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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51.1设计题目：丙酮-水连续精馏浮阀塔的设计51.2设计条件51.3设计任务5第2部分 设计方案及工艺流程图62.1设计方案62.2工艺流程图6第3部分 设计计算与论证73.1精馏塔的工艺计算73.1.1全塔物料衡算73.1.2实际回流比83.1.3理论塔板数确定83.1.4实际塔板数确定93.1.5塔的工艺条件及有关物性数据计算103.1.6塔的塔体工艺尺寸计算133.2塔板工艺尺寸的计算163.2.1溢流装置计算163.2.2塔板布置及浮阀排列173.3塔板的流体力学性能的验算213.3.1阻力计算213.3.2液泛校核213.3.3雾沫夹带223.3.4雾沫夹带验算233.4塔板负荷性能图243.4.1精馏段塔板负荷性能计算过程243.4.2提馏段塔板负荷性能计算过程253.5接管尺寸的确定273.5.1液流管273.5.2蒸气接管273.6附属设备283.6.1冷凝器283.6.2原料预热器283.6.3塔釜残液冷凝器293.6.4冷却器293.7塔的总体结构303.7.1人孔及手孔303.7.2封头303.7.3裙座303.7.4塔高303.7.5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：=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、 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=3Rmin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 0.7kPa1.3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56.2C），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：=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=0.15693.1.2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=Rmin3=1.46613.1.2.2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-0.0038183.1.2.3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/hL2=W=404.9712kmol/h xW=0.00125453.1.3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()-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0.15690.775764.9818.5832塔顶0.93830.957856.611.4925塔底0.0012550.0349798.9228.8380精馏段0.45170.828160.805.8476提馏段0.03170.535381.9535.1864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：=yA/xAyB/xB 其中，xB=1-xA ，yB=1-yA全塔平均挥发度：m=3DFW=9.2825在数据手册中查得对应温度下的黏度：精馏段：丙酮：A1=0.2292mPa*s，水：B1=0.4638mPa*s；提馏段：丙酮：A2=0.1951mPa*s，水：B2=0.3478mPa*s液相黏度：精馏段：l1=xAA1+1-xAB1=0.3578mPa*s提馏段：l2=xAA2+1-xAB2=0.3430mPa*s塔板效率：精馏段：ET1=0.49()-0.245=0.4089提馏段：ET2=0.49()-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+0.710=108.325kpa 塔底操作压力：PW=PD+0.725=118.825kpa精馏段平均压力：PM1=PD+PF2=104.825kpa 提馏段平均压力： PM2=PW+PF2=113.575kpa3.1.5.2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/kmolMVM1=MVdm+MVfm2=52.7414kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=21.1833kg/kmolMVM2=MVwm+MVfm2=34.2548kg/kmol3.1.5.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即VM1=PM1MVM1RTM1=2.6212kg/mVM2=PM2MVM2RTM2=1.7026kg/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=748.654kg/m进料板平均密度计算：由tF=64.98，查手册得，F=0.375lfm=1a+(1-)b=875.289kg/m塔底平均密度计算：由tW=98.92，查手册得， W=0.001254558.080.001254558.08+(1-0.0012545)18.015=0.004033 LWm=1WA+(1-W)/B=957.013kg/m3精馏段平均密度： lm1=ldm+lfm2=811.972kg/m提馏段平均密度：lm2=lwm+lfm2=916.151kg/m3.1.5.5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：lm=xii（1）塔顶表面张力：由tD=56.61，查表得：A1=19.03mN/m； B1=66.57mN/m 求得：ldm=21.9632mN/m（2）进料板表面张力：由tF=64.98，查表得：A2=18.29mN/m B2=65.21mN/m求得：lfm=57.8483mN/m（3）塔釜表面张力：由tW=98.92 查表得：A3=14.4mN/m B3=58.6mN/m 求得：lwm=58.5445mN/m（4) 精馏段平均表面张力：lm1=39.9058mN/m（5）提馏段平均表面张力：lm2=58.1964mN/m3.1.5.6平均黏度计算液体平均黏度计算：塔顶平均黏度：由td=56.61，查手册，得到：A1=0.241mPa*s B1=0.52mPa*s 求得：ldm=0.2527mPa*s进料板平均黏度：由tf=64.65，查手册，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，查手册，得到：，A3=0.17mPa*s B3=0.27mPa*s求得：lWm=0.2698mPa*s 精馏段液体平均黏度：lm1=ldm+lFm2=0.3218mPa*s提馏段液体平均黏度：lm2=lwm+lFm2=0.3304mPa*s气体平均黏度计算：lgVm=yilgi塔顶平均黏度：由td=56.61，查手册，得到：A1=0.0784mPa*s B1=0.1007mPa*s 求得：Vdm=0.07923mPa*s进料板平均黏度：由tf=64.65，查手册，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，查手册，得到：，A3=0.0907mPa*s B3=0.1172mPa*s求得：VWm=0.1162mPa*s 精馏段液体平均黏度：Vm1=Vdm+VFm2=0.08168mPa*s提馏段液体平均黏度：Vm2=Vwm+VFm2=0.1002mPa*s3.1.6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=VMVM3600VM=0.7436m3/sLs=LMLM3600LM=0.001081m3/s查史密斯关联图，横坐标为：LS1vs1lm1vm1=0.02559 取板间距，板上液层高度hL=0.06m则： HT-hL=0.34m查图得：C=C20lm200.2=0.08611umax=CL-VV=1.5131m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：u=0.7umax=1.0592m/sD=(4Vu)=0.9454按标准塔径圆整后为：D=1.0m 截塔面积为：AT=4D2=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=SMVM23600VM2=0.7436m/sLs2=LMLM23600LM2=0.002601m3/s查史密斯关联图，横坐标为： LS2vs2lm2vm2=0.08114取板间距，板上液层高度hL=0.06m则： HT-hL=0.34m查图得：C20=0.072C=C20lm2200.2=0.08915umax=CL-VV=2.0661m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为：u=0.6umax=1.2396m/sD=(4Vu)=0.8739按标准塔径圆整后为： D=1.0m截塔面积为：AT=4D2=0.7854m2实际空塔气速： ：u=VSAT=0.9468m/s3.1.6.2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=10m3.2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： 堰长取lw=1.00.60=0.6m 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=AT0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m验算液体在降液管中停留时间,即：=AfHT/LS1=15.11225s故降液管设计合理。 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6mmhOW60mm，故可采用平直堰。 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-hOWhW25mm。故降液管底隙高度设计合理3.2.1.2提馏段堰长取lw=1.00.60=0.6m 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=AT0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m验算液体在降液管中停留时间,即：=AfHT/LS1=6.28075s故降液管设计合理。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6mmhOW60mm，故可采用平直堰。