【正文】 板間距HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。接管用以連接工藝管線，使之與相關(guān)設(shè)備連成封閉的系統(tǒng)。且列管尺寸為25=mm，管心距為32mm，管子總根數(shù)為698，中心排管數(shù)為30，列管長度為9000mm。即其公稱直徑為1000mm、 的固定板式換熱器。提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限是由液相負(fù)荷上限控制，操作下限由漏液控制。7. 塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線，按公式泛點(diǎn)率＝按泛點(diǎn)率為80％計(jì)算如下精餾段 +＝提餾段 +＝由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)可作出霧沫夾帶線（1）相應(yīng)的和值表9 霧沫夾帶線取點(diǎn)精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）（2） 液泛線 由公式（+）＝＝忽略，得（+）＝++（1+）[]由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且＝將上式化簡為精餾段 ＝提餾段 ＝相應(yīng)的和值表10 液泛線取點(diǎn)精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線（2）（3） 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時(shí)間不低于35s。（4）塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降，可以公式 ①干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因?yàn)榫s段和提餾段的,故＝精餾段＝＝＝提餾段＝＝＝②板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取為充氣系?shù)＝，所以＝＝＝③液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計(jì)。各項(xiàng)計(jì)算如下①溢流堰長 ，即 ＝＝②出口堰高 采用平直堰，堰上液層高度可由下式算出 近似取E=1，則 ③弓形降液管和面積用弓形降液管的寬度與面積圖[2]求取和，因?yàn)?D＝由圖查得/＝ /D＝所以＝＝＝＝液體在降液管中的停留時(shí)間＝＝＝＝＝＝停留時(shí)間5s，故降液管可以使用④降液管底隙高度＝ ?。剑剑剑?）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動能因子＝10 ，則孔速為＝＝＝＝=＝求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即＝＝ 取177個(gè)＝= 取178個(gè)取邊緣寬度＝，破沫區(qū)寬度為＝，計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 ＝2[x]R=D/2=X=D/2(+)=(+)= =浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。S＝＝+＝=+= mpa=+= mpa則精餾段平均液相黏度＝（+）/2＝ mpa提餾段平均液相黏度 ＝（+）/2＝ mpa 表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值及說明備注操作壓力/kpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段116操作溫度/C塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體密度/(kg/m3）塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段氣體密度/(kg/m3)精餾段提餾段液體表面張力/(dyn/cm)塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體黏度/mpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段5. 氣液負(fù)荷計(jì)算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(+1)=由于是泡點(diǎn)進(jìn)料 所以q＝1 ，V＝L=RD===L+F=+= 轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量V＝＝＝＝L＝＝ kg/h＝＝ kg/h轉(zhuǎn)化為體積流量V＝（3600）＝＝（3600）＝L＝ /（3600）＝＝（3600）＝表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目kg/hm3/hm3/sVLV39。StF=℃ μA= 依下式 1/＝/+/（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂 1/＝+＝進(jìn)料板，有加料板液相組成＝由tF=℃ pA=795kg/m179。y′= 用圖解法作圖求得理論塔板數(shù)，由上圖可知，在精餾段一共有8塊塔板，進(jìn)料板在第8圖7理論塔板數(shù)塊板，提餾段有9塊塔板（不包括再沸器）（6） 全塔效率ET根據(jù)奧康奈爾方法： ET＝[2]根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的t－x－y圖，求得塔的平均溫度為（+）/2=℃該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為： ＝+（） ＝+（）＝選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在這里采用全凝器，可以準(zhǔn)確的控制回流比。流程簡圖：圖1精餾操作流程 原料液走向圖:圖2精餾工藝流程圖 全凝器內(nèi)物流的走向:圖3全凝器內(nèi)物流流程圖 再沸器內(nèi)物流的走向:圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。因此，在設(shè)計(jì)過程中根據(jù)不同回流比大小來確定全塔組成分布和溫度分布，畫出以塔板序號為縱坐標(biāo)、溫度變化為橫坐標(biāo)的溫度分布曲線，得到溫度變化最明顯的位置，即為靈敏板位置。因此，有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。同樣，也可設(shè)置中間冷凝器，由于塔中蒸氣溫度高于塔頂，所以可回收能位比塔頂更高的熱能。另外，也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。有時(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。表格表1 物料衡算結(jié)果表2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算結(jié)果表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算結(jié)果表8 物性系數(shù)K表9 霧沫夾帶線取點(diǎn)表10 液泛線取點(diǎn)表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷表12 塔各接管及材料表13 塔間距與塔徑的關(guān)系表 14 塔體計(jì)算結(jié)果表15 筒體的設(shè)計(jì)參數(shù)表16設(shè)計(jì)結(jié)果匯總附表1——常壓下苯－甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表附表2——苯和甲苯的物理性質(zhì)附表3——苯和甲苯的液相密度附表4——液體表面張力附表5——液體黏度附表6——液體汽化熱圖圖1精餾操作流程 圖2精餾工藝流程圖圖3全凝器內(nèi)物流流程圖圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程圖5設(shè)計(jì)思路流程圖圖6苯甲苯的氣液平衡圖圖7理論塔板數(shù)圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)圖10 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖11精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖圖13 全塔能量衡算圖圖14 封頭符號說明英文字母49Aa——塔板上鼓泡區(qū)面積，m2；Ab——板上液流面積，m2；Af——降液管截面積，m2；AT——塔截面積，m2；C——操作條件下的負(fù)荷系數(shù)，無因次；CF——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無因次；C20——當(dāng)液體表面張力為20 mN／