s3.1.6塔的塔体工艺尺寸计算塔径计算（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为:VMvm3600pm0.7436m3/sLMlmLMlm3600pm=0.001081m3/s查史密斯关联图，横坐标为:xy(rnr)=0.02559Pvm1Hr-h=O.75rii—0.13OJO—I'OJi：0.01|_0.02 0.030*040.01|_0.02 0.030*0480实际空塔气速:VSu=丁0.9468m/s0.0&Q,080-10 0,20 0.300.4a 1/2紿绘）取板间距Ht0.4m，板上液层高度？??=????????:???-???=????????查图得：C20 0.0750.2aC=C20X（卡）=0.0861120/P-pvUmax=Cv（ ）=1.5131m/spv取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7XUmax=1.0592m/sD=V(n)=0.9454按标准塔径圆整后为：D=1.0m截塔面积为：At=nD2=0.7854m24提馏段提馏段的气、液相体积流率为：Vs2SMvM23600p/M2=0.7436m/sLMlM2 3Ls2= =0.002601m3/s3600pm2查史密斯关联图，横坐标为： 空=0.08114????????vs2 pvm2????????取板间距Ht0.4m，板上液层高度？??=????????：???-???=查图得：C20=0.0720.2CTl2C=C20 =0.0891520P-PvUmax=CV(上 -)=2.0661m/sPV取安全系数为0.6，则空塔气速为：u=0.6XUmax=1.2396m/sD=V(n)=0.8739按标准塔径圆整后为： D=1.0m截塔面积为：At=nD2=0.7854m2实际空塔气速：：u=J=0.9468m/sAt精馏塔有效高度计算精馏段有效高度Z1=(NP1-1)Ht=3.6m提馏段有效高度Z2=(Np2-1)Ht=5.6m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=10m3.2塔板工艺尺寸的计算3.2.1溢流装置计算精馏段因塔径D=i.om可选用单溢流弓形降液管，凹型受液盘，不设进堰口。各项计算如下:堰长lw取lw=1.0X0.60=0.6m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw=0.60查弓形降液管参数图得： ?=0.0520;晋=0.1000D At D故 Af=AtX0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m验算液体在降液管中停留时间，即：9=AfHt/lS1=15.1122>5??故降液管设计合理。堰上层液高度how由hwhLhow，选用平直堰，堰上液层高度：(E=1)2.84 lh12?%=硕£(&)?3=9.8773mm因为？??？?*?????<????????故可采用平直堰。溢流堰高度hw取板上清液层高度hl=60mm，故hw=hl-how=50.12mm因为?????■??????<???<????■?????,故符合要求。降液管底隙高度h0???=???-??????=???????????????h0=44.12mm>25mm。故降液管底隙高度设计合理提馏段堰长lw取lw=1.0X0.60=0.6m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw=0.60查弓形降液管参数图得：A=0.0520;W=0.1000D At d故 Af=AtX0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m验算液体在降液管中停留时间，即：9=AfHT/Lsi=6.2807>5??故降液管设计合理。堰上层液高度how由hwhLhow，选用平直堰，堰上液层高度：(E=1)2.84lh12?how=T500E(L)'3=17.74mm因为6mm<h°W<60????故可采用平直堰。溢流堰高度hw取板上清液层高度hl=60mm，故hw=hl-how=42.26mm因为?????■??????<???<????■?????,故符合要求。降液管底隙高度h0???=???-??????=???????????????h0=36.26mm>25????故降液管底隙高度设计合理3.2.2塔板布置及浮阀排列精馏段阀孔数????选用F1型浮阀(重阀)，当板上浮阀刚刚全开时，阀孔动能因子???=(??~????)旳?？乞取F0=10，由阀孔直径d=0.039m,F°=u°VPV，得F010U0=—=Vp一6.1766m/sV2.6212N=n~VS=100.7792〜101个U0塔板布置塔板分块因为塔径??=????????????????????故采用分块式。边缘区宽度确定

