【正文】 —?dú)怏w流量，m3／hVs——?dú)怏w流量，m3／s：Wc——邊緣無(wú)效區(qū)寬度，m；Wd——弓形降液管寬度，m；Ws——破沫區(qū)寬度，m；x——液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；y——?dú)庀嗄柦M成；Z——板式塔的有效高度，m；希臘字母εo——板上液層充氣系數(shù)，無(wú)因次；θ——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間,s；μ——粘度，mPa輔助裝置的設(shè)計(jì)和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。冷卻水進(jìn)口溫度： 25 ℃，出口溫度自定。設(shè)備的年運(yùn)行時(shí)間平均為300天。具體工藝參數(shù)如下：原料處理量：年處理 76000 噸苯甲苯混合液體。原料液中苯含量： %（質(zhì)量）。二、設(shè)計(jì)條件：加熱方式：間接蒸汽加熱，~。塔板形式：浮閥塔板。編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)一份。s；ρl——液體密度，kg/m3ρv——?dú)怏w密度，kg/m3σ——液體的表面張力，mN／m或N／m；φ——計(jì)算液泛時(shí)的系數(shù)，無(wú)因次；下標(biāo)D——餾出液；F——原料液；h——小時(shí)；s——秒；i——組分序號(hào)；L一液體的；m——平均；max——最大的；min——最小的；n——塔板序號(hào)；V——?dú)怏w的。 （加壓、常壓、減壓） 蒸餾操作通?？稍诔骸⒓訅汉蜏p壓下進(jìn)行。當(dāng)物性無(wú)特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。進(jìn)料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料點(diǎn)—液共進(jìn)料、飽和蒸氣進(jìn)料等．但一般多采用泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)進(jìn)料，這樣塔的操作較易控制，精餾段與提餾段的塔徑相同，使塔的設(shè)計(jì)和制造更簡(jiǎn)便。但是直接加熱時(shí)的理論板較間接蒸氣時(shí)稍多，同時(shí)本次分離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。當(dāng)然，采用上述方式節(jié)能或余熱利用時(shí)還需考慮所增加的設(shè)備費(fèi)用，以及可能給操作帶來(lái)的不利影響?；蛘哒f(shuō)，這些塔板的溫度對(duì)外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔板稱之為靈敏板。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷卻后送至貯槽。本設(shè)計(jì)采用浮閥式連續(xù)精餾塔，要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器。塔板工藝計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計(jì)算 圖5設(shè)計(jì)思路流程圖 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：苯——甲苯的混合物原料液處理量76000t/年原料液（含苯）2705%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）進(jìn)料溫度泡點(diǎn)進(jìn)料塔頂產(chǎn)品（含苯）9%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）塔底殘液（含苯）2%（質(zhì)量百分?jǐn)?shù)）操作壓力常壓?jiǎn)伟鍓航?1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù) ======(2)平均摩爾質(zhì)量=78.+()92== 78+()92= kg/kmol＝78+()92＝ kg/kmol(3)物料衡算總物料衡算 D’+W’=76000000/(30024)易揮發(fā)組分物料衡算 ’+’=76000000/(30024)聯(lián)合以上二式得：F’=D’=W’= 表1物料衡算結(jié)果項(xiàng)目含苯摩爾分?jǐn)?shù)平均摩爾質(zhì)量kg/kmol進(jìn)料量/(kg/h)產(chǎn)品溜出液量/(kg/h)產(chǎn)品釜液量/(kg/h)塔頂00進(jìn)料00塔釜00 表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)x0y0（1）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做yx圖圖6苯甲苯的氣液平衡圖（2）求取最小回流比Rmin 因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，在苯和甲苯的y－x圖的對(duì)角線自點(diǎn)e（ ，）做垂線即為進(jìn)料線（q線），該線和平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（ ，），此即最小回流比時(shí)和操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，依最小回流比計(jì)算式：Rmin＝（3） 計(jì)算平均相對(duì)揮發(fā)度表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度/℃859095100105x0y0查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：當(dāng)xD = ℃同理：xF =，℃xW =， ℃所以，tD＝ tF＝ tw＝苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即[3]表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)組分ABC苯甲苯計(jì)算，所得數(shù)據(jù)如下：表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂進(jìn)料塔釜苯甲苯塔頂 aD=進(jìn)料 aF =塔底 aW =全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度為（4） 最佳回流比的確定Nmin＝－1＝實(shí)際回流比的確定： ，這里取R===（5） 精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)求精餾塔的汽液相負(fù)荷qn,L=Rqn,D==qn,V=(R+1)qn,D=(+1）=qn,L′=qn,L+qn,F=+=qn,V′=qn,V=精餾線操作方程。本設(shè)計(jì)總效率設(shè)為ET =50%（7） 實(shí)際塔板數(shù)精餾段 N精＝8/＝16 取16塊提餾段 N提＝9/＝18 取18塊4. 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算（1）操作壓力塔頂壓強(qiáng)PD＝，取每一層塔板的壓強(qiáng)降為，則進(jìn)料壓強(qiáng)PF＝+16＝塔釜壓強(qiáng)PW＝+26＝精餾段的平均操作壓強(qiáng)：Pm＝（+）/2＝提餾段的平均操作壓強(qiáng)：Pm＝（+）/2＝116kpa（2）溫度tm由前面計(jì)算可知：tD＝ tF＝ tw＝精餾段的平均溫度 tm精== ℃提餾段的平均溫度 tm提=℃（3）平均摩爾質(zhì)量Mm塔頂 ＝y(tǒng)1＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）92＝ kg/kmol進(jìn)料板 ＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）2＝塔釜 ＝ ＝ ＝78+（）92＝ ＝78+（）92＝則精餾段的平均摩爾質(zhì)量：＝（+）/2＝＝（+）/2＝提餾段的平均摩爾質(zhì)量＝（+）/2＝＝（+）/2＝（4）平均密度①液體密度由tD=℃ pA=815kg/m179。1/＝+（）/792 ＝ kg/由tW=℃ pA=783kg/ pB=781kg/塔釜 1/＝+（）/781 ＝故精餾段平均液相密度：＝（+）/2＝ kg/ 提餾段平均液相密度：＝（+）/2＝ kg/②氣相密度＝＝＝ kg/＝＝＝（5） 液相表面張力＝＝+＝=+= mN/m=+= mN/m則精餾段平均表面張力為：＝（+）/2＝ mN/m＝（+）/2＝ mN/m（6）液體黏度tD=℃ μA=STw=℃μA=6. 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算（1）塔徑D精餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù) 式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出， 圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)的數(shù)值取塔板間距HT =，上層液層高度hL =，則圖中參數(shù)值 由以上數(shù)據(jù)，查圖6－1得C20=，由公式校正得：則 ，空塔氣速u===塔徑 所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=提餾段的塔徑：空塔氣速 依據(jù)