丙酮-水板式精馏塔设计说明书--渊清.doc

华南理工大学课程设计说明书

课程设计报告书

丙酮水连续精馏塔的设计

浮阀塔

学 院
专 业
学生姓名
学生学号
指导教师
课程编号
课程学分
起始日期

39
目 录

引 言 1
第1章 设计条件与任务 5
1.1设计条件 5
1.2设计任务 5
第2章 设计方案的确定 8
第3章 精馏塔的工艺设计 9
3.1全塔物料衡算 9
3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 10
3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 11
3.1.3物料衡算进料处理量 11
3.1.4物料衡算 12
3.2实际回流比 13
3.2.1最小回流比及实际回流比确定 13
3.2.2操作线方程 14
3.2.3汽、液相热负荷计算 14
3.3理论塔板数确定 15
3.4实际塔板数确定 16
3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 16
3.5.1操作压力计算 17
3.5.2操作温度计算 18
3.5.3平均摩尔质量计算 18
3.5.4平均密度计算 19
3.5.5液体平均表面张力计算 19
3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 20
3.6.1塔径计算 21
3.6.2精馏塔有效高度计算 22
第4章 塔板工艺尺寸的计算 23
4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 24
4.1.1溢流装置计算 25
4.1.2塔板设计 26
4.2提馏段塔板工艺尺寸设计 27
4.2.1溢流装置计算 27
4.2.2塔板设计 28
4.3塔板的流体力学性能的验算 29
4.3.1精馏段 30
4.3.2提馏段 30
4.4板塔的负荷性能图 31
4.4.1精馏塔 31
4.4.2提馏段 32
第5章 板式塔的结构 32
5.1塔体结构 32
5.1.1塔顶空间 32
5.1.2塔底空间 32
5.1.3人孔 32
5.1.4塔高 32
5.2塔板结构 32
第6章 附属设备 33
6.1冷凝器 33
6.2原料预热器 33
第7章 接管尺寸的确定 33
7.1蒸汽接管 33
7.1.1塔顶蒸汽出料管 33
7.1.2塔釜进气管 34
7.2液流管 34
7.2.1进料管 35
7.2.2回流管 36
7.2.3塔釜出料管 38
第8章 附属高度确定 38
8.1筒体 38
8.2封头 38
8.3塔顶空间 38
8.4塔底空间 39
8.5人孔 39
8.6支座 39
8.7塔总体高度 39
第9章 设计结果汇总 40
设计小结与体会 41
参考文献 42

引 言
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：
任务要求(工艺参数)：
1.塔顶产品(丙酮)：2.5 t/hr, (质量分率)
2.塔顶丙酮回收率：α=0.99(质量分率)
3.原料中丙酮含量： 质量分率 39%
4.原料处理量：根据1、2、3返算进料F、xF、W、 xW
5.精馏方式：直接蒸汽加热
操作条件
①常压精馏
②进料热状态q=1
③回流比 R=(2-3)Rmin
④加热蒸汽 直接加热蒸汽的绝对压强 1.5atm
冷却水进口温度25℃、出口温度45℃
热损失以5%计
⑤单板压降 ≯0.7kPa
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。

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（）的摩尔质量：
水（）的摩尔质量：
则各部分的摩尔分数为：

3.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量

3.1.3塔顶产品物质的量
D=Wd/Md=45.019kmol/h
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：F=257.710kmol/h D=45.019kmol/h
W=319.837kmol/h S=107.146kmol/h

