丙酮-水板式精馏塔设计说明书渊清.docx

精选资料 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 可修改编辑目 录引 言1第1章 设计条件与任务51.1设计条件51.2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93.1全塔物料衡算93.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数103.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量113.1.3物料衡算进料处理量113.1.4物料衡算123.2实际回流比133.2.1最小回流比及实际回流比确定133.2.2操作线方程143.2.3汽、液相热负荷计算143.3理论塔板数确定153.4实际塔板数确定163.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算163.5.1操作压力计算173.5.2操作温度计算183.5.3平均摩尔质量计算183.5.4平均密度计算193.5.5液体平均表面张力计算193.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算203.6.1塔径计算213.6.2精馏塔有效高度计算22第4章 塔板工艺尺寸的计算234.1精馏段塔板工艺尺寸的计算244.1.1溢流装置计算254.1.2塔板设计264.2提馏段塔板工艺尺寸设计274.2.1溢流装置计算274.2.2塔板设计284.3塔板的流体力学性能的验算294.3.1精馏段304.3.2提馏段304.4板塔的负荷性能图314.4.1精馏塔314.4.2提馏段32第5章 板式塔的结构325.1塔体结构325.1.1塔顶空间325.1.2塔底空间325.1.3人孔325.1.4塔高325.2塔板结构32第6章 附属设备336.1冷凝器336.2原料预热器33第7章 接管尺寸的确定337.1蒸汽接管337.1.1塔顶蒸汽出料管337.1.2塔釜进气管347.2液流管347.2.1进料管357.2.2回流管367.2.3塔釜出料管38第8章 附属高度确定388.1筒体388.2封头388.3塔顶空间388.4塔底空间398.5人孔398.6支座398.7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：=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、 xW5.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=(2-3)Rmin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%计单板压降 0.7kPa1.2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56.2C），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/h3.2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/ 10100.0175510.50505160.4572120.01010191.20908520.51515260.3876930.02020285.4454530.52525360.3169440.03030381.31368540.53535460.244950.04040478.18175550.54545560.1715260.05050575.7172560.55555660.0967670.06060673.72555570.56565760.0206180.07070772.084580.57575859.9430590.08080870.71039590.58585959.86406100.09090969.54728600.5959659.78366110.1010168.553610.60606159.70186120.11111167.69643620.61616259.61867130.12121266.95378630.62626359.53411140.13131366.30643640.63636459.44822150.14141465.73958650.64646559.36103160.15151565.24127660.65656659.27258170.16161664.80169670.66666759.18292180.17171764.41273680.67676859.09209190.18181864.06759690.68686959.00015200.19191963.76051700.6969758.90716210.2020263.4866710.70707158.81319220.21212163.2455720.71717258.71428230.22222263.02637730.72727358.61874240.23232362.82941740.73737458.52248250.24242462.65185750.74747558.42552260.25252562.49127760.75757658.32795270.26262662.34555770.76767758.22987280.27272762.2128780.77777858.13137290.28282862.09136790.78787958.03254300.29292961.97976800.7979857.93349310.3030361.87667810.80808157.83433320.31313161.78094820.81818257.73518330.32323261.69151830.82828357.63617340.33333361.60747840.83838457.53741350.34343461.52797850.84848557.43548360.35353561.45228860.85858657.33815370.36363661.37973870.86868757.24173380.37373761.30974880.87878857.14617390.38383861.24178890.88888957.05161400.39393961.17539900.8989956.95824410.4040461.11014910.90909156.86626420.41414161.04566920.91919256.77589430.42424260.98163930.92929356.68733440.43434360.91776940.93939456.60083450.44444460.85379950.94949556.51665460.45454660.7895960.95959656.43506470.46464760.72469970.96969756.35635480.47474860.6592980.97979856.28084490.48484960.59287990.98989956.20886500.4949560.52557100156.136562、 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=Rmin3=1.383.2.2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-0.0059883.2.3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/hV2=S=107.146kmol/h3.3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()-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A1=0.23mPa*s，水的粘度B1=0.46mPa*s；丙酮和水的相对挥发度：1=y1x1(1-y1)(1-x1)=5.348液相粘度：l1=x1A1+1-x1B1=0.3498mPa*s塔板效率：ET1=0.49()-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A2=0.196mPa*s，水的粘度B2=0.328mPa*s丙酮和水的相对挥发度：2=y2x2(1-y2)(1-x2)=30.258液相粘度：l2=x2A2+1-x2B2=0.3276mPa*s塔板效率：ET2=0.49()-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-0.715=141.45kpa 塔顶操作压力：PD=PW-0.725=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=146.7kpaMTWE524-312613-YQ78Nv3.5.2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/kmolMvfm=49.208kg/kmol塔底平均摩尔质量：Mlwm=18.053kg/kmolMvfm=19.488kg/kmol（1） 精馏段平均摩尔质量：MLM1=Mldm+Mlfm2=40.077kg/kmolMVM1=MVdm+MVfm2=52.762kg/kmol（2） 提馏段平均摩尔质量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=29.065kg/kmolMVM2=MVwm+MVfm2=34.348kg/kmol3.