1、華南理工大學課程設計說明書 課程設計報告書丙酮-水連續精餾浮閥塔的設計 學 院 化學與化工學院 專 業 化學工程與工藝 學生姓名 吳熠 學生學號 201230361316 指導教師 江燕斌 課程編號 137137 課程學分 3 起始日期 2014.12.30 34教師評語教師簽名：日期：成績評定備注目 錄目 錄III第1部分 設計任務書51.1設計題目：丙酮-水連續精餾浮閥塔的設計51.2設計條件51.3設計任務5第2部分 設計方案及工藝流程圖62.1設計方案62.2工藝流程圖6第3部分 設計計算與論證73.1精餾塔的工藝計算73.1.1全塔物料衡算73.1.2實際回流比83.1.3理論塔板數

2、確定83.1.4實際塔板數確定93.1.5塔的工藝條件及有關物性數據計算103.1.6塔的塔體工藝尺寸計算133.2塔板工藝尺寸的計算163.2.1溢流裝置計算163.2.2塔板布置及浮閥排列173.3塔板的流體力學性能的驗算213.3.1阻力計算213.3.2液泛校核213.3.3霧沫夾帶223.3.4霧沫夾帶驗算233.4塔板負荷性能圖243.4.1精餾段塔板負荷性能計算過程243.4.2提餾段塔板負荷性能計算過程253.5接管尺寸的確定273.5.1液流管273.5.2蒸氣接管273.6附屬設備283.6.1冷凝器283.6.2原料預熱器283.6.3塔釜殘液冷凝器293.6.4冷卻器2

3、93.7塔的總體結構303.7.1人孔及手孔303.7.2封頭303.7.3裙座303.7.4塔高303.7.5壁厚31第4部分 設計結果匯總32第5部分 小結與體會34第6部分 參考資料34第1部分 設計任務書1.1設計題目：丙酮-水連續精餾浮閥塔的設計1.2設計條件在常壓操作的連續精餾浮閥塔內分離丙酮-水混合物。生產能力和產品的質量要求如下：任務要求(工藝參數)：1.塔頂產品(丙酮)：3.0 t/hr, xD=0.98(質量分率)2.塔頂丙酮回收率：=0.99(質量分率)3.原料中丙酮含量： 質量分率=(4.5+1*33)%=37.5% 4.原料處理量：根據1、2、3返算進料F、xF、W、

4、 xW5.精餾方式：直接蒸汽加熱操作條件：常壓精餾進料熱狀態q=1回流比 R=3Rmin加熱蒸汽 直接加熱蒸汽的絕對壓強 1.5atm冷卻水進口溫度25、出口溫度45，熱損失以5%計單板壓降 0.7kPa1.3設計任務1.確定雙組份系統精餾過程的流程，輔助設備，測量儀表等，并繪出工藝流程示意圖，表明所需的設備、管線及有關觀測或控制所必需的儀表和裝置。2.計算冷凝器和再沸器熱負荷。塔的工藝設計：熱量和物料衡算，確定操作回流比，選定板型，確定塔徑，塔板數、塔高及進料位置3.塔的結構設計：選擇塔板的結構型式、確定塔的結構尺寸；進行塔板流體力學性能校核（包括塔板壓降，液泛校核及霧沫夾帶量校核等）。4.

5、作出塔的負荷性能圖，計算塔的操作彈性。5.塔的附屬設備選型, 計算全套裝置所用的蒸汽量和冷卻水用量，和塔頂冷凝器、塔底蒸餾釜的換熱面積，原料預熱器的換熱面積與泵的選型，各接管尺寸的確定。第2部分 設計方案及工藝流程圖2.1設計方案本設計任務為分離丙酮-水二元混合物。對于該非理想二元混合物的分離，應使用連續精餾。含丙酮37.5%（質量分數）的原料由進料泵輸送至高位槽。通過進料調節閥調節進料流量，經與釜液進行熱交換溫度升至泡點后進入精餾塔進料板。塔頂上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡點一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系（標況下，丙酮的沸點56.2C），塔釜為直接蒸汽加