3.2实际回流比
由数据手册查的丙酮-水的物系汽液平衡数据如下：
1、 丙酮水摩尔浓度-泡点
丙酮-水气
序号
液相浓度
泡点/ ℃
序号
液相浓度
泡点/ ℃
1
0
100.0175
51
0.505051
60.45721
2
0.010101
91.20908
52
0.515152
60.38769
3
0.020202
85.4454
53
0.525253
60.31694
4
0.030303
81.31368
54
0.535354
60.2449
5
0.040404
78.18175
55
0.545455
60.17152
6
0.050505
75.7172
56
0.555556
60.09676
7
0.060606
73.72555
57
0.565657
60.02061
8
0.070707
72.084
58
0.575758
59.94305
9
0.080808
70.71039
59
0.585859
59.86406
10
0.090909
69.54728
60
0.59596
59.78366
11
0.10101
68.553
61
0.606061
59.70186
12
0.111111
67.69643
62
0.616162
59.61867
13
0.121212
66.95378
63
0.626263
59.53411
14
0.131313
66.30643
64
0.636364
59.44822
15
0.141414
65.73958
65
0.646465
59.36103
16
0.151515
65.24127
66
0.656566
59.27258
17
0.161616
64.80169
67
0.666667
59.18292
18
0.171717
64.41273
68
0.676768
59.09209
19
0.181818
64.06759
69
0.686869
59.00015
20
0.191919
63.76051
70
0.69697
58.90716
21
0.20202
63.4866
71
0.707071
58.81319
22
0.212121
63.2455
72
0.717172
58.71428
23
0.222222
63.02637
73
0.727273
58.61874
24
0.232323
62.82941
74
0.737374
58.52248
25
0.242424
62.65185
75
0.747475
58.42552
26
0.252525
62.49127
76
0.757576
58.32795
27
0.262626
62.34555
77
0.767677
58.22987
28
0.272727
62.2128
78
0.777778
58.13137
29
0.282828
62.09136
79
0.787879
58.03254
30
0.292929
61.97976
80
0.79798
57.93349
31
0.30303
61.87667
81
0.808081
57.83433
32
0.313131
61.78094
82
0.818182
57.73518
33
0.323232
61.69151
83
0.828283
57.63617
34
0.333333
61.60747
84
0.838384
57.53741
35
0.343434
61.52797
85
0.848485
57.43548
36
0.353535
61.45228
86
0.858586
57.33815
37
0.363636
61.37973
87
0.868687
57.24173
38
0.373737
61.30974
88
0.878788
57.14617
39
0.383838
61.24178
89
0.888889
57.05161
40
0.393939
61.17539
90
0.89899
56.95824
41
0.40404
61.11014
91
0.909091
56.86626
42
0.414141
61.04566
92
0.919192
56.77589
43
0.424242
60.98163
93
0.929293
56.68733
44
0.434343
60.91776
94
0.939394
56.60083
45
0.444444
60.85379
95
0.949495
56.51665
46
0.454546
60.7895
96
0.959596
56.43506
47
0.464647
60.72469
97
0.969697
56.35635
48
0.474748
60.6592
98
0.979798
56.28084
49
0.484849
60.59287
99
0.989899
56.20886
50
0.49495
60.52557
100
1
56.13656
2、 泡点-露点

液体

图3.1 丙酮-水的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=0.46
初步取实际操作回流比为理论回流比的3倍：
R=Rmin×3=1.38
3.2.2操作线
（1）精馏段操作线方程： yn+1=RR+1X+1R+1xd=0.579X+0.3942
（2）提馏段操作线方程： yn+1=wsxn-wsxw=2.985Xn-0.005988
3.2.3汽、液相热负荷计算
（1）精馏段：
L1=RD=62.13kmol/h
V1=R+1D=107.146kmol/h
（2）提馏段：
L2=W=319.84kmol/h
V2=S=107.146kmol/h
3.3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0.001334为止，由此，得到理论板8块，加料板为第5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(αμ)-0.245

注：——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mPa*s
（1）精馏段：
精馏段平均温度： tm1=td+tf2=60.63℃
在图3.1中查的，该温度下丙酮在液相组成为X1=0.479，汽相组成为Y1=0.831；
数据手册中查的该温度下丙酮的黏度μA1=0.23mPa*s，水的粘度μB1=0.46mPa*s；
丙酮和水的相对挥发度：α1=y1x1(1-y1)(1-x1)=5.348