取两边安定区宽度？???=????=?????????降液管宽度？???=????无效区？？?=????????鼓泡区面积单溢流塔板，选用等腰三角形叉排，因为分块式塔板，故?=??>单溢流塔板，选用等腰三角形叉排，因为分块式塔板，故?=??>???x'??开孔区面积AP计算:ApAp=2(xVR2-x2+n180°Dx=--(Wd+Ws)=0.325mDR= -wc=0.445m2所以,Ap=0.5219m2浮阀孔排列取t=75mm，得t=0.06890m用CAD乍图得浮阀排列ill誇。1£1£Lill誇。1£1£L得实际筛孔数N=87个验算阀孔动能因数及塔板开孔率:U0VsU0Vs4^n=7.1549m/s 11Fo=uoVp/=11.5838kg2s-1m2,11符合Fo=(9~12)kg2s-1m-2塔板开孔率?=N(d°)2X100%=13.23%?在10%r14%>间，设计结果合理。3.222提馏段阀孔数取F。=10，由阀孔直径d=0.039m,F0=U0Vp，得F0 10U0= = =7.6638m/sVp VI.7026VSN=n一—=81.2225〜82个^d0U0塔板布置塔板分块因为塔径D=1000mm>900????故采用分块式。边缘区宽度确定取两边安定区宽度Ws=Ws=0.075m，降液管宽度Wd=0.1，无效区Wc=0.055鼓泡区面积单溢流塔板，选用等腰三角形叉排，因为分块式塔板，故 t=『开孔区面积AP计算:APAP=2(xVR2-x2+n180°Dx=--(Wd+Ws)=0.325mDR= -wc=0.445m2所以,AP=0.5219m2浮阀孔排列取t=75mm，得t=0.08486m用CAD乍图得浮阀排列o

boo

poo

8ooo占①ooooo〔ooo」oc90—ooo」oooooooAo得实际筛孔数N=71个验算阀孔动能因数及塔板开孔率：Vs -— -1--uo=占。?"=8.7672m/s,Fo=uoVpv=11.4398kg1符合Fo=(9~12)kg2s1符合Fo=(9~12)kg2s-1m_2塔板开孔率?=N(d：O)2X100%=10.80%?在10%r14%＞间，设计结果合理。3.3塔板的流体力学性能的验算3.3.1阻力计算气相通过浮阀塔板的压强降hp=hc+hi+h.精馏段干板阻力hc计算 uoc=皿5“73!=6.1945m/sp2因为Uo>uoc，所以阀全开前，？??=5.37 =0.04079m2PLg板上充气液层阻力计算因为液相为水，所以充气系数？？=0.5,hl=迓hL=0.03m液体表面张力阻力计算液体表面张力所造成的阻力一般很小，完全可以忽略。因此，与气体流经浮阀塔板的压力降相当的液柱高度为：hp=hc+hl=0.07079m单板压强降?p=hppig=563.8739pa<700????设计允许)提馏段(1)干板阻力hc计算 Uoc=1.825严=7.8467m/s(1)p因为U0>因为U0>U0c，所以阀全开前，？??=5.37Pvu02pi_g2=0.03615m板上充气液层阻力计算(3)hl=迓hL=0.03m(3)与气体流经浮阀塔板的压力降相当的液柱高度hp=hc+hl=0.06615m单板压强降?p=hpplg=594.5192pa<700????设计允许)3.3.2液泛校核为了防止淹塔现象的发生，需要控制降液管中清液层高度：Hd(Hthw) (4.14)

且有H且有Hd=hp+hl+hCT3.321精馏段液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.07079m,hL=0.06mhd=0.153(hd=0.153(亘)lwho=0.0001977m所以降液管液面高度Hd=0.07079+0.06+0.0001977=0.1310m取 0.5得至U：?(Ht+hw)=0.5(0.4+0.05012)=0.2256m故Hd<©(Ht+hw)，符合设计要求提馏段液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.06615m,hL=0.06mhd=0.153(hd=0.153(亘)lwho=0.0001610m所以降液管液面高度叫=0.06615+0.06+0.0001610=0.1278m取 0.5得至U：?(Ht+hw)=0.5(0.4+0.04226)=0.2211m故Hd<©(Ht+hw)，符合设计要求3.3.3雾沫夹带VsV-PPV—+1.36LsZl

泛点率—X100%因为丙酮-水为正常系统，故K=1.0因为单溢流，故？??=??-????=?????????=???-??????可查泛点负荷系数图得S4-25泛点负荷系数3.331精馏段计算得Zl=0.8m,Aa=0.7037m2，查图得Cf=0.1145故泛点率=+1.36LS故泛点率=+1.36LSZLAaCFKX100%=51.15%<70%符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标。提馏段计算得ZL=0.8m,Aa=0.7037m2，查图得CF=0.1050VsV-2^+1.36LsVsV-2^+1.36LsZl故泛点率=PL-PVAaCFKX100%=47.25%<70%符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标3.3.4雾沫夹带验算(4.15)(4.16)e5.710(Ua )3.2(4.15)(4.16)m2 Hthfhf 2.5hL精馏段已知？?？=?????????????????=???????????=????????????=?????????=1.0592m/s得???=???????????????故液沫夹带量在允许范围内。提馏段已知???=??????????N??????=???????????=????????????=????????U=1.2396m/s得???=???????????????故液沫夹带量在允许范围内。