6、熱，釜液出料后與進料換熱，充分利用余熱。2.2工藝流程圖第3部分 設計計算與論證3.1精餾塔的工藝計算3.1.1全塔物料衡算3.1.1.1原料液、塔頂及塔底產品的摩爾分數丙酮（）的摩爾質量：水（）的摩爾質量：MB=18.015kg/kmol則各部分的摩爾分數為：3.1.1.2原料液、塔頂及塔底產品的平均摩爾質量3.1.1.3塔頂產品物質的量D=WD/MD （3.7） 3.1.1.4物料衡算總物料衡算（直接蒸汽加熱）：F = W + D （3.8）輕組分（丙酮）衡算：回收率計算：=DxD/FxF (3.10) 求解得到：F=325.8745kmol/h D=53.9504kmol/h W=271

7、.9241kmol/h xD=0.9383 xW=0.0018805 xF=0.15693.1.2實際回流比3.1.2.1最小回流比及實際回流比確定根據101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡組成關系繪出丙酮-水t-x-y和x-y圖，泡點進料，所以q=1，q線為過xF=0.1569的豎直線。本平衡具有下凹部分，在相平衡圖上過（xD，xD）點作平衡線的切線，得切點(xq，yq)=（0.7836，0.8875）據Rmin=xD-yqyq-xq 得 Rmin=0.4887初步取實際操作回流比為理論回流比的3倍：R=Rmin3=1.46613.1.2.2操作線精餾段操作線方程： yn+1=RR+1X

8、+1R+1xd=0.5945 Xn +0.3805提餾段操作線方程： yn+1=wsxn-wsxw=3.0438Xn-0.0038183.1.2.3汽、液相熱負荷計算（1）精餾段：L1=RD=79.0967kmol/h V1=R+1D=133.0471kmol/h（2）提餾段： 據F + S= D + W ，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/h xW=0.00125453.1.3理論塔板數確定在平衡曲線即x-y曲線圖上做操作線，在平衡線與操作線間畫階梯，過精餾段操作線與q線焦點，直到階梯與平衡線交點小于0.0012545為止，由此，得到理論板8塊

9、（塔釜算一塊板），進料板為第5塊理論板。 如下CAD作圖：3.1.4實際塔板數確定板效率與塔板結構、操作條件、物質的物理性質及流體力學性質有關，它反應了實際塔板上傳質過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計算：ET=0.49()-0.245注：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發度塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa*s據液相組成在3.1圖中查得溫度，再計算出精餾段與提餾段的均溫查得液相組成。具體過程如下：液相組成xA氣相組成yA溫度/0C相對揮發度進料0.15690.775764.9818.5832塔頂0.93830.957856.611.4925塔底0.0012550.0349798.9228.

10、8380精餾段0.45170.828160.805.8476提餾段0.03170.535381.9535.1864精餾段均溫：t1=(64.98+56.61)/2=60.795 0C提餾段均溫：t2=(64.98+98.92)/2=81.95 0C相對揮發度：=yA/xAyB/xB 其中，xB=1-xA ，yB=1-yA全塔平均揮發度：m=3DFW=9.2825在數據手冊中查得對應溫度下的黏度：精餾段：丙酮：A1=0.2292mPa*s，水：B1=0.4638mPa*s；提餾段：丙酮：A2=0.1951mPa*s，水：B2=0.3478mPa*s液相黏度：精餾段：l1=xAA1+1-xAB1=

11、0.3578mPa*s提餾段：l2=xAA2+1-xAB2=0.3430mPa*s塔板效率：精餾段：ET1=0.49()-0.245=0.4089提餾段：ET2=0.49()-0.245=0.2662實際塔板數：精餾段：NP1=NT1ET1=10提餾段：NP2=NT2ET2=15精餾段實際塔板數為NP1=10塊。提餾段實際塔板數為NP2=15塊。全塔所需要的實際塔板數：NP=NP1+NP2=25塊，進料板位于第11塊。全塔效率： ET=NTNP=0.32 3.1.5塔的工藝條件及有關物性數據計算3.1.5.1操作壓力計算 塔頂操作壓力；PD=101.325kpa每層塔板壓降：；進料板的壓力：

12、PF=PD+0.710=108.325kpa 塔底操作壓力：PW=PD+0.725=118.825kpa精餾段平均壓力：PM1=PD+PF2=104.825kpa 提餾段平均壓力： PM2=PW+PF2=113.575kpa3.1.5.2操作溫度計算塔頂溫度：td=56.61； 進料板溫度：tf=64.98；塔釜溫度：tw=98.92精餾段平均溫度：tm1=td+tf2=60.80 提餾段平均溫度：tm2=tf+tw2=81.95 3.1.5.3平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量：Mldm=55.6080kg/kmol Mvdm=56.3893kg/kmol進料板平均摩爾質量：Mlfm=24.3