液相粘度：μl1=x1×μA1+1-x1×μB1=0.3498mPa*s

塔板效率：
ET1=0.49(αμ)-0.245=0.4202

实际塔板数：
NP1=NT1ET1=10
故精馏段实际塔板数为NP1=10块。
（1）提馏段：
提馏段平均温度： tm2=tf+tw2=81.75℃
在图3.1中查的，该温度下丙酮在液相组成为X2=0.00292，汽相组成为y2=0.0814；
数据手册中查的该温度下丙酮的黏度μA2=0.196mPa*s，水的粘度μB2=0.328mPa*s
丙酮和水的相对挥发度：α2=y2x2(1-y2)(1-x2)=30.258

液相粘度：μl2=x2×μA2+1-x2×μB2=0.3276mPa*s

塔板效率：
ET2=0.49(αμ)-0.245=0.2793

实际塔板数：
NP1=NT1ET1=15

故提馏段实际塔板数为NP2=15块。
全塔所需要的实际塔板数：NP=NP1+NP2=25块，加料板位于第11块。
全塔效率： ET=NTNP=0.32
3.5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
塔底操作压力；PW=101.3*1.5=151.95kap
每层塔板压降：；
进料板的压力： PF=PW-0.7×15=141.45kpa
塔顶操作压力：PD=PW-0.7×25=134.45kpa
（1）精馏段平均压力：PM1=PD+PF2=137.96kpa
（2）提馏段平均压力： PM2=PW+PF2=146.7kpa
MTWE524-312613-YQ78Nv
3.5.2操作温度计算
塔顶温度：td=56.62℃； 进料板的温度：tf=64.65℃；
塔釜的温度：tw=98.85℃
（1）精馏段平均温度：tm1=td+tf2=60.63℃
（2）提馏段平均温度：tm2=tf+tw2=81.75℃
3.5.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量：Mldm=55.53kg/kmol
Mvdm=56.316kg/kmol

进料板平均摩尔质量：Mlfm=24.622kg/kmol

Mvfm=49.208kg/kmol
塔底平均摩尔质量：
Mlwm=18.053kg/kmol
Mvfm=19.488kg/kmol
（1） 精馏段平均摩尔质量：MLM1=Mldm+Mlfm2=40.077kg/kmol

MVM1=MVdm+MVfm2=52.762kg/kmol

（2） 提馏段平均摩尔质量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=29.065kg/kmol

MVM2=MVwm+MVfm2=34.348kg/kmol

3.5.4平均密度计算
气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即
ρVM1=PM×MVM1R×TM1=2.623kg/m³
ρVM2=PM×MVM2R×TM2=1.708kg/m³

液相平均密度计算：

注：——为该物质的质量分数
塔顶平均密度计算：由td=56.61℃，查手册得，
αD=0.98
ρldm=1αρa+(1-α)pb=658.597kg/m³
进料板平均密度计算：由tF=64.65℃，查手册得，
质量分数：
αF=0.39

ρlfm=1αρa+(1-α)ρb=871.548kg/m³
塔底平均密度计算：由tW=98.85℃，查手册得，

（1）精馏段平均密度：
ρlm1=ρldm+ρlfm2=765.072kg/m³

ρVM1=PM×MVM1R×TM=2.623kg/m³

(2)提馏段平均密度：
ρlm1=ρlwm+ρlfm2=914.934kg/m³

ρVM2=PM×MVM2R×TM2=1.708kg/m³

3.5.5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：σlm=∑xiσi

（1）塔顶表面张力：由tD=56.61℃，查表得：σA1=19.03mN/m；得：σB1= 66.57mN/m σldm=21.96mN/m
（2）进料板表面张力：由tF=64.65℃，查表得： σA2=18.29mN/m
σB2=65.21mN/m
σlfm=57.44mN/m
（3）塔釜表面张力：由tW=98.85℃ 查表得 ：σA3=14.4mN/m
σB3=58.6mN/m
σlwm=58.54mN/m
（4)精馏段平均表面张力：σlm1=39.70mN/m
（5）提馏段平均表面张力：σlm2=57.99mN/m
3.5.6液体平均黏度计算
液体平均黏度计算公式：

