【正文】 式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，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=塔截面積 實(shí)際空塔氣速 精餾段： 提餾段：精餾段安全系數(shù)：，合適。故?。桨磘＝75mm＝60mm等腰三角形叉排方式作圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)精餾段排得閥數(shù)為151個(gè)提餾段排得閥數(shù)為151個(gè)按N＝180個(gè)重新核算及閥孔動(dòng)能因數(shù)精餾段＝提餾段精餾段=提餾段＝閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，還在912范圍內(nèi)。（5）淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，（+），可以按公式①與氣體通過(guò)塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度：精餾段 ＝提餾段 ＝②液體通過(guò)降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故可以按公式＝精餾段＝＝提餾段＝＝③板上液層高度：＝故 精餾段 ＝++＝ 提餾段 ＝++＝取＝ 又選定了＝精餾段＝ 精餾段＝，則精餾段 （+）＝（+）＝提餾段（+）＝（+）＝可見(jiàn)（+）,符合防止淹塔的要求。在圖液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無(wú)關(guān)的豎線（3）（4） 漏液線 對(duì)于型重閥，依＝＝5計(jì)算，則＝又知道 則 以＝5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 ＝＝提餾段 ＝＝作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線（4）(5) 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度＝，依公式＝取E＝1，則精餾段 ＝ 提餾段 ＝分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。圖13 全塔能量衡算圖 ①冷凝器 熱量衡算可知： 冷卻水用量：設(shè)換熱器采用逆流的方式，℃，水的出口溫度為35℃，另外已知該溫度下苯的平均比熱容為1900J/（kg. ℃）由管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K＝800W/(m2.℃)所以對(duì)數(shù)平均溫度差 換熱面積為： 因水和苯兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過(guò)程，因水的對(duì)流傳熱系數(shù)一般較大，且易結(jié)垢，故選擇冷卻水走換熱器管程，苯走殼程。②再沸器 再沸器采用間接蒸汽加熱，（表壓）查得溫度T=℃全塔熱量衡算得到再沸器的熱負(fù)荷：前面計(jì)算得QB= 106kJ/h，加熱蒸氣的消耗量可按下式計(jì)算，即 ℃，℃，℃，℃的液體；由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K＝600W/(m2.℃)△tm==℃換熱面積： 查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)得： 應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。 其中，塔體是塔設(shè)備的外殼，由等直徑、等壁厚的鋼制圓筒及橢圓封頭的頂蓋構(gòu)成。（2）塔體總高度計(jì)算 ①板間距HT 板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。反之，所需的塔徑就要增大。表13 塔間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m～～～～～板間距HT/m200～300300～350350～450450～600500～800本設(shè)計(jì)取HT＝450mm。本設(shè)計(jì)取H’T＝600mm ③人孔數(shù)目S人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。本設(shè)計(jì)取HF＝800mm。對(duì)于易結(jié)焦物料，塔底停留時(shí)間則應(yīng)按工藝要求而定，HB值可按儲(chǔ)量和塔徑計(jì)算。T——開(kāi)有人孔的塔板間距，mm。S——人孔數(shù)目（不包括塔底和塔底人孔）。