3.4塔板负荷性能图3.4.1精馏段塔板负荷性能计算过程雾沫夹带线Vs“」^+1.36LsZl泛点率Vs“」^+1.36LsZl泛点率=PL-PVAaCFK0.82.6212即Vs411.972-2.6212+1.36x0.8%0.1145X1x0.70370.8得0.06446=0.0569VS+1.088Ls，可知雾沫夹带线是直线液相负荷上限线以9=5s作为液体在降液管提留时间的下限 9=字LS解得Lsmax=0.003267m3/s液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件2.84 (Ls)2.84 (Ls)1000E(minLwX3600)2?3=0.006取E=1,则(Ls) .=0.0005118m3/smin漏液线对于F1型重阀，依F°=闪VPV=5计算，以F°=5作为规定气体最小负荷的标准，则(Vs)min=订d2N2=0.3394m3/s此即为与液体流量无关的水平漏液线液泛线22—?(Ht+hw)=hp+hl+hd=5.34请+o.153(盘)2+0+"hw+鴛E(+)3其中U其中U0=Vs

nd02N由上式确定液泛线2?0.1499=0.07315VS2+218.3323Ls2+0.003992(Ls) 3以上数据做出塔板负荷性能图

Vmax=1.1001m3/sVmin=0.3394m3Vmax=1.1001m3/sVmin=0.3394m3/s操作弹性=Vm竺=3.2413Vmin3.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程342.1雾沫夹带线VsVPV+1.36LsZl泛点率=PLA：CFK =0.81.7026VSV +1.36x0.8X4S916.151-1.7026 S即 =0.80.1050x1x0.7037得0.0591仁0.04315VS+1.088Ls，可知雾沫夹带线是直线, 液相负荷上限线以9=5s作为液体在降液管提留时间的下限9=AfHTLs解得Lsmax=0.003267m3/s液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件2.84 （LS）minX36002?3一e（—血 ）2?3=0.0061000 LW

取E=1，则(Ls)i=0.0005118m3/smin342.4漏液线对于F1型重阀，依F。=比VPV=5计算，以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则(Vs)n(Vs)n2min=dN4F0=0.3387mVp3/s此即为与液体流量无关的水平漏液线液泛线2Pvu02 ls2 2.84ls3?(Ht+hw)=hp+hl+hd=5.34討+0.153(荷)2+(1+"hw+硕E(y其中U其中U0=Vsn2Ko2N2?由上式确定液泛线0.15774=0.06509Vs2+323.2461Ls2+0.003992(Ls) 3由图表得，气相负荷上限由雾沫夹带线控制，下限由液相最低负荷线控制,Vmax=1.32m3/sVmin=0.3387m3/s操作弹性=也=3.8973Vmin

3.5接管尺寸的确定3.5.1液流管进料管3F=7919.2kg/h=325.8745kmol/h=2.1998kg/s,p=875.289kg/m进料由高位槽输入塔中，适宜流速为0.4〜0.8m/s采用直管进料管，取进料流速u=0.6m/s,则进料管内径为：d= =0.07303m4F2=0.6005m/s4F2=0.6005m/s,npD查标准系列取？80mmx3.5mm，校核：D=80-2x3.5,流速相近，设备适用回流管LsXMLsXM3600=1.2218kg/s,3p=748.654kg/m采用直管回流管，取进料流速u=0.5m/s,则进料管内径为：d=曲=0.06447mnup查标准系列取？73mmx3.5mm，校核：D=73-2x3.5,u=上打=0.4770m/s,npD流速相近，设备适用。塔釜出料管W‘XM 3W=^60^=2.0322kg/s,p=957.013kg/m采用直管出料管，取进料流速u=0.8m/s,则进料管内径为：d= =0.05813mnup查标准系列取？65mmx3.5mm，校核：D=65-2x3.5,u=-4W^=0.8037m/s,npD流速相近，设备适用。3.5.2蒸气接管塔顶蒸气管采用直管，取气速u=18m/s,则d=V4Vs=0.2293m，查表取?240mmx6mm,nu校核：D=240-2x6,u=4VS=18.2129m/s，流速相近，设备适用。nD塔釜蒸气管I采用直管，取气速u=21m/s,V'=-VOM-=0.4215m3/s则d=严=0.1599m，查表取3600p nu?170mmx6mm,I校核：D=170-2x6,u=¥^=21.4978m/s，流速相近，设备适用。nD