塔顶平均黏度计算：由td=56.61℃，查手册得，得到：μA1=0.241mPa*s
μB1=0.52mPa*s
μldm=0.2898mPa*s

进料板平均黏度计算：由tf=64.65℃，查手册
μA2=0.22mPa*s
μB2=0.435mPa*s
得到：
μlFm=0.3886mPa*s

塔底平均黏度计算：由tw=98.85℃，查手册得，得到：

（1）精馏段液体平均黏度：
μlm1=μldm+μlFm2=0.3392mPa*s
（2）提馏段液体平均黏度：
μlm2=μlwm+μlFm2=0.3292mPa*s

3.6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：
Vs=VMVM3600ρVM=0.5987m3/s

Ls=LMLM3600ρLM=0.000904m3/s

查史密斯关联图，横坐标为：LS1vs1×√ρlm1ρvm1=0.025787
取板间距，板上液层高度则：
查图得：
C=C20×σlm200.2=0.086
μmax=CρL-ρVρV=1.467m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为：μ=0.7×μmax=1.0269m/s
D=√(4Vμπ)=0.861
按标准塔径圆整后为：D=0.9m
截塔面积为：AT=0.9÷2×π=0.636
实际空塔气速：μ=VSAT=0.59870.636=0.941m/s
（2）提馏段
提馏段的气、液相体积流率为：
Vs2=SMVM23600ρVM2=0.5896m/s

Ls=LMLM23600ρLM2=0.002822m3/s

查史密斯关联图，横坐标为： LS2vs2×√ρlm2ρvm2=0.109
取板间距，板上液层高度则：
查图得：C20=0.068

C=C20×σlm2200.2=0.084

μmax=CρL-ρVρV=1.523m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为：μ=0.7×μmax=1.066m/s

D=√(4Vμπ)=0.839

按标准塔径圆整后为： D=0.9m
截塔面积为： AT=0.9÷2×π=0.636m2
实际空塔气速： ：μ=VSAT=0.59860.636=0.941m/s
3.6.2精馏塔有效高度计算
（1）精馏段有效高度
Z1=NP1-1HT=3.6m
(2)提馏段有效高度
Z2=NP2-1HT=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=10m
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=0.9m，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
取lw=0.9×0.66=0.594m
4.1.1.2溢流堰高度
由，选用平直堰，堰上液层高度：
how=2.841000E(lh1lw)23=9.4mm
取板上清液层高度hl=60mm，故hw=hl-how=51.6mm
4.1.1.3弓形降液管宽度和截面积
由lwD=0.66查弓形降液管参数图得：AfAT=0.0722；WdD=0.124
故 Af=AT×0.0722=0.0459m2
Wd=0.124D=0.1116m
验算液体在降液管中停留时间,即：
θ=AfHT/LS1=20.32>5s
故降液管设计合理。
4.1.1.4降液管底隙高度

取μ0=0.07m/s，则h0=21.7mm
hw-h0=30mm>6mm。

故降液管底隙高度设计合理
4.1.2.1塔板分块
采用整块式
4.1.2.2边缘区宽度确定
取，

4.1.2.3浮阀数目与排列
气体通过阀孔动能因数为F0=μ0ρV,设计用F1型浮阀（重阀），取F0=10，
μ0=F0ρV=101.62=6.17m/s
N=VSπ4d02μ0=82个
选等边三角形叉排，整块式塔板，t=d0Aa×0.907A0
开孔区面积计算：

x=D2-Wd+Ws=0.291m
r=D2-wc=0.42m
边缘区宽度确定
取，

所以, Aa=0.446m2 A0=VSμ0=0.09703m2
所以t=79.6mm

设计结果合理，

塔板开孔率=μμ0=1.02696,.17=16.6%

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堰长
取lw=0.9×0.66=0.594m
4.2.1.1溢流堰高度
由，选用平直堰，堰上液层高度：
how=2.841000E(lh2lw)23=20.1mm

