-丙酮-水连续精馏塔设计说明书-吴熠.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

33
教
师
评
语

教师签名：
日期：
成
绩
评
定

备
注

目 录
目 录 III
第1部分 设计任务书 5
1.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计 5
1.2设计条件 5
1.3设计任务 5
第2部分 设计方案及工艺流程图 6
2.1设计方案 6
2.2工艺流程图 6
第3部分 设计计算与论证 7
3.1精馏塔的工艺计算 7
3.1.1全塔物料衡算 7
3.1.2实际回流比 8
3.1.3理论塔板数确定 8
3.1.4实际塔板数确定 9
31.5塔的工艺条件及有关物性数据计算 10
3.1.6塔的塔体工艺尺寸计算 13
3.2塔板工艺尺寸的计算 16
3.2.1溢流装置计算 16
3.2.2塔板布置及浮阀排列 17
3.3塔板的流体力学性能的验算 21
3.3.1阻力计算 21
3.3.2液泛校核 21
3.3.3雾沫夹带 22
3.3.4雾沫夹带验算 23
3.4塔板负荷性能图 24
3.4.1精馏段塔板负荷性能计算过程 24
3.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程 25
3.5接管尺寸的确定 27
3.5.1液流管 27
3.5.2蒸气接管 27
3.6附属设备 28
3.6.1冷凝器 28
3.6.2原料预热器 28
3.6.3塔釜残液冷凝器 29
3.6.4冷却器 29
3.7塔的总体结构 30
3.7.1人孔及手孔 30
3.7.2封头 30
3.7.3裙座 30
3.7.4塔高 30
3.7.5壁厚 31
第4部分 设计结果汇总 32
第5部分 小结与体会 34
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)：
1.塔顶产品(丙酮)：3.0 t/hr, xD=0.98(质量分率)
2.塔顶丙酮回收率：η=0.99(质量分率)
3.原料中丙酮含量： 质量分率=(4.5+1*33)%=37.5%
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=3Rmin
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
1.3设计任务
1.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。
2.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
3.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）。
4.作出塔的负荷性能图，计算塔的操作弹性。
5.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

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
3.1.1.1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：MB=18.015kg/kmol
则各部分的摩尔分数为：

3.1.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量

3.1.1.3塔顶产品物质的量
D=WD/MD （3.7）
3.1.1.4物料衡算
总物料衡算（直接蒸汽加热）：
F = W + D （3.8）
轻组分（丙酮）衡算：

回收率计算：
η=DxD/FxF (3.10)

求解得到：F=325.8745kmol/h D=53.9504kmol/h
W=271.9241kmol/h xD=0.9383
xW=0.0018805 xF=0.1569

3.1.2实际回流比
3.1.2.1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，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Rmin=xD-yqyq-xq 得
Rmin=0.4887
初步取实际操作回流比为理论回流比的3倍：
R=Rmin×3=1.4661
3.1.2.2操作线
精馏段操作线方程： yn+1=RR+1X+1R+1xd=0.5945 Xn +0.3805
提馏段操作线方程： yn+1=wsxn-wsxw=3.0438Xn-0.003818
3.1.2.3汽、液相热负荷计算
（1）精馏段：
L1=RD=79.0967kmol/h
V1=R+1D=133.0471kmol/h
（2）提馏段：
据F + S= D + W ，得
V2=S=V1=133.0471kmol/h
L2=W=404.9712kmol/h
xW=0.0012545