如圖 圖14 封頭則=則封頭的設(shè)計(jì)厚度 封頭的名義厚度 15mm 則封頭的有效厚度 以內(nèi)徑為公稱直徑，選用封頭為 47462002 根據(jù)參考文獻(xiàn)選取可知曲邊高度為=350mm，直邊高度選取=40mm。由于塔徑較大，所以座圈與塔體間采取對(duì)接焊縫，裙座材料選為Q235B。 表16設(shè)計(jì)結(jié)果匯總項(xiàng)目數(shù)值及說(shuō)明備注塔徑D/m板間距HT塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板實(shí)際空塔氣速Uk/（m/s)精餾段提餾段堰長(zhǎng)lw/m堰高h(yuǎn)w/m精餾段提餾段板上液層高度hL/m降液管底隙高度h0/m精餾段提餾段浮閥數(shù)N/個(gè)精餾段151提餾段151閥孔氣速U0/（m/s）精餾段提餾段閥孔動(dòng)能因數(shù)F0精餾段提餾段臨界閥孔氣速U0/（m/s）精餾段提餾段孔心距t/m指同一橫排的孔心距排間距t/m指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降/pa精餾段552提餾段液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間/s精餾段提餾段降液管內(nèi)清液層高度Hd/m精餾段提餾段泛點(diǎn)率/％精餾段提餾段氣相負(fù)荷上限（Vs）max/（m3/s）精餾段霧沫夾帶控制提餾段液相負(fù)荷上限控制氣相負(fù)荷上限（Vs）min/（m3/s）精餾段漏液控制提餾段漏液控制操作彈性精餾段提餾段操作介質(zhì)苯和甲苯回流比后記通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)使我充分理解到化工原理課程的重要性和實(shí)用性，更特別是對(duì)精餾原理及其操作各方面的了解和設(shè)計(jì)，對(duì)實(shí)際單元操作設(shè)計(jì)中所涉及的個(gè)方面要注意問(wèn)題都有所了解。 如精餾塔的加料方式用高位槽就比用加料泵直接加料較易平穩(wěn)操作。另外，所以多查閱一些參考資料以充實(shí)方案的論證材料或增加使用計(jì)算機(jī)設(shè)計(jì)的內(nèi)容。 在這里我對(duì)本次設(shè)計(jì)所幫助我的老師和同學(xué)表示真摯的感激。為了搞好本次設(shè)計(jì)的內(nèi)容，務(wù)必做到事實(shí)求是、事必躬親、作風(fēng)嚴(yán)謹(jǐn)、滴水不漏。在設(shè)計(jì)過(guò)程中指導(dǎo)教師原則上不負(fù)責(zé)審核運(yùn)算數(shù)字的正確性，因此從設(shè)計(jì)一開(kāi)始就必須以嚴(yán)肅認(rèn)真的態(tài)度對(duì)待設(shè)計(jì)工作，要訓(xùn)練自己獨(dú)立分析、判斷結(jié)果正確性的能力。在考慮精餾塔附屬的換熱設(shè)備的配置中，必須注意到精餾過(guò)程一方面要供給熱量，一方面又要用大量的冷卻水進(jìn)行冷卻，故從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)存在著如何合理利用熱能的問(wèn)題，為此可以用定性或定量的方法論述塔底釜液與塔頂蒸汽熱能利用的可能性（可以從傳熱溫差的大小以及回收熱量的多少進(jìn)行可行性比較），考慮它們能否用于預(yù)熱料液或有別的用處。2. 精餾塔附屬的換熱設(shè)備在老師和同學(xué)的幫助下，及時(shí)的按要求完成了設(shè)計(jì)任務(wù)，通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，使我獲得了很多重要的知識(shí)，同時(shí)也提高了自己的實(shí)際動(dòng)手和知識(shí)的靈活運(yùn)用能力。開(kāi)孔中心高900mm，直徑為450mm。裙座較其他的支座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支撐形式。其各種設(shè)計(jì)參數(shù)如下：①設(shè)計(jì)壓力該精餾塔在常壓下操作，②設(shè)計(jì)溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過(guò)150℃,因此設(shè)計(jì)溫度定為150℃。HB——塔底空間高度，mm。 HT——塔板間距，mm?！?，塔徑大時(shí)可適當(dāng)增大。本設(shè)計(jì)每隔9塊板設(shè)計(jì)一個(gè)人孔，故取人孔數(shù)目為4（不包括塔底和塔底人孔）。②開(kāi)人孔處板間距H’T凡是人孔處板間距H’T應(yīng)等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~550mm。因此HT應(yīng)適當(dāng)選擇。