;◎孑肉泥NX第SouthChinaUniversityofTechnology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

教師評語教師簽名：日期：成績評疋備注目錄TOC\o"1-5"\h\z目錄 III\o"CurrentDocument"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 5\o"CurrentDocument"1.2設計條件 5\o"CurrentDocument"1.3設計任務 5\o"CurrentDocument"第2部分設計方案及工藝流程圖 6\o"CurrentDocument"2.1設計方案 6\o"CurrentDocument"2.2工藝流程圖 6\o"CurrentDocument"第3部分設計計算與論證 7\o"CurrentDocument"3.1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 13\o"CurrentDocument"3.2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 17\o"CurrentDocument"3.3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 21333霧沫夾帶 22334霧沫夾帶驗算 23\o"CurrentDocument"3.4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 25\o"CurrentDocument"3.5接管尺寸的確定 273.5.1液流管 273.5.2蒸氣接管 27\o"CurrentDocument"3.6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 29\o"CurrentDocument"3.7塔的總體結構 303.7.1人孔及手孔 30封頭 30裙座 30塔高 30壁厚 31\o"CurrentDocument"第4部分設計結果匯總 32\o"CurrentDocument"第5部分小結與體會 34\o"CurrentDocument"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）：塔頂產品（丙酮）：3.0t/hr,x d=0.98（質量分率）塔頂丙酮回收率：n=0.99（質量分率）原料中丙酮含量：質量分率=（4.5+1*33）%=37.5%原料處理量：根據1、2、3返算進料F、xf、Wxw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=3???????加熱蒸汽直接加熱蒸汽的絕對壓強1.5atm冷卻水進口溫度25E、出口溫度45C，熱損失以5%計單板壓降〉0.7kPa1.3設計任務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。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）。作出塔的負荷性能圖，計算塔的操作彈性。，各接管尺寸的確定塔的附屬設備選型，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56.2°C）,塔釜為直接蒸汽加熱，釜液出料后與進料換熱，充分利用余熱。2.2工藝流程圖1瓣插21瓣插2■亦二局住怡；+■土料調巧岡:5-捷子流童計；&預熱器!二垂秩亦S#出悔；$英淪音i2除尺器；11■掙麥器；IZ■凰流閥；13尚t澆童十】4產迢調節閥；忖產曲澆量汽吩桶嚨；1尸訥曾f；僖冷水泉⑦溫度計?壓力計ok"—^―連續精鐳裝置流程圖第3部分設計計算與論證3.1精餾塔的工藝計算3.1.1全塔物料衡算原料液、塔頂及塔底產品的摩爾分數丙酮（C3H6O）的摩爾質量： Ma58.08kg/kmol水（出3.1精餾塔的工藝計算3.1.1全塔物料衡算原料液、塔頂及塔底產品的摩爾分數丙酮（C3H6O）的摩爾質量： Ma58.08kg/kmol水（出0）的摩爾質量：Mb=18.015kg/kmol則各部分的摩爾分數為:Wd1WdMaMbWfm!wf1WfMaMbWwWw1wwMbXdXfXwwd原料液、塔頂及塔底產品的平均摩爾質量MdXdMa(1-Xd)MbMfXfMa(1-■Xf)MbMwXwMa(1-Xw)Mb塔頂產品物質的量D=Wd/Md物料衡算總物料衡算（直接蒸汽加熱）：F=W+D輕組分（丙酮）衡算：FXf^WXwDxd回收率計算：(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實際回流比3.121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R據Rmin_XD-yqyq-xqRmin=0.4887初步取實際操作回流比為理論回流比的 3倍:R=RmirK3=1.466操作線精餾段操作線方程：R 1yn+1= X+ xd=0.5945Xn+0.3805R+1 R+1提餾段操作線方程：yn+1=<xn-<xw=3.0438Xn-0.003818s s汽、液相熱負荷計算精餾段:L1=RD=79.0967kmol/hV=(R+1)D=133.0471kmol/h提餾段:據F+S=D+W，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/hxw=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（塔釜算一塊板），進料板為第5塊理論板。如下CAD乍圖：