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即VM1=PMMVM1RTM1=2.623kg/mVM2=PMMVM2RTM2=1.708kg/m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，D=0.98ldm=1a+(1-)pb=658.597kg/m进料板平均密度计算：由tF=64.65，查手册得，质量分数：F=0.39lfm=1a+(1-)b=871.548kg/m塔底平均密度计算：由tW=98.85，查手册得，（1）精馏段平均密度： lm1=ldm+lfm2=765.072kg/mVM1=PMMVM1RTM=2.623kg/m(2)提馏段平均密度：lm1=lwm+lfm2=914.934kg/mVM2=PMMVM2RTM2=1.708kg/m3.5.5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：lm=xii（1）塔顶表面张力：由tD=56.61，查表得：A1=19.03mN/m；得：B1= 66.57mN/m ldm=21.96mN/m（2）进料板表面张力：由tF=64.65，查表得： A2=18.29mN/mB2=65.21mN/mlfm=57.44mN/m（3）塔釜表面张力：由tW=98.85 查表得 ：A3=14.4mN/mB3=58.6mN/mlwm=58.54mN/m（4)精馏段平均表面张力：lm1=39.70mN/m（5）提馏段平均表面张力：lm2=57.99mN/m3.5.6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：A1=0.241mPa*sB1=0.52mPa*sldm=0.2898mPa*s进料板平均黏度计算：由tf=64.65，查手册A2=0.22mPa*sB2=0.435mPa*s得到：lFm=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：lm1=ldm+lFm2=0.3392mPa*s（2）提馏段液体平均黏度：lm2=lwm+lFm2=0.3292mPa*s3.6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=VMVM3600VM=0.5987m3/sLs=LMLM3600LM=0.000904m3/s查史密斯关联图，横坐标为：LS1vs1lm1vm1=0.025787 取板间距，板上液层高度则：查图得：C=C20lm200.2=0.086max=CL-VV=1.467m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：=0.7max=1.0269m/sD=(4V)=0.861按标准塔径圆整后为：D=0.9m 截塔面积为：AT=0.92=0.636 实际空塔气速：=VSAT=0.59870.636=0.941m/s （2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为：Vs2=SMVM23600VM2=0.5896m/sLs=LMLM23600LM2=0.002822m3/s查史密斯关联图，横坐标为： LS2vs2lm2vm2=0.109取板间距，板上液层高度则：查图得：C20=0.068C=C20lm2200.2=0.084max=CL-VV=1.523m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：=0.7max=1.066m/sD=(4V)=0.839按标准塔径圆整后为： D=0.9m截塔面积为： AT=0.92=0.636m2实际空塔气速： ：=VSAT=0.59860.636=0.941m/s3.6.2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=0.90.66=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=51.6mm4.1.1.3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=AT0.0722=0.0459m2Wd=0.124D=0.1116m验算液体在降液管中停留时间,即：=AfHT/LS1=20.325s故降液管设计合理。4.1.1.4降液管底隙高度取0=0.07m/s，则h0=21.7mmhw-h0=30mm6mm。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=0V,设计用F1型浮阀（重阀），取F0=10，0=F0V=101.62=6.17m/sN=VS4d020=82个选等边三角形叉排，整块式塔板，t=d0Aa0.907A0开孔区面积计算：x=D2-Wd+Ws=0.291mr=D2-wc=0.42m边缘区宽度确定取，所以, Aa=0.446m2 A0=VS0=0.09703m2所以t=79.6mm设计结果合理，塔板开孔率=0=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=0.90.66=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=59.9mm4.2.1.3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=AT0.0722=0.0459m2Wd=0.124D=0.1116m验算液体在降液管中停留时间,即：=AfHT/LS2=6.5s5s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0=0.12m/s，则h0=39.5mmhw-h0=20.4mm6mm。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=0V,设计用F1型浮阀（重阀），取F0=10，0=F0V2=101.3067=7.65m/s N=VS24d020=66个选等边三角形叉排，整块式塔板，t=d0Aa0.907A0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=VS0=0.0782所以t=88.7mm塔板开孔率=0=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 oc=1.82573.1v=6.19m/s因为00c，所以hc=19.900.175L=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=0.5， hl=hL=0.03m液柱。（3）液体表面张力阻力计算浮阀塔h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=hplg=493.05pa700pa（设计允许）4.3.1.3雾沫夹带泛点率=VSVL-V+1.36LSZLAbCFK=0.59872.622765.072-2.622+1.360.7020.0009040.110.544=66.12%泛点率=VSVL-V0.78ATCFK=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 h=4lm2lgd=0.00517液柱气体通过每层塔板的液柱高度：hp=hc+hl+h=0.0696m 气体通过每层的压力降为：p=hplg=624.36pa700pa（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=VSVL-V+1.36LSZLAbCFK=0.8即VS2.622765.072-2.622+1.360.6768LS0.110.5422=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LS0.0005040.00459VS0.7388411980.6681082532液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管提留时间的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.00459m3/s3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）min3600LW)23=0.006取E=1则（LS）min=0.000504m3/s4漏液线对于F1型重阀，依F0=0V=5计算，以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则Vsmin=4d2NF0v=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=5.34v02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)(hw+2.841000Elslw)0=VS4d02N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LS0.00010.00040.00060.0009VS1.231421.2308431.2300741.228996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/sVmin =0.38m3/s操作弹性=VmaxVmin =22提馏段塔板负荷性能计算过程1雾沫夹带线泛点率=VSVL-V+1.36LSZLAbCFK=0.8即VS1.7077914.9338-1.7077+1.360.6768LS0.110.5422=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LS0.0005040.00459VS0.9933355140.9062764742液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管提留时间的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.00459m3/s3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）min3600LW)23=0.006 取E=1则（LS）min=0.000504m3/s4漏液线对于F1型重阀，依F0=0V=5计算，以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则Vsmin=4d2NF0v=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=5.34v02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)(hw+2.841000Elslw)0=VS4d02N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LS0.00010.00040.00060.0009VS1.231421.2308431.2300741.228996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/sVmin =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=MD45.019=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)ktm=41.02m26.2原料预热器原料预热温度：20C64.65C（泡点温度）采用130C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-Z16.85m，P11atm,P21atm， u1=0 ，u2=0.0413m/s，大约估算Hf，1-2=1.5m ,则泵的压头为H8.35m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-Z121.55m，P11atm,P21a