3.6附属设备3.6.1冷凝器取水进口温度为25C，水的出口温度为45C塔顶出口气体的温度为56.61C,据热量衡算：Qc=(R+1)D(Ivd-Ild)其中Ivd――上升蒸气焓，Ild一一塔顶馏出液焓|vd-|ld=Xd?Hv丙+(1-Xd)?Hv水T2TC273.15+56.61T2TC273.15+56.61508.1T1=0.6490,Tn=9IC273.15+56.5508.1=0.6488Hv水，Hv丙——水和丙酮的蒸发潜热查表得:沸点/0c蒸发潜热Tc/K丙酮：56.5523508.1水1002260.4647.3?Hv2=?Hvi(^^)0'381-Tr1得:?Hv丙=?Hv1(=)0.38=523X(110068^)0.38=522.8868kJ/kgTc273.15+56.61 _647.3 =0.5094Tc273.15+56.61 _647.3 =0.5094,Tr1T1Tc273.15+100647.3=0.5765得：？HV水=?Hv1(葺'0.38=2260.4X(10^)0.38=2390.3278kJ/kgIvd-Ild=xd?Hv丙+(1-Xd)?Hv水=0.9383*522.8868+(1-0.9383)2390.3278=638.1079kJ/kgQc=(R+1)D(Ivd-Ild)=133.0471*638.1079*55.608=4.721X106kJ/h5661-45tm56.6145 56・61 25/ln^6^ 19・9"K=K=2000kJ/m2?C?h,???? QA=玮=118.2023??23.6.2原料预热器原料预热温度：20°C――64.98°C(泡点温度)采用130°C过热饱和蒸汽加热平均温度:=42.49C平均温度下查表得Cpi=3.58kJ/(kg?°C),Cp2=4.174kJ/(kg?°C)则：Cp=xFCP1+(1-xF)Cp2=4.081kJ/(kg?C)取总传热系数： K1000w/m2CqFCPt(1-0.05)KAtm解得换热面积A=18.1321??23.6.3塔釜残液冷凝器釜液温度为98.92C,冷却至60C排放。W=404.9712kmol/h,Mlw=18.0653g/molWWm= =2.0322kg/smlw325.8745X24.3012同理有Fm= =2.1998kg/s3600查得进料液Cp1=2.49kJ/(kg?C),釜液g=4.1996kJ/(kg?C)Q=2.1998*2.49*(t-25)=2.0322*4.1996*(98.92-60)得t=85.64C?tm=(98.92-85.64二(60-25)=22.4128C????92-85.64■■■'60-25取K=4000kJ/m2?C?h??A=丹3705??23.6.4冷却器产品冷凝后温度为56.61C,经冷却器冷却至40C，冷却介质为25C的水，出口温度为45C。查得Cp丙=2.415kJ/(kg?C),0水=4.18kJ/(kg?C)D=3000kg/h=0.8334kg/sQ=Cp丙XDX?t1=水XCp水x?t22.415X0.8334X(56.61-40)=W水X4.18X20得W水=0.3999kg/s,Q=33.4303kJ/s取K=1500kJ/m2?C?h?tm(56.61-45)-(40-25) =13.2327'■■40-25Q=KXAX?tmA=齐=1.6842??23.7塔的总体结构3.7.1人孔及手孔因为塔板数25块，所以本设计塔中设置3个人孔，每个直径为500mm设置人孔处板间距为500mm裙座上设置1个人孔，直径500mm手孔大小为0.15m，手孔处不加高。每个塔节开一个手孔，实际板为25块，共需5个塔节，则手孔数目S=5。3.7.2封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径？??=1000mm，查得曲面高度?i=250mm，直边高度h225mm，内表面积F=0.945，容积V=0.112，选用封头？??1000X63.7.3裙座塔底采用裙座支撑，塔径为1.0m，裙座高取3m,查裙座尺寸得，裙座圈厚度为6mm基础环厚度为23.3mm基础环内径：D1=(900+2X23.3)-300=646.6mm基础环外径： D2=(900+2X23.3)+300=1246.6mm圆整后取基础环内径为700mm基础环外径为1300mm地脚螺栓公称直径M423.7.4塔高塔顶咼度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(1.5-2)???+0.25，取1.5??+0.25=0.85m。塔底咼度由于塔底空间具有中间储槽的作用，塔釜料液最好在塔底有10〜15min的储量。这里取t=12min=720s。有：VSt 0.7436X720 3V= = =0.5594m3p 957.0134VH釜= 2=0.7123m釜nD塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距，取 0.7+仁1.7m板间距HT=0.4m进料板出加高0.25m上下两圭寸头高度Hi=2*(h1+h2)=0.55m塔高板式塔的塔高按下式计算:H(nr)F