3.1.3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作图：

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(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
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
0.1569
0.7757
64.98
18.5832
塔顶
0.9383
0.9578
56.61
1.4925
塔底
0.001255
0.03497
98.92
28.8380
精馏段
0.4517
0.8281
60.80
5.8476
提馏段
0.0317
0.5353
81.95
35.1864
精馏段均温：t1=(64.98+56.61)/2=60.795 0C
提馏段均温：t2=(64.98+98.92)/2=81.95 0C
相对挥发度：α=yA/xAyB/xB 其中，xB=1-xA ，yB=1-yA
全塔平均挥发度：αm=3αD×αF×αW=9.2825
在数据手册中查得对应温度下的黏度：
精馏段：丙酮：μA1=0.2292mPa*s，水：μB1=0.4638mPa*s；
提馏段：丙酮：μA2=0.1951mPa*s，水：μB2=0.3478mPa*s
液相黏度：
精馏段：μl1=xA×μA1+1-xA×μB1=0.3578mPa*s
提馏段：μl2=xA×μA2+1-xA×μB2=0.3430mPa*s
塔板效率：
精馏段：ET1=0.49(αμ)-0.245=0.4089
提馏段：ET2=0.49(αμ)-0.245=0.2662
实际塔板数：
精馏段：NP1=NT1ET1=10
提馏段：NP2=NT2ET2=15
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=NP1+NP2=25块，进料板位于第11块。
全塔效率： ET=NTNP=0.32
3.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算
3.1.5.1操作压力计算
塔顶操作压力；PD=101.325kpa
每层塔板压降：；
进料板的压力： PF=PD+0.7×10=108.325kpa
塔底操作压力：PW=PD+0.7×25=118.825kpa
精馏段平均压力：PM1=PD+PF2=104.825kpa
提馏段平均压力： PM2=PW+PF2=113.575kpa
3.1.5.2操作温度计算
塔顶温度：td=56.61℃；
进料板温度：tf=64.98℃；
塔釜温度：tw=98.92℃
精馏段平均温度：tm1=td+tf2=60.80℃
提馏段平均温度：tm2=tf+tw2=81.95℃
3.1.5.3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量：Mldm=55.6080kg/kmol
Mvdm=56.3893kg/kmol
进料板平均摩尔质量：Mlfm=24.3012kg/kmol
Mvfm=49.0934kg/kmol
塔底平均摩尔质量：Mlwm=18.0653kg/kmol
Mvwm=19.4161kg/kmol
精馏段平均摩尔质量：MLM1=Mldm+Mlfm2=39.9546kg/kmol
MVM1=MVdm+MVfm2=52.7414kg/kmol
提馏段平均摩尔质量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=21.1833kg/kmol
MVM2=MVwm+MVfm2=34.2548kg/kmol
3.1.5.4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=PM1×MVM1R×TM1=2.6212kg/m³
ρVM2=PM2×MVM2R×TM2=1.7026kg/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=748.654kg/m³
进料板平均密度计算：由tF=64.98℃，查手册得，
αF=0.375

ρlfm=1αρa+(1-α)ρb=875.289kg/m³
塔底平均密度计算：由tW=98.92℃，查手册得， αW=0.0012545×58.080.0012545×58.08+(1-0.0012545)×18.015=0.004033
ρLWm=1αWρA+(1-αW)/ρB=957.013kg/m3
精馏段平均密度：
ρlm1=ρldm+ρlfm2=811.972kg/m³
提馏段平均密度：
ρlm2=ρlwm+ρlfm2=916.151kg/m³
3.1.5.5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；
σB1=66.57mN/m
求得：σldm=21.9632mN/m
（2）进料板表面张力：由tF=64.98℃，查表得：σA2=18.29mN/m
σB2=65.21mN/m
求得：σlfm=57.8483mN/m
（3）塔釜表面张力：由tW=98.92℃ 查表得：σA3=14.4mN/m
σB3=58.6mN/m
求得：σlwm=58.5445mN/m
（4) 精馏段平均表面张力：σlm1=39.9058mN/m
（5）提馏段平均表面张力：σlm2=58.1964mN/m
3.1.5.6平均黏度计算
①液体平均黏度计算：

塔顶平均黏度：由td=56.61℃，查手册，得到：μA1=0.241mPa*s
μB1=0.52mPa*s
求得：μldm=0.2527mPa*s
进料板平均黏度：由tf=64.65℃，查手册，得到：μA2=0.22mPa*s
μB2=0.435mPa*s
求得：μlFm=0.3909mPa*s
塔底平均黏度：由tw=98.85℃，查手册，得到：，μA3=0.17mPa*s
μB3=0.27mPa*s
求得：μlWm=0.2698mPa*s
精馏段液体平均黏度：
μlm1=μldm+μlFm2=0.3218mPa*s
提馏段液体平均黏度：
μlm2=μlwm+μlFm2=0.3304mPa*s
②气体平均黏度计算：lgμVm=yilgμi
塔顶平均黏度：由td=56.61℃，查手册，得到：μA1=0.0784mPa*s
μB1=0.1007mPa*s
求得：μVdm=0.07923mPa*s
进料板平均黏度：由tf=64.65℃，查手册，得到：μA2=0.07874mPa*s
μB2=0.1058mPa*s
求得：μVFm=0.08413mPa*s
塔底平均黏度：由tw=98.85℃，查手册，得到：，μA3=0.0907mPa*s
μB3=0.1172mPa*s
求得：μVWm=0.1162mPa*s
精馏段液体平均黏度：
μVm1=μVdm+μVFm2=0.08168mPa*s
提馏段液体平均黏度：
μVm2=μVwm+μVFm2=0.1002mPa*s
3.1.6塔的塔体工艺尺寸计算
3.1.6.1塔径计算
（1）精馏段
精馏段的气、液相体积流率为：
Vs=VMVM3600ρVM=0.7436m3/s