取板上清液层高度hl=80mm，hw=hl-how=59.9mm

4.2.1.3弓形降液管宽度和截面积
由lwD=0.66查弓形降液管参数图得：AfAT=0.0722；WdD=0.124

故 Af=AT×0.0722=0.0459m2
Wd=0.124D=0.1116m

验算液体在降液管中停留时间,即：
θ=AfHT/LS2=6.5s>5s
故降液管设计合理。
设计结果合理。

4.2.1.4降液管底隙高度

取μ0=0.12m/s，则h0=39.5mm
hw-h0=20.4mm>6mm。

故降液管底隙高度设计合理，
4.2.2.1塔板分块
采用整块式
4.2.2.3浮阀数目与排列
气体通过阀孔动能因数为F0=μ0ρV,设计用F1型浮阀（重阀），取F0=10，
μ0=F0ρV2=101.3067=7.65m/s N=VS2π4d02μ0=66个
选等边三角形叉排，整块式塔板，t=d0Aa×0.907A0
开孔区面积计算：

x=D2-Wd+Ws=0.291m r=D2-wc=0.42m
边缘区宽度确定
，
所以, Aa=0.446m2 A0=VSμ0=0.0782
所以t=88.7mm
塔板开孔率=μμ0=1.0667.65=13.9%

4.3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）干板阻力计算 μoc=1.82573.1ρv=6.19m/s
因为μ0<μ0c，所以hc=19.9×μ00.175ρL=0.00357m液柱
（2）板上充气液层阻力计算
因为液相为水，所以充气系数ξ=0.5，
hl=ξhL=0.03m液柱。
（3）液体表面张力阻力计算
浮阀塔hσ一般很小，可忽略不计
气体通过每层塔板的液柱高度：hp=hc+hl=0.0657m
气体通过每层的压力降为：∆p=hpρlg=493.05pa<700pa（设计允许）
4.3.1.3雾沫夹带
泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAbCFK=0.59872.622765.072-2.622+1.36×0.702×0.0009040.1×1×0.544=66.12%
泛点率=VSρVρL-ρV0.78ATCFK=70.7%,均小于80%，所以可知雾沫夹带量会满足。
4.3.1.5液泛
为防止发生液泛，降液管内液层高度应满足：

取得到：
Hd=hp+hl+hd=0.0657+0.06+0.000752=0.126m液柱
∅HT+hw=0.50.4+0.0516=0.225m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=0.03086m液柱
hl=0.0336液柱
hσ=4σlm2ρlgd=0.00517液柱
气体通过每层塔板的液柱高度：hp=hc+hl+hσ=0.0696m
气体通过每层的压力降为：∆p=hpρlg=624.36pa<700pa（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

得到，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
4.3.2.4漏液

稳定系数：
本设计中无明显漏液。
4.3.2.5液泛
为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足：

取得到：液柱 液柱
故本设计中不发生液泛。

塔板负荷性能图

精馏段塔板负荷性能计算过程

1雾沫夹带线
泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAbCFK=0.8
即VS2.622765.072-2.622+1.36×0.6768×LS0.1×1×0.5422=0.8
即0.043376=0.0586VS+0.920448LS
可知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个点
LS
0.000504
0.00459
VS
0.738841198
0.668108253
2液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管提留时间的下限 θ=AfHTLS
解得LSmax=0.00459m3/s
3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
2.841000E(（LS）min×3600LW)23=0.006
取E=1
则（LS）min=0.000504m3/s
4漏液线
对于F1型重阀，依F0=μ0ρV=5计算，以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则Vsmin=π4d2NF0ρv=0.302m3/s
此即为与液体流量无关的水平漏液线
5液泛线
∅HT+hw=hp+hl+hd=5.34ρvμ02ρl2g+0.153(lslwh0)2+(1+ξ0)(hw+2.841000Elslw)