13、012kg/kmol Mvfm=49.0934kg/kmol塔底平均摩爾質量：Mlwm=18.0653kg/kmol Mvwm=19.4161kg/kmol精餾段平均摩爾質量：MLM1=Mldm+Mlfm2=39.9546kg/kmolMVM1=MVdm+MVfm2=52.7414kg/kmol提餾段平均摩爾質量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=21.1833kg/kmolMVM2=MVwm+MVfm2=34.2548kg/kmol3.1.5.4平均密度計算氣相平均密度計算：由理想氣體狀態方程，即VM1=PM1MVM1RTM1=2.6212kg/mVM2=PM2MVM2RTM2=1.7026k

14、g/m液相平均密度計算：注：為該物質的質量分數塔頂平均密度計算：由td=56.61，查手冊得，D=0.98ldm=1a+(1-)pb=748.654kg/m進料板平均密度計算：由tF=64.98，查手冊得，F=0.375lfm=1a+(1-)b=875.289kg/m塔底平均密度計算：由tW=98.92，查手冊得， W=0.001254558.080.001254558.08+(1-0.0012545)18.015=0.004033 LWm=1WA+(1-W)/B=957.013kg/m3精餾段平均密度： lm1=ldm+lfm2=811.972kg/m提餾段平均密度：lm2=lwm+lfm2

15、=916.151kg/m3.1.5.5液體平均表面張力計算對于二元有機物-水溶液表面張力可用下試計算：lm=xii（1）塔頂表面張力：由tD=56.61，查表得：A1=19.03mN/m； B1=66.57mN/m 求得：ldm=21.9632mN/m（2）進料板表面張力：由tF=64.98，查表得：A2=18.29mN/m B2=65.21mN/m求得：lfm=57.8483mN/m（3）塔釜表面張力：由tW=98.92 查表得：A3=14.4mN/m B3=58.6mN/m 求得：lwm=58.5445mN/m（4) 精餾段平均表面張力：lm1=39.9058mN/m（5）提餾段平均表面張

16、力：lm2=58.1964mN/m3.1.5.6平均黏度計算液體平均黏度計算：塔頂平均黏度：由td=56.61，查手冊，得到：A1=0.241mPa*s B1=0.52mPa*s 求得：ldm=0.2527mPa*s進料板平均黏度：由tf=64.65，查手冊，得到：A2=0.22mPa*s B2=0.435mPa*s求得：lFm=0.3909mPa*s塔底平均黏度：由tw=98.85，查手冊，得到：，A3=0.17mPa*s B3=0.27mPa*s求得：lWm=0.2698mPa*s 精餾段液體平均黏度：lm1=ldm+lFm2=0.3218mPa*s提餾段液體平均黏度：lm2=lwm+lF

17、m2=0.3304mPa*s氣體平均黏度計算：lgVm=yilgi塔頂平均黏度：由td=56.61，查手冊，得到：A1=0.0784mPa*s B1=0.1007mPa*s 求得：Vdm=0.07923mPa*s進料板平均黏度：由tf=64.65，查手冊，得到：A2=0.07874mPa*s B2=0.1058mPa*s求得：VFm=0.08413mPa*s塔底平均黏度：由tw=98.85，查手冊，得到：，A3=0.0907mPa*s B3=0.1172mPa*s求得：VWm=0.1162mPa*s 精餾段液體平均黏度：Vm1=Vdm+VFm2=0.08168mPa*s提餾段液體平均黏度：Vm

18、2=Vwm+VFm2=0.1002mPa*s3.1.6塔的塔體工藝尺寸計算3.1.6.1塔徑計算（1）精餾段精餾段的氣、液相體積流率為：Vs=VMVM3600VM=0.7436m3/sLs=LMLM3600LM=0.001081m3/s查史密斯關聯圖，橫坐標為：LS1vs1lm1vm1=0.02559 取板間距，板上液層高度hL=0.06m則： HT-hL=0.34m查圖得：C=C20lm200.2=0.08611umax=CL-VV=1.5131m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為：u=0.7umax=1.0592m/sD=(4Vu)=0.9454按標準塔徑圓整后為：D=1.0m 截塔面積