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(a-0i2)5注：一一塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發度l――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0.0012550.0349798.9228.8380精餾段0.45170.828160.805.8476提餾段0.03170.535381.9535.1864精餾段均溫：11=(64.98+56.61)/2=60.795 °C提餾段均溫：12=(64.98+98.92)/2=81.95 °C相對揮發度：a=嚴其中，Xb=1-xa,Yb=1-YayB/xB全塔平均揮發度：am=VodXorXaw=9.2825在數據手冊中查得對應溫度下的黏度：精餾段：丙酮:WA1==0.2292mPa?s，水：y1:=0.4638mPa?s；提餾段：丙酮:S2==0.1951mPa?s，水：y2:=0.3478mPa?s液相黏度：精餾段：⑷=XAXMA1+(1-Xa)XyB1=0.3578mPa?s提餾段：阻=XAX(JA2+(1-XA)XyB2=0.3430mPa?s塔板效率：精餾段：Et1=:0.49(-0.245ay)=0.4089提餾段：Et2=實際塔板數：:0.49(-0.245ay)=0.2662精餾段：Np1=■NT1=Et110提餾段：Np2=_NT2=ET215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=Npi+Np2=25塊，進料板位于第11塊全塔效率：Et=Nl=0.321 NP3.1.5塔的工藝條件及有關物性數據計算操作壓力計算塔頂操作壓力；Pd=101.325kpa每層塔板壓降： P0.7kPa;進料板的壓力：FF=FD+0.7X10=108.325kpa塔底操作壓力：Pw=Pd+0.7X25=118.825kpa精餾段平均壓力：Pm1=PD+Pl=104.825kpa提餾段平均壓力： pM2=^^尹=113.575kpa操作溫度計算塔頂溫度：td=56.61C進料板溫度：tf=64.98C塔釜溫度：tw=98.92C精餾段平均溫度：tm1=專=60.80C提餾段平均溫度：tm2=中=81.95C平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量：M|dm=55.6080kg/kmol

Mvdm=56.3893kg/kmol進料板平均摩爾質量：Mfm=24.3012kg/kmolMvfm=49.0934kg/kmol塔底平均摩爾質量：Mlwm=18.0653kg/kmolMvwm=19.4161kg/kmol精餾段平均摩爾質量：Mldm+MfmMlm1=^^lfm=39.9546kg/kmolMVM1:Mvdm+MVfm-=52.7414kg/kmol=2提餾段平均摩爾質量：MlM2=.Mlwm+Mlfm=21.1833kg/kmol2MVM2=MVwm+MVfm"2—34.2548kg/kmol平均密度計算由理想氣體狀態方程，即PMi1XMvm1=2.6212kg/m3WM1=RXT -RxIm1H/12XMVM2=1.7026kg/m3PVM2= RXT -RXtM2液相平均密度計算:丄i/iLm(3.32)注：i——為該物質的質量分數塔頂平均密度計算：由td=56.61C查手冊得A745kg/m*3,985.5kg/ma=0.981Pdm=a(1-a)=748.654kg/m3-pa?pb進料板平均密度計算：由tF=64.98C查手冊得A742.5kg/m3,980.5kg/mPlfm塔底平均密度計算:a=0.3750>pa+(1-=875.289kg/m3b由tW=98.92C查手冊得A705kg/m3,3958.4kg/ma=F=o.。F=o.。04033=957.013kg/m0.0012545X58.08精餾段平均密度:Pdm+pfm2=811.972kg/m3提餾段平均密度:Plm2piwm+Plm2piwm+Pfm2=916.151kg/m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:(1)塔頂表面張力：由tD=56.61C查表得：(TA1=19.03mN/m;CB1= 66.57mN/m求得：ldm=21.9632mN/m(2)進料板表面張力：由tF=64.98C查表得：cA2=18.29mN/m=65.21mN/mB2求得：f=57.8483mN/mlfm塔釜表面張力：由tW=98.92C查表得：cA3=14.4mN/mcB3=58.6mN/m求得：c=58.5445mN/mlwm精餾段平均表面張力：c「=39.9058mN/mlm1提餾段平均表面張力： clm2=58.1964mN/m平均黏度計算液體平均黏度計算：lgLmxlgi (3.38)塔頂平均黏度：由td=56.61C:查手冊，得到：MA1=0.241mPa?sMB1==0.52mPa?s求得：Mdm=0.2527mPa?s進料板平均黏度：由tf=64.65C查手冊，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查手冊，得到：，MA3=0.17mPa?s