Ls=LMLM3600ρLM=0.001081m3/s
查史密斯关联图，横坐标为：LS1vs1×√ρlm1ρvm1=0.02559

取板间距，板上液层高度hL=0.06m则： HT-hL=0.34m
查图得：
C=C20×σlm200.2=0.08611
umax=CρL-ρVρV=1.5131m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7×umax=1.0592m/s
D=√(4Vuπ)=0.9454
按标准塔径圆整后为：D=1.0m
截塔面积为：AT=π4D2=0.7854m2
实际空塔气速：u=VSAT=0.9468m/s
（2）提馏段
提馏段的气、液相体积流率为：
Vs2=SMVM23600ρVM2=0.7436m/s

Ls2=LMLM23600ρLM2=0.002601m3/s
查史密斯关联图，横坐标为： LS2vs2×√ρlm2ρvm2=0.08114
取板间距，板上液层高度hL=0.06m则： HT-hL=0.34m
查图得：C20=0.072
C=C20×σlm2200.2=0.08915
umax=CρL-ρVρV=2.0661m/s
取安全系数为0.6，则空塔气速为：u=0.6×umax=1.2396m/s
D=√(4Vuπ)=0.8739
按标准塔径圆整后为： D=1.0m
截塔面积为：AT=π4D2=0.7854m2
实际空塔气速： ：u=VSAT=0.9468m/s
3.1.6.2精馏塔有效高度计算
精馏段有效高度
Z1=NP1-1HT=3.6m
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
3.2塔板工艺尺寸的计算
3.2.1溢流装置计算
3.2.1.1 精馏段
因塔径D=1.0m，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：
① 堰长
取lw=1.0×0.60=0.6m
② 弓形降液管宽度和截面积
由lwD=0.60查弓形降液管参数图得：AfAT=0.0520；WdD=0.1000
故 Af=AT×0.0520=0.04084m2
Wd=0.1D=0.10m
验算液体在降液管中停留时间,即：
θ=AfHT/LS1=15.1122>5s
故降液管设计合理。
③ 堰上层液高度
由，选用平直堰，堰上液层高度：（E=1）
how=2.841000E(lh1lw)23=9.8773mm
因为6mm用平直堰。
④ 溢流堰高度hw
取板上清液层高度hl=60mm，故hw=hl-how=50.12mm
因为0.05-hOW25mm。
故降液管底隙高度设计合理
3.2.1.2提馏段
①堰长
取lw=1.0×0.60=0.6m
②弓形降液管宽度和截面积
由lwD=0.60查弓形降液管参数图得：AfAT=0.0520；WdD=0.1000
故 Af=AT×0.0520=0.04084m2
Wd=01D=0.10m
验算液体在降液管中停留时间,即：
θ=AfHT/LS1=6.2807>5s
故降液管设计合理。
③堰上层液高度
由，选用平直堰，堰上液层高度：（E=1）
how=2.841000E(lh1lw)23=17.74mm
因为6mm25mm。
故降液管底隙高度设计合理
3.2.2塔板布置及浮阀排列
3.2.2.1精馏段
（1）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FO=(9~12)kg12s-1m-12
取F0=10，由阀孔直径d=0.039m，F0=u0ρV，得
u0=F0ρV=102.6212=6.1766m/s
N=VSπ4d02u0=100.7792≈101个
（2）塔板布置
①塔板分块
因为塔径D=1000mm>900mm，故采用分块式。
②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
③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=APN×t'
开孔区面积AP计算：
AP=2(xR2-x2+π1800R2arcsinxR)
x=D2-Wd+Ws=0.325m
R=D2-wc=0.445m

所以, AP=0.5219m2
（3）浮阀孔排列
取t'=75mm，得t=0.06890m
用CAD作图得浮阀排列

得实际筛孔数N=87个
验算阀孔动能因数及塔板开孔率：
u0=VSπ4d02N=7.1549m/s，F0=u0ρV=11.5838kg12s-1m-12，
符合FO=(9~12)kg12s-1m-12
塔板开孔率∅=N(doD)2×100%=13.23%
∅在10%~14%之间，设计结果合理。
3.2.2.2提馏段
（1）阀孔数
取F0=10，由阀孔直径d=0.039m，F0=u0ρV，得
u0=F0ρV=101.7026=7.6638m/s
N=VSπ4d02u0=81.2225≈82个
（2）塔板布置
①塔板分块
因为塔径D=1000mm>900mm，故采用分块式。
②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
③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=APN×t'
开孔区面积AP计算：
AP=2(xR2-x2+π1800R2arcsinxR)
x=D2-Wd+Ws=0.325m
R=D2-wc=0.445m