19、為：AT=4D2=0.7854m2實際空塔氣速：u=VSAT=0.9468m/s （2）提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：Vs2=SMVM23600VM2=0.7436m/sLs2=LMLM23600LM2=0.002601m3/s查史密斯關聯圖，橫坐標為： LS2vs2lm2vm2=0.08114取板間距，板上液層高度hL=0.06m則： HT-hL=0.34m查圖得：C20=0.072C=C20lm2200.2=0.08915umax=CL-VV=2.0661m/s取安全系數為0.6，則空塔氣速為：u=0.6umax=1.2396m/sD=(4Vu)=0.8739按標準塔徑圓整后為： D=

20、1.0m截塔面積為：AT=4D2=0.7854m2實際空塔氣速： ：u=VSAT=0.9468m/s3.1.6.2精餾塔有效高度計算精餾段有效高度 Z1=NP1-1HT=3.6m提餾段有效高度 Z2=NP2-1HT=5.6m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8m，故精餾塔有效高度: z=z1+z2+0.8=10m3.2塔板工藝尺寸的計算 3.2.1溢流裝置計算3.2.1.1 精餾段因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，凹型受液盤，不設進堰口。各項計算如下： 堰長取lw=1.00.60=0.6m 弓形降液管寬度和截面積由lwD=0.60查弓形降液管參數圖得：AfAT=0.0520；WdD

21、=0.1000 故 Af=AT0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m驗算液體在降液管中停留時間,即：=AfHT/LS1=15.11225s故降液管設計合理。 堰上層液高度 由，選用平直堰，堰上液層高度：（E=1）how=2.841000E(lh1lw)23=9.8773mm因為6mmhOW60mm，故可采用平直堰。 溢流堰高度hw取板上清液層高度hl=60mm，故hw=hl-how=50.12mm因為0.05-hOWhW25mm。故降液管底隙高度設計合理3.2.1.2提餾段堰長取lw=1.00.60=0.6m 弓形降液管寬度和截面積由lwD=0.60查弓形降液管參數圖得：A

22、fAT=0.0520；WdD=0.1000 故 Af=AT0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m驗算液體在降液管中停留時間,即：=AfHT/LS1=6.28075s故降液管設計合理。堰上層液高度 由，選用平直堰，堰上液層高度：（E=1）how=2.841000E(lh1lw)23=17.74mm因為6mmhOW60mm，故可采用平直堰。溢流堰高度hw取板上清液層高度hl=60mm，故hw=hl-how=42.26mm因為0.05-hOWhW25mm。故降液管底隙高度設計合理3.2.2塔板布置及浮閥排列3.2.2.1精餾段（1）閥孔數選用F1型浮閥（重閥），當板上浮閥剛剛全開

23、時，閥孔動能因子FO=(912)kg12s-1m-12取F0=10，由閥孔直徑d=0.039m，F0=u0V，得u0=F0V=102.6212=6.1766m/sN=VS4d02u0=100.7792101個（2）塔板布置塔板分塊因為塔徑D=1000mm900mm，故采用分塊式。邊緣區寬度確定 取兩邊安定區寬度Ws=Ws=0.075m，降液管寬度Wd=0.1，無效區Wc=0.055鼓泡區面積單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因為分塊式塔板，故t=APNt開孔區面積AP計算：AP=2(xR2-x2+1800R2arcsinxR)x=D2-Wd+Ws=0.325mR=D2-wc=0.445m所以,

24、AP=0.5219m2 （3）浮閥孔排列取t=75mm，得t=0.06890m用CAD作圖得浮閥排列得實際篩孔數N=87個驗算閥孔動能因數及塔板開孔率：u0=VS4d02N=7.1549m/s，F0=u0V=11.5838kg12s-1m-12，符合FO=(912)kg12s-1m-12塔板開孔率=N(doD)2100%=13.23%在10%14%之間，設計結果合理。3.2.2.2提餾段（1）閥孔數取F0=10，由閥孔直徑d=0.039m，F0=u0V，得u0=F0V=101.7026=7.6638m/sN=VS4d02u0=81.222582個（2）塔板布置塔板分塊因為塔徑D=1000mm9