PB3=0.27mPa?s求得：PlWm=0.2698mPa?s精餾段液體平均黏度:Mdm+piFmPim1= ； =0.3218mPa?s(JVm1W(JVm1Wdm；wFm=0.08168mPa?s提餾段液體平均黏度:+②氣體平均黏度計算：Mm2=lgJVm=2刀y"gm-0.3304mPa?s塔頂平均黏度：由td=56.61〔,查手冊，得到：MA1=0.0784mPa?sM1=0.1007mPa?s求得：Wdm:=0.07923mPa?s進料板平均黏度:由tf=64.65C查手冊，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查手冊,得到：，MA3=0.0907mPa?sPB3=:0.1172mPa?s求得:PVWm=0.1162mPa?s精餾段液體平均黏度:提餾段液體平均黏度:Wm2WwmWm2Wwm+WFm2=0.1002mPa?s3.1.6塔的塔體工藝尺寸計算塔徑計算（1）精餾段精餾段的氣、液相體積流率為:VMvm3600pm0.7436m3/sLMlmLMlm3600pm=0.001081m3/s查史密斯關聯圖，橫坐標為:xy(rnr)=0.02559Pvm1Hr-h=O.75rii—0.13OJO—I'OJi：0.01|_0.02 0.030*040.01|_0.02 0.030*0480實際空塔氣速:VSu=丁0.9468m/s0.0&Q,080-10 0,20 0.300.4a 1/2紿繪）取板間距Ht0.4m，板上液層高度？??=????????:???-???=????????查圖得：C20 0.0750.2aC=C20X（卡）=0.0861120/P-pvUmax=Cv（ ）=1.5131m/spv取安全系數為0.7，則空塔氣速為：u=0.7XUmax=1.0592m/sD=V(n)=0.9454按標準塔徑圓整后為：D=1.0m截塔面積為：At=nD2=0.7854m24提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：Vs2SMvM23600p/M2=0.7436m/sLMlM2 3Ls2= =0.002601m3/s3600pm2查史密斯關聯圖，橫坐標為： 空=0.08114????????vs2 pvm2????????取板間距Ht0.4m，板上液層高度？??=????????：???-???=查圖得：C20=0.0720.2CTl2C=C20 =0.0891520P-PvUmax=CV(上 -)=2.0661m/sPV取安全系數為0.6，則空塔氣速為：u=0.6XUmax=1.2396m/sD=V(n)=0.8739按標準塔徑圓整后為： D=1.0m截塔面積為：At=nD2=0.7854m2實際空塔氣速：：u=J=0.9468m/sAt精餾塔有效高度計算精餾段有效高度Z1=(NP1-1)Ht=3.6m提餾段有效高度Z2=(Np2-1)Ht=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溢流裝置計算精餾段因塔徑D=i.om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lw取lw=1.0X0.60=0.6m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw=0.60查弓形降液管參數圖得： ?=0.0520;晉=0.1000D At D故 Af=AtX0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m驗算液體在降液管中停留時間，即：9=AfHt/lS1=15.1122>5??故降液管設計合理。堰上層液高度how由hwhLhow，選用平直堰，堰上液層高度：(E=1)2.84 lh12?%=碩￡(&)?3=9.8773mm因為？??？?*?????<????????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?????■??????<???<????■?????,故符合要求。降液管底隙高度h0???=???-??????=???????????????h0=44.12mm>25mm。故降液管底隙高度設計合理提餾段堰長lw取lw=1.0X0.60=0.6m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lw=0.60查弓形降液管參數圖得：A=0.0520;W=0.1000D At d故 Af=AtX0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m驗算液體在降液管中停留時間，即：9=AfHT/Lsi=6.2807>5??故降液管設計合理。堰上層液高度how由hwhLhow，選用平直堰，堰上液層高度：(E=1)2.84lh12?how=T500E(L)'3=17.74mm因為6mm<h°W<60????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?????■??????<???<????■?????,故符合要求。降液管底隙高度h0???=???-??????=???????????????h0=36.26mm>25????故降液管底隙高度設計合理3.2.2塔板布置及浮閥排列精餾段閥孔數????選用F1型浮閥(重閥)，當板上浮閥剛剛全開時，閥孔動能因子???=(??~????)旳?？乞取F0=10，由閥孔直徑d=0.039m,F°=u°VPV，得F010U0=—=Vp一6.1766m/sV2.6212N=n~VS=100.7792?101個U0塔板布置塔板分塊因為塔徑??=????????????????????故采用分塊式。邊緣區寬度確定