溢流堰高度hw取板上清液层高度hl=60mm，故hw=hl-how=42.26mm因为0.05-hOWhW25mm。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=(912)kg12s-1m-12取F0=10，由阀孔直径d=0.039m，F0=u0V，得u0=F0V=102.6212=6.1766m/sN=VS4d02u0=100.7792101个（2）塔板布置塔板分块因为塔径D=1000mm900mm，故采用分块式。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=APNt开孔区面积AP计算：AP=2(xR2-x2+1800R2arcsinxR)x=D2-Wd+Ws=0.325mR=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=VS4d02N=7.1549m/s，F0=u0V=11.5838kg12s-1m-12，符合FO=(912)kg12s-1m-12塔板开孔率=N(doD)2100%=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=u0V，得u0=F0V=101.7026=7.6638m/sN=VS4d02u0=81.222582个（2）塔板布置塔板分块因为塔径D=1000mm900mm，故采用分块式。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=APNt开孔区面积AP计算：AP=2(xR2-x2+1800R2arcsinxR)x=D2-Wd+Ws=0.325mR=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=VS4d02N=8.7672m/s，F0=u0V=11.4398kg12s-1m-12，符合FO=(912)kg12s-1m-12塔板开孔率=N(doD)2100%=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+h3.3.1.1精馏段（1）干板阻力计算 uoc=1.82573.1v=6.1945m/s因为u0u0c，所以阀全开前，hc=5.37vu022Lg=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0=0.5， hl=0hL=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=hplg=563.8739pau0c，所以阀全开前，hc=5.37vu022Lg=0.03615m（2）板上充气液层阻力计算 hl=0hL=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=hplg=594.5192pa700pa（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+h3.3.2.1精馏段液体通过塔板的压降所相当的液拄高度hp=0.07079m，hL=0.06mhd=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HdHT+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=0.06mhd=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，符合设计要求3.3.3雾沫夹带泛点率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%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-2AfCF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=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%=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=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%=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m=0.0399058N/m，HT=0.400m，hf=0.0602.5=0.150m，u=1.0592m/s得ev=0.014500.1，故液沫夹带量在允许范围内。3.3.4.2提馏段已知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=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，可知雾沫夹带线是直线。3.4.1.2液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管提留时间的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.003267m3/s3.4.1.3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）min3600LW)23=0.006取E=1，则（LS）min=0.0005118m3/s3.4.1.4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=0.3394m3/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=5.34vu02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)hw+2.841000Elslw23其中u0=VS4d02N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/sVmin =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=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK=0.8即VS1.7026916.151-1.7026+1.360.8LS0.105010.7037=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=5s作为液体在降液管提留时间的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.003267m3/s3.4.2.3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）min3600LW)23=0.006 取E=1，则（LS）min=0.0005118m3/s3.4.2.4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=0.3387m3/s此即为与液体流量无关的水平漏液线3.4.2.5液泛线HT+hw=hp+hl+hd=5.34vu02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)hw+2.841000Elslw23其中u0=VS4d02N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/sVmin =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，=875.289kg/m3进料由高位槽输入塔中，适宜流速为0.40.8m/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=4Fu=0.07303m查标准系列取80mm3.5mm，校核：D=80-23.5， u=4FD2=0.6005m/s，流速相近，设备适用。3.5.1.2回流管L=LSM3600=1.2218kg/s，=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=4Lu=0.06447m查标准系列取73mm3.5mm，校核：D=73-23.5， u=4LD2=0.4770m/s，流速相近，设备适用。3.5.1.3塔釜出料管W=WM3600=2.0322kg/s，=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=4Wu=0.05813m查标准系列取65mm3.5mm，校核：D=65-23.5， u=4WD2=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=4VSu=0.2293m，查表取240mm6mm，校核：D=240-26， u=4VSD2=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=VOM3600=0.4215m3/s则d=4Vu=0.1599m，查表取170mm6mm，校核：D=170-26， u=4VD2=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IVD-ILD=xDHV丙+1-xDHV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56.5523508.1水1002260.4647.3HV2=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=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 QC=R+1D(IVD-ILD)=133.0471*638.1079*55.608=4.721106kJ/h由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数K=2000kJ/m2h,则传热面积：A=QCktm=118.2023m2 3.6.2原料预热器原料预热温度：20C64.98C（泡点温度）采用130C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=18.1321m23.6.3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/molWM=WMLW=2.0322kg/s同理有FM=325.874524.30123600=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=85.64tm=98.92-85.64-(60-25)ln98.92-85.6460-25=22.4128取K=4000kJ/m2hA=QKtm=3.705m23.6.4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