25、00mm，故采用分塊式。邊緣區寬度確定 取兩邊安定區寬度Ws=Ws=0.075m，降液管寬度Wd=0.1，無效區Wc=0.055鼓泡區面積單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因為分塊式塔板，故t=APNt開孔區面積AP計算：AP=2(xR2-x2+1800R2arcsinxR)x=D2-Wd+Ws=0.325mR=D2-wc=0.445m所以, AP=0.5219m2 （3）浮閥孔排列取t=75mm，得t=0.08486m用CAD作圖得浮閥排列得實際篩孔數N=71個驗算閥孔動能因數及塔板開孔率：u0=VS4d02N=8.7672m/s，F0=u0V=11.4398kg12s-1m-12，符合FO=

26、(912)kg12s-1m-12塔板開孔率=N(doD)2100%=10.80%在10%14%之間，設計結果合理。3.3塔板的流體力學性能的驗算3.3.1阻力計算氣相通過浮閥塔板的壓強降hp=hc+hl+h3.3.1.1精餾段（1）干板阻力計算 uoc=1.82573.1v=6.1945m/s因為u0u0c，所以閥全開前，hc=5.37vu022Lg=0.04079m（2）板上充氣液層阻力計算因為液相為水，所以充氣系數0=0.5， hl=0hL=0.03m（3）液體表面張力阻力計算液體表面張力所造成的阻力一般很小，完全可以忽略。因此，與氣體流經浮閥塔板的壓力降相當的液柱高度為：hp=hc+hl

27、=0.07079m（4）單板壓強降p=hplg=563.8739pau0c，所以閥全開前，hc=5.37vu022Lg=0.03615m（2）板上充氣液層阻力計算 hl=0hL=0.03m（3）與氣體流經浮閥塔板的壓力降相當的液柱高度hp=hc+hl=0.06615m（4）單板壓強降p=hplg=594.5192pa700pa（設計允許）3.3.2液泛校核為了防止淹塔現象的發生，需要控制降液管中清液層高度：且有Hd=hp+hl+h3.3.2.1精餾段液體通過塔板的壓降所相當的液拄高度hp=0.07079m，hL=0.06mhd=0.153Lslwho2=0.0001977m所以降液管液面高度H

28、d=0.07079+0.06+0.0001977=0.1310m取得到：HT+hw=0.50.4+0.05012=0.2256m 故HdHT+hw，符合設計要求3.3.2.2提餾段液體通過塔板的壓降所相當的液拄高度hp=0.06615m，hL=0.06mhd=0.153Lslwho2=0.0001610m所以降液管液面高度Hd=0.06615+0.06+0.0001610=0.1278m取得到：HT+hw=0.50.4+0.04226=0.2211m 故HdHT+hw，符合設計要求3.3.3霧沫夾帶泛點率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%因為丙酮-水為正常系統，故K=1.0因為

29、單溢流，故ZL=D-2Wd=0.8m；Aa=AT-2AfCF可查泛點負荷系數圖得3.3.3.1精餾段計算得ZL=0.8m，Aa=0.7037m2，查圖得CF=0.1145故泛點率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%=51.15%70%符合要求，可保證霧沫夾帶量達到標準的指標。3.3.3.2提餾段計算得ZL=0.8m，Aa=0.7037m2，查圖得CF=0.1050故泛點率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%=47.25%70%符合要求，可保證霧沫夾帶量達到標準的指標。3.3.4霧沫夾帶驗算3.3.4.1精餾段已知m=0.0399058N/m，HT=0.400m，hf

30、=0.0602.5=0.150m，u=1.0592m/s得ev=0.014500.1，故液沫夾帶量在允許范圍內。3.3.4.2提餾段已知m=0.0581964N/m，HT=0.400m，hf=0.0602.5=0.150m，u=1.2396m/s得ev=0.016450.1，故液沫夾帶量在允許范圍內。3.4塔板負荷性能圖 3.4.1精餾段塔板負荷性能計算過程3.4.1.1霧沫夾帶線泛點率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK=0.8即VS2.6212811.972-2.6212+1.360.8LS0.114510.7037=0.8得0.06446=0.0569VS+1.088LS，可知霧沫

31、夾帶線是直線。3.4.1.2液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管提留時間的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.003267m3/s3.4.1.3液相負荷下限線取堰上液層高度 how=0.006m作為液相負荷下限條件2.841000E(（LS）min3600LW)23=0.006取E=1，則（LS）min=0.0005118m3/s3.4.1.4漏液線對于F1型重閥，依F0=0V=5計算，以F0=5作為規定氣體最小負荷的標準，則Vsmin=4d2NF0v=0.3394m3/s此即為與液體流量無關的水平漏液線3.4.1.5液泛線HT+hw=hp+hl+hd=5.34vu02l2g+0.153