μ0=VSπ4d02N
由上式确定液泛线
0.1476 =0.09733VS2+920.87LS2+0.00603（LS）23
在操作范围内任取若干个LS值，依次算出VS值列于表中

LS
0.0001
0.0004
0.0006
0.0009
VS
1.23142
1.230843
1.230074
1.228996

以表中数据做出液泛线

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=0.76m3/s
Vmin =0.38m3/s
操作弹性=VmaxVmin =2

2提馏段塔板负荷性能计算过程
1雾沫夹带线
泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAbCFK=0.8
即VS1.7077914.9338-1.7077+1.36×0.6768×LS0.1×1×0.5422=0.8
即0.043376=0.0432VS+0.920448LS
可知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个点
LS
0.000504
0.00459
VS
0.993335514
0.906276474
2液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管提留时间的下限 θ=AfHTLS
解得LSmax=0.00459m3/s
3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
2.841000E(（LS）min×3600LW)23=0.006 取E=1
则（LS）min=0.000504m3/s
4漏液线
对于F1型重阀，依F0=μ0ρV=5计算，以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则
Vsmin=π4d2NF0ρv=0.30166m3/s
此即为与液体流量无关的水平漏液线

5液泛线
∅HT+hw=hp+hl+hd=5.34ρvμ02ρl2g+0.153(lslwh0)2+(1+ξ0)(hw+2.841000Elslw)

μ0=VSπ4d02N
由上式确定液泛线0.1476 =0.09733VS2+920.87LS2+0.00603（LS）23
在操作范围内任取若干个LS值，依次算出VS值列于表中

LS
0.0001
0.0004
0.0006
0.0009
VS
1.23142
1.230843
1.230074
1.228996

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=0.94m3/s
Vmin =0.1m3/s
操作弹性=VmaxVmin =9.4
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(1.5-2)HT，取0.5m。
5.1.2塔底空间
塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距，取1.6m。
5.1.3人孔
取人孔直径500mm，因为塔板数25块，所以全塔取人孔3个。
5.1.4塔高
板式塔的塔高按下式计算：

式中：——塔高；——实际塔板数；——进料板数；——进料板处板间距；——人孔数；——设人孔处板间距；——塔底空间高度；——塔顶空间高度；——封头高度；——裙座高度；
5.2塔板结构
塔板采取整块式
第6章 附属设备
6.1冷凝器
取水进口温度为25℃，水的出口温度为45℃。
塔顶出口气体的温度为56.61℃，
塔顶气体：

qm=MD×45.019=2518 Kg/h
Q=qmr=559.1*2518=1407930KJ/h

由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数°C，则传热面积：
A=Q(1-0.05)k∆tm=41.02m2
6.2原料预热器
原料预热温度：20°C——64.65°C（泡点温度）
采用130°C过热饱和蒸汽加热
平均温度：t=20+64.652=42.325℃
平均温度下查表得
则：
取总传热系数：

解得换热面积
6.3进料泵
流量 F=2.546kgs=0.0028m2/s

在原料液罐液面与进料口之间列伯努利方程得：

其中假设Z2-Z1＝6.85m，P1＝1atm,P2＝1atm， u1=0 ，u2=0.0413m/s，
大约估算Hf，1-2=1.5m ,则泵的压头为H＝8.35m

选用 IS50-32-160型水泵。
6.4冷却水泵
全凝器耗水量

在地面为基准面与塔顶的面之间列伯努利方程得：r
其中假设Z2-Z1＝21.55m，P1＝1atm