所以, AP=0.5219m2
（3）浮阀孔排列
取t'=75mm，得t=0.08486m
用CAD作图得浮阀排列

得实际筛孔数N=71个
验算阀孔动能因数及塔板开孔率：
u0=VSπ4d02N=8.7672m/s，F0=u0ρV=11.4398kg12s-1m-12，
符合FO=(9~12)kg12s-1m-12
塔板开孔率∅=N(doD)2×100%=10.80%
∅在10%~14%之间，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+hl+hσ
3.3.1.1精馏段
（1）干板阻力计算 uoc=1.82573.1ρv=6.1945m/s
因为u0>u0c，所以阀全开前，hc=5.37ρvu022ρLg=0.04079m
（2）板上充气液层阻力计算
因为液相为水，所以充气系数ε0=0.5，
hl=ε0hL=0.03m
（3）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
（4）单板压强降
∆p=hpρlg=563.8739pa<700pa（设计允许）
3.3.1.2提馏段
（1）干板阻力计算 uoc=1.82573.1ρv=7.8467m/s
因为u0>u0c，所以阀全开前，hc=5.37ρvu022ρLg=0.03615m
（2）板上充气液层阻力计算
hl=ε0hL=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
（4）单板压强降
∆p=hpρlg=594.5192pa<700pa（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：

且有Hd=hp+hl+hσ
3.3.2.1精馏段
液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.07079m，hL=0.06m
hd=0.153Lslwho2=0.0001977m
所以降液管液面高度Hd=0.07079+0.06+0.0001977=0.1310m
取得到：
∅HT+hw=0.50.4+0.05012=0.2256m
故Hd≤φHT+hw，符合设计要求
3.3.2.2提馏段
液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.06615m，hL=0.06m
hd=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Hd≤φHT+hw，符合设计要求

3.3.3雾沫夹带
泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAaCFK×100%

因为丙酮-水为正常系统，故K=1.0
因为单溢流，故ZL=D-2Wd=0.8m；Aa=AT-2Af
CF可查泛点负荷系数图得

3.3.3.1精馏段
计算得ZL=0.8m，Aa=0.7037m2，查图得CF=0.1145
故泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAaCFK×100%=51.15%<70%
符合要求，可保证雾沫夹带量达到标准的指标。
3.3.3.2提馏段
计算得ZL=0.8m，Aa=0.7037m2，查图得CF=0.1050
故泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAaCFK×100%=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

3.3.4.1精馏段
已知σm=0.0399058N/m，HT=0.400m，hf=0.060×2.5=0.150m，u=1.0592m/s
得ev=0.01450<0.1，故液沫夹带量在允许范围内。
3.3.4.2提馏段
已知σm=0.0581964N/m，HT=0.400m，hf=0.060×2.5=0.150m，u=1.2396m/s
得ev=0.01645<0.1，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
3.4.1.1雾沫夹带线
泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAaCFK=0.8
即VS2.6212811.972-2.6212+1.36×0.8×LS0.1145×1×0.7037=0.8
得0.06446=0.0569VS+1.088LS，可知雾沫夹带线是直线。
3.4.1.2液相负荷上限线
以θ=5s作为液体在降液管提留时间的下限 θ=AfHTLS
解得LSmax=0.003267m3/s
3.4.1.3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=0.0005118m3/s
3.4.1.4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=0.3394m3/s
此即为与液体流量无关的水平漏液线
3.4.1.5液泛线
∅HT+hw=hp+hl+hd=5.34ρvu02ρl2g+0.153(lslwh0)2+(1+ε0)hw+2.841000Elslw23
其中u0=VSπ4d02N
由上式确定液泛线
0.1499 =0.07315VS2+218.3323LS2+0.003992（LS）23
以上数据做出塔板负荷性能图