32、(lslwh0)2+(1+0)hw+2.841000Elslw23其中u0=VS4d02N由上式確定液泛線0.1499 =0.07315VS2+218.3323LS2+0.003992（LS）23以上數據做出塔板負荷性能圖由圖表得，氣相負荷上限由霧沫夾帶線控制，下限由液相最低負荷線控制，Vmax=1.1001m3/sVmin =0.3394m3/s操作彈性=VmaxVmin =3.2413 3.4.2提餾段塔板負荷性能計算過程3.4.2.1霧沫夾帶線泛點率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK=0.8即VS1.7026916.151-1.7026+1.360.8LS0.105010.703

33、7=0.8得0.05911=0.04315VS+1.088LS，可知霧沫夾帶線是直線， 3.4.2.2液相負荷上限線以=5s作為液體在降液管提留時間的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.003267m3/s3.4.2.3液相負荷下限線取堰上液層高度 how=0.006m作為液相負荷下限條件2.841000E(（LS）min3600LW)23=0.006 取E=1，則（LS）min=0.0005118m3/s3.4.2.4漏液線對于F1型重閥，依F0=0V=5計算，以F0=5作為規定氣體最小負荷的標準，則Vsmin=4d2NF0v=0.3387m3/s此即為與液體流量無關的水平漏液線3.4.

34、2.5液泛線HT+hw=hp+hl+hd=5.34vu02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)hw+2.841000Elslw23其中u0=VS4d02N由上式確定液泛線0.15774 =0.06509VS2+323.2461LS2+0.003992（LS）23以上數據做出塔板負荷性能圖由圖表得，氣相負荷上限由霧沫夾帶線控制，下限由液相最低負荷線控制，Vmax=1.32m3/sVmin =0.3387m3/s操作彈性=VmaxVmin =3.8973 3.5接管尺寸的確定 3.5.1液流管3.5.1.1進料管F=7919.2kg/h=325.8745kmol/h= 2.1998 k

35、g/s，=875.289kg/m3進料由高位槽輸入塔中，適宜流速為0.40.8m/s。采用直管進料管，取進料流速u=0.6m/s,則進料管內徑為：d=4Fu=0.07303m查標準系列取80mm3.5mm，校核：D=80-23.5， u=4FD2=0.6005m/s，流速相近，設備適用。3.5.1.2回流管L=LSM3600=1.2218kg/s，=748.654kg/m3采用直管回流管，取進料流速u=0.5m/s,則進料管內徑為：d=4Lu=0.06447m查標準系列取73mm3.5mm，校核：D=73-23.5， u=4LD2=0.4770m/s，流速相近，設備適用。3.5.1.3塔釜出料

36、管W=WM3600=2.0322kg/s，=957.013kg/m3采用直管出料管，取進料流速u=0.8m/s,則進料管內徑為：d=4Wu=0.05813m查標準系列取65mm3.5mm，校核：D=65-23.5， u=4WD2=0.8037m/s，流速相近，設備適用。 3.5.2蒸氣接管3.5.2.1塔頂蒸氣管采用直管，取氣速u=18m/s，則d=4VSu=0.2293m，查表取240mm6mm，校核：D=240-26， u=4VSD2=18.2129m/s，流速相近，設備適用。3.5.2.2塔釜蒸氣管采用直管，取氣速u=21m/s，V=VOM3600=0.4215m3/s則d=4Vu=0.

37、1599m，查表取170mm6mm，校核：D=170-26， u=4VD2=21.4978m/s，流速相近，設備適用。3.6附屬設備 3.6.1冷凝器取水進口溫度為25，水的出口溫度為45。塔頂出口氣體的溫度為56.61，據熱量衡算：QC=R+1D(IVD-ILD)其中IVD上升蒸氣焓，ILD塔頂餾出液焓IVD-ILD=xDHV丙+1-xDHV水HV水，HV丙水和丙酮的蒸發潛熱查表得：沸點/0C蒸發潛熱TC/K丙酮56.5523508.1水1002260.4647.3HV2=HV1(1-Tr21-Tr1)0.38有：Tr2=T2TC=273.15+56.61508.1=0.6490，Tr1=T