取兩邊安定區寬度？???=????=?????????降液管寬度？???=????無效區？？?=????????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?=??>單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因為分塊式塔板，故?=??>???x'??開孔區面積AP計算:ApAp=2(xVR2-x2+n180°Dx=--(Wd+Ws)=0.325mDR= -wc=0.445m2所以,Ap=0.5219m2浮閥孔排列取t=75mm，得t=0.06890m用CAD乍圖得浮閥排列ill誇。1￡1￡Lill誇。1￡1￡L得實際篩孔數N=87個驗算閥孔動能因數及塔板開孔率:U0VsU0Vs4^n=7.1549m/s 11Fo=uoVp/=11.5838kg2s-1m2,11符合Fo=(9~12)kg2s-1m-2塔板開孔率?=N(d°)2X100%=13.23%?在10%r14%>間，設計結果合理。3.222提餾段閥孔數取F。=10，由閥孔直徑d=0.039m,F0=U0Vp，得F0 10U0= = =7.6638m/sVp VI.7026VSN=n一—=81.2225?82個^d0U0塔板布置塔板分塊因為塔徑D=1000mm>900????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=『開孔區面積AP計算:APAP=2(xVR2-x2+n180°Dx=--(Wd+Ws)=0.325mDR= -wc=0.445m2所以,AP=0.5219m2浮閥孔排列取t=75mm，得t=0.08486m用CAD乍圖得浮閥排列o

boo

poo

8ooo占①ooooo〔ooo」oc90—ooo」oooooooAo得實際篩孔數N=71個驗算閥孔動能因數及塔板開孔率：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塔板開孔率?=N(d：O)2X100%=10.80%?在10%r14%＞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+hi+h.精餾段干板阻力hc計算 uoc=皿5“73!=6.1945m/sp2因為Uo>uoc，所以閥全開前，？??=5.37 =0.04079m2PLg板上充氣液層阻力計算因為液相為水，所以充氣系數？？=0.5,hl=迓hL=0.03m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=0.07079m單板壓強降?p=hppig=563.8739pa<700????設計允許)提餾段(1)干板阻力hc計算 Uoc=1.825嚴=7.8467m/s(1)p因為U0>因為U0>U0c，所以閥全開前，？??=5.37Pvu02pi_g2=0.03615m板上充氣液層阻力計算(3)hl=迓hL=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單板壓強降?p=hpplg=594.5192pa<700????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：Hd(Hthw) (4.14)