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=1.1001m3/s
Vmin =0.3394m3/s
操作弹性=VmaxVmin =3.2413
3.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程
3.4.2.1雾沫夹带线
泛点率=VSρVρL-ρV+1.36LSZLAaCFK=0.8
即VS1.7026916.151-1.7026+1.36×0.8×LS0.1050×1×0.7037=0.8
得0.05911=0.04315VS+1.088LS，可知雾沫夹带线是直线，
3.4.2.2液相负荷上限线
以θ=5s作为液体在降液管提留时间的下限 θ=AfHTLS
解得LSmax=0.003267m3/s
3.4.2.3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=0.0005118m3/s
3.4.2.4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=0.3387m3/s
此即为与液体流量无关的水平漏液线
3.42.5液泛线
∅HT+hw=hp+hl+hd=5.34ρvu02ρl2g+0.153(lslwh0)2+(1+ε0)hw+2.841000Elslw23
其中u0=VSπ4d02N
由上式确定液泛线0.15774 =0.06509VS2+323.2461LS2+0.003992（LS）23
以上数据做出塔板负荷性能图

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/s
Vmin =0.3387m3/s
操作弹性=VmaxVmin =3.8973

3.5接管尺寸的确定
3.5.1液流管
3.5.1.1进料管
F=7919.2kg/h=325.8745kmol/h= 2.1998 kg/s，ρ=875.289kg/m3
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=4Fπuρ=0.07303m
查标准系列取∅80mm×3.5mm，校核：D=80-2×3.5， u=4FπρD2=0.6005m/s，
流速相近，设备适用。
3.5.1.2回流管
L=LS×M3600=1.2218kg/s，ρ=748.654kg/m3
采用直管回流管，取进料流速u=0.5m/s,则进料管内径为：d=4Lπuρ=0.06447m
查标准系列取∅73mm×3.5mm，校核：D=73-2×3.5， u=4LπρD2=0.4770m/s，
流速相近，设备适用。
3.5.1.3塔釜出料管
W=W'×M3600=2.0322kg/s，ρ=957.013kg/m3
采用直管出料管，取进料流速u=0.8m/s,则进料管内径为：d=4Wπuρ=0.05813m
查标准系列取∅65mm×3.5mm，校核：D=65-2×3.5， u=4WπρD2=0.8037m/s，
流速相近，设备适用。
3.5.2蒸气接管
3.5.2.1塔顶蒸气管
采用直管，取气速u=18m/s，则d=4VSπu=0.2293m，查表取∅240mm×6mm，
校核：D=240-2×6， u=4VSπD2=18.2129m/s，流速相近，设备适用。
3.5.2.2塔釜蒸气管
采用直管，取气速u=21m/s，V'=VOM3600ρ'=0.4215m3/s则d=4V'πu=0.1599m，查表取∅170mm×6mm，
校核：D=170-2×6， u=4V'πD2=21.4978m/s，流速相近，设备适用。

3.6附属设备
3.6.1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℃，
据热量衡算：
QC=R+1D(IVD-ILD)
其中IVD——上升蒸气焓，ILD——塔顶馏出液焓
IVDILD=xD∆HV丙+1-xD∆HV水
HV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
56.5
523
508.1
水
100
2260.4
647.3
∆HV2=∆HV1(1-Tr21-Tr1)0.38
有：Tr2=T2TC=273.15+56.61508.1=0.6490，Tr1=T1TC=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‘=T2’TC=273.1556.61647.3=0.5094，Tr1‘=T1’TC=273.15+100647.3=0.5765
得：∆HV水=∆HV1(1-Tr2‘1-Tr1’)0.38=2260.4×(1-0.50941-0.5765)0.38=2390.3278kJ/kg
IVD-ILD=xD∆HV丙+1-xD∆HV水
=0.9383*522.8868+（1-0.9383）2390.3278=638.1079kJ/kg
QC=R+1D(IVD-ILD)
=133.0471*638.1079*55.608=4.721×106kJ/h

由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数K=2000kJ/m2∙℃∙h,
则传热面积：
A=QCk∆tm=118.2023m2
3.6.2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：t=20+64.982=42.49℃
平均温度下查表得CP1=3.58kJ/(kg∙℃)，CP2=4.174kJ/(kg∙℃)
则： CP=xFCP1+1-xFCP2=4.081kJ/(kg∙℃)
取总传热系数：

解得换热面积A=18.1321m2
3.6.3塔釜残液冷凝器
釜液温度为98.92℃，冷却至60℃排放。
W=404.9712kmol/h，MLW=18.0653g/mol
WM=WMLW=2.0322kg/s
同理有FM=325.8745×24.30123600=2.1998kg/s
查得进料液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=85.64℃
∆tm=98.92-85.64-(60-25)ln98.92-85.6460-25=22.4128℃
取K=4000kJ/m2∙℃∙h
A=QK∆tm=3.705m2
3.6.4冷却器
产品冷凝后温度为56.61℃，经冷却器冷却至40℃，冷却介质为25