38、1TC=273.15+56.5508.1=0.6488得：HV丙=HV1(1-Tr21-Tr1)0.38=523(1-0.6491-0.6488)0.38=522.8868kJ/kg有：Tr2=T2TC=273.15+56.61647.3=0.5094，Tr1=T1TC=273.15+100647.3=0.5765得：HV水=HV1(1-Tr21-Tr1)0.38=2260.4(1-0.50941-0.5765)0.38=2390.3278kJ/kg IVD-ILD=xDHV丙+1-xDHV水=0.9383*522.8868+（1-0.9383）2390.3278=638.1079kJ/kg

39、QC=R+1D(IVD-ILD)=133.0471*638.1079*55.608=4.721106kJ/h由于是低黏度有機物和水的混合液，取總傳熱系數K=2000kJ/m2h,則傳熱面積：A=QCktm=118.2023m2 3.6.2原料預熱器原料預熱溫度：20C64.98C（泡點溫度）采用130C過熱飽和蒸汽加熱平均溫度：t=20+64.982=42.49 平均溫度下查表得CP1=3.58kJ/(kg)，CP2=4.174kJ/(kg)則： CP=xFCP1+1-xFCP2=4.081kJ/(kg)取總傳熱系數：解得換熱面積A=18.1321m23.6.3塔釜殘液冷凝器釜液溫度為98.9

40、2，冷卻至60排放。W=404.9712kmol/h，MLW=18.0653g/molWM=WMLW=2.0322kg/s同理有FM=325.874524.30123600=2.1998kg/s查得進料液CP1=2.49kJ/(kg)，釜液CP2=4.1996kJ/(kg)Q=2.1998*2.49*(t-25)=2.0322*4.1996*(98.92-60)得t=85.64tm=98.92-85.64-(60-25)ln98.92-85.6460-25=22.4128取K=4000kJ/m2hA=QKtm=3.705m23.6.4冷卻器產品冷凝后溫度為56.61，經冷卻器冷卻至40，冷卻介

41、質為25的水，出口溫度為45。查得CP丙=2.415kJ/(kg)，CP水=4.18kJ/(kg)D=3000kg/h=0.8334kg/sQ=CP丙Dt1=W水CP水t22.4150.833456.61-40=W水4.1820得W水=0.3999kg/s，Q=33.4303kJ/s取K=1500kJ/m2htm=56.61-45-(40-25)ln56.61-4540-25=13.2327Q=KAtmA=QKtm=1.6842m23.7塔的總體結構 3.7.1人孔及手孔因為塔板數25塊，所以本設計塔中設置3個人孔，每個直徑為500mm，設置人孔處板間距為500mm，裙座上設置1個人孔，直徑5

42、00mm。手孔大小為0.15m，手孔處不加高。每個塔節開一個手孔，實際板為25 塊，共需5 個塔節，則手孔數目S5。3.7.2封頭本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑dg=1000mm，查得曲面高度h1=250mm，直邊高度，內表面積F=0.945，容積V=0.112，選用封頭Dg100063.7.3裙座塔底采用裙座支撐，塔徑為1.0m，裙座高取3m，查裙座尺寸得，裙座圈厚度為6mm，基礎環厚度為23.3mm。基礎環內徑：D1=900+223.3-300=646.6mm 基礎環外徑： D2=900+223.3+300=1246.6mm圓整后取基礎環內徑為700mm，基礎環外徑為1300mm。地腳螺

43、栓公稱直徑M42。3.7.4塔高3.7.4.1塔頂高度 塔頂空間為最上層塔板與塔頂間的距離，為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，設計中通常取(1.5-2)HT+0.25，取1.5HT+0.25=0.85m。3.7.4.2塔底高度由于塔底空間具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好在塔底有1015min 的儲量。這里取t12min720s。有：V=VSt=0.7436720957.013=0.5594m3H釜=4VD2=0.7123m塔底空間為塔內最下層塔板到塔底間距，取0.7+1=1.7m。3.7.4.3板間距HT=0.4m3.7.4.4進料板出加高0.25m3.7.4.5上下兩封頭高度H1=2*（h1+h2）=0.55m3.7.4.6塔高板式塔的塔高按下式計算：式中：塔高；實際塔板數；進料板數；進料板處板間距；人孔數；設人孔處板間距；塔底空間高度；塔頂空間高度；封頭高度；裙座高度；H=25-1-3-10.4+0.25+30.5+0.85+3+1.7+0.55=15.85m 3.7.5壁厚壁厚選6mm，所用材質為。第4部分 設計結果匯總表4.