且有H且有Hd=hp+hl+hCT3.321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=0.153(hd=0.153(亙)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)，符合設計要求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=0.153(hd=0.153(亙)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)，符合設計要求3.3.3霧沫夾帶VsV-PPV—+1.36LsZl

泛點率—X100%因為丙酮-水為正常系統，故K=1.0因為單溢流，故？??=??-????=?????????=???-??????可查泛點負荷系數圖得S4-25泛點負荷系數3.331精餾段計算得Zl=0.8m,Aa=0.7037m2，查圖得Cf=0.1145故泛點率=+1.36LS故泛點率=+1.36LSZLAaCFKX100%=51.15%<70%符合要求，可保證霧沫夾帶量達到標準的指標。提餾段計算得ZL=0.8m,Aa=0.7037m2，查圖得CF=0.1050VsV-2^+1.36LsVsV-2^+1.36LsZl故泛點率=PL-PVAaCFKX100%=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(4.15)(4.16)e5.710(Ua )3.2(4.15)(4.16)m2 Hthfhf 2.5hL精餾段已知？?？=?????????????????=???????????=????????????=?????????=1.0592m/s得???=???????????????故液沫夾帶量在允許范圍內。提餾段已知???=??????????N??????=???????????=????????????=????????U=1.2396m/s得???=???????????????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霧沫夾帶線Vs“」^+1.36LsZl泛點率Vs“」^+1.36LsZl泛點率=PL-PVAaCFK0.82.6212即Vs411.972-2.6212+1.36x0.8%0.1145X1x0.70370.8得0.06446=0.0569VS+1.088Ls，可知霧沫夾帶線是直線液相負荷上限線以9=5s作為液體在降液管提留時間的下限 9=字LS解得Lsmax=0.003267m3/s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2.84 (Ls)2.84 (Ls)1000E(minLwX3600)2?3=0.006取E=1,則(Ls) .=0.0005118m3/smin漏液線對于F1型重閥，依F°=閃VPV=5計算，以F°=5作為規定氣體最小負荷的標準，則(Vs)min=訂d2N2=0.3394m3/s此即為與液體流量無關的水平漏液線液泛線22—?(Ht+hw)=hp+hl+hd=5.34請+o.153(盤)2+0+"hw+鴛E(+)3其中U其中U0=Vs

nd02N由上式確定液泛線2?0.1499=0.07315VS2+218.3323Ls2+0.003992(Ls) 3以上數據做出塔板負荷性能圖

Vmax=1.1001m3/sVmin=0.3394m3Vmax=1.1001m3/sVmin=0.3394m3/s操作彈性=Vm竺=3.2413Vmin3.4.2提餾段塔板負荷性能計算過程342.1霧沫夾帶線VsVPV+1.36LsZl泛點率=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，可知霧沫夾帶線是直線, 液相負荷上限線以9=5s作為液體在降液管提留時間的下限9=AfHTLs解得Lsmax=0.003267m3/s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2.84 （LS）minX36002?3一e（—血 ）2?3=0.0061000 LW

取E=1，則(Ls)i=0.0005118m3/smin342.4漏液線對于F1型重閥，依F。=比VPV=5計算，以F0=5作為規定氣體最小負荷的標準，則(Vs)n(Vs)n2min=dN4F0=0.3387mVp3/s此即為與液體流量無關的水平漏液線液泛線2Pvu02 ls2 2.84ls3?(Ht+hw)=hp+hl+hd=5.34討+0.153(荷)2+(1+"hw+碩E(y其中U其中U0=Vsn2Ko2N2?由上式確定液泛線0.15774=0.06509Vs2+323.2461Ls2+0.003992(Ls) 3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=也=3.8973Vmin

3.5接管尺寸的確定3.5.1液流管進料管3F=7919.2kg/h=325.8745kmol/h=2.1998kg/s,p=875.289kg/m進料由高位槽輸入塔中，適宜流速為0.4?0.8m/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= =0.07303m4F2=0.6005m/s4F2=0.6005m/s,npD查標準系列取？80mmx3.5mm，校核：D=80-2x3.5,流速相近，設備適用回流管LsXMLsXM3600=1.2218kg/s,3p=748.654kg/m采用直管回流管，取進料流速u=0.5m/s,則進料管內徑為：d=曲=0.06447mnup查標準系列取？73mmx3.5mm，校核：D=73-2x3.5,u=上打=0.4770m/s,npD流速相近，設備適用。塔釜出料管W‘XM 3W=^60^=2.0322kg/s,p=957.013kg/m采用直管出料管，取進料流速u=0.8m/s,則進料管內徑為：d= =0.05813mnup查標準系列取？65mmx3.5mm，校核：D=65-2x3.5,u=-4W^=0.8037m/s,npD流速相近，設備適用。3.5.2蒸氣接管塔頂蒸氣管采用直管，取氣速u=18m/s,則d=V4Vs=0.2293m，查表取?240mmx6mm,nu校核：D=240-2x6,u=4VS=18.2129m/s，流速相近，設備適用。nD塔釜蒸氣管I采用直管，取氣速u=21m/s,V'=-VOM-=0.4215m3/s則d=嚴=0.1599m，查表取3600p nu?170mmx6mm,I校核：D=170-2x6,u=￥^=21.4978m/s，流速相近，設備適用。nD

3.6附屬設備3.6.1冷凝器取水進口溫度為25C，水的出口溫度為45C塔頂出口氣體的溫度為56.61C,據熱量衡算：Qc=(R+1)D(Ivd-Ild)其中Ivd――上升蒸氣焓，Ild一一塔頂餾出液焓|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——水和丙酮的蒸發潛熱查表得:沸點/0c蒸發潛熱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=瑋=118.2023??23.6.2原料預熱器原料預熱溫度：20°C――64.98°C(泡點溫度)采用130°C過熱飽和蒸汽加熱平均溫度:=42.49C平均溫度下查表得Cpi=3.58kJ/(kg?°C),Cp2=4.174kJ/(kg?°C)則：Cp=xFCP1+(1-xF)Cp2=4.081kJ/(kg?C)取總傳熱系數： K1000w/m2CqFCPt(1-0.05)KAtm解得換熱面積A=18.1321??23.6.3塔釜殘液冷凝器釜液溫度為98.92C,冷卻至60C排放。W=404.9712kmol/h,Mlw=18.0653g/molWWm= =2.0322kg/smlw325.8745X24.3012同理有Fm= =2.1998kg/s3600查得進料液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冷卻器產品冷凝后溫度為56.61C,經冷卻器冷卻至40C，冷卻介質為25C的水，出口溫度為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=齊=1.6842??23.7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500mm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S=5。3.7.2封頭本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑？??=1000mm，查得曲面高度?i=250mm，直邊高度h225mm，內表面積F=0.945，容積V=0.112，選用封頭？??1000X63.7.3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+2X23.3)-300=646.6mm基礎環外徑： D2=(900+2X23.3)+300=1246.6mm圓整后取基礎環內徑為700mm基礎環外徑為1300mm地腳螺栓公稱直徑M423.7.4塔高塔頂咼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)???+0.25，取1.5??+0.25=0.85m。塔底咼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10?15min的儲量。這里取t=12min=720s。有：VSt 0.7436X720 3V= = =0.5594m3p 957.0134VH釜= 2=0.7123m釜nD塔底空間為塔內最下層塔板到塔底間距，取 0.7+仁1.7m板間距HT=0.4m進料板出加高0.25m上下兩圭寸頭高度Hi=2*(h1+h2)=0.55m塔高板式塔的塔高按下式計算:H(nr)F