【正文】 板間距HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關系。接管用以連接工藝管線，使之與相關設備連成封閉的系統(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荷上限是由液相負荷上限控制，操作下限由漏液控制。7. 塔板負荷性能圖（1）霧沫夾帶線，按公式泛點率＝按泛點率為80％計算如下精餾段 +＝提餾段 +＝由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個可作出霧沫夾帶線（1）相應的和值表9 霧沫夾帶線取點精餾段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，塔板結構尺寸一定，而且＝將上式化簡為精餾段 ＝提餾段 ＝相應的和值表10 液泛線取點精餾段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） 液相負荷上限線 液體的最大流量應保證在降液管中停留的時間不低于35s。（4）塔板流體力學驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強降，可以公式 ①干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因為精餾段和提餾段的,故＝精餾段＝＝＝提餾段＝＝＝②板上充氣液層阻力本設備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳氫化合物，可取為充氣系數(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。各項計算如下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，因為/D＝由圖查得/＝ /D＝所以＝＝＝＝液體在降液管中的停留時間＝＝＝＝＝＝停留時間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＝= 取178個取邊緣寬度＝，破沫區(qū)寬度為＝，計算塔板上的鼓泡區(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)計算結果項目數(shù)值及說明備注操作壓力/kpa塔頂進料塔釜精餾段提餾段116操作溫度/C塔頂進料塔釜精餾段提餾段液體密度/(kg/m3）塔頂進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)塔頂進料塔釜精餾段提餾段液體黏度/mpa塔頂進料塔釜精餾段提餾段5. 氣液負荷計算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(+1)=由于是泡點進料 所以q＝1 ，V＝L=RD===L+F=+= 轉換為質量流量V＝＝＝＝L＝＝ kg/h＝＝ kg/h轉化為體積流量V＝（3600）＝＝（3600）＝L＝ /（3600）＝＝（3600）＝表7 精餾段和提餾段氣液負荷計算結果項目kg/hm3/hm3/sVLV39。StF=℃ μA= 依下式 1/＝/+/（a為質量分數(shù)）塔頂 1/＝+＝進料板，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=℃該溫度下進料液相平均黏度為： ＝+（） ＝+（）＝選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在這里采用全凝器，可以準確的控制回流比。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 全凝器內物流的走向:圖3全凝器內物流流程圖 再沸器內物流的走向:圖4再沸器內加熱蒸汽走殼程、物料走管程 在本次設計中，我們進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)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。因此，在設計過程中根據(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、溫度變化為橫坐標的溫度分布曲線，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示塔內組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。同樣，也可設置中間冷凝器，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。有時應用加壓蒸餾的原因，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，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。表格表1 物料衡算結果表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)計算結果表7 精餾段和提餾段氣液負荷計算結果表8 物性系數(shù)K表9 霧沫夾帶線取點表10 液泛線取點表11 冷凝器和再沸器的熱負荷表12 塔各接管及材料表13 塔間距與塔徑的關系表 14 塔體計算結果表15 筒體的設計參數(shù)表16設計結果匯總附表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全凝器內物流流程圖圖4再沸器內加熱蒸汽走殼程、物料走管程圖5設計思路流程圖圖6苯甲苯的氣液平衡圖圖7理論塔板數(shù)圖8 史密斯關聯(lián)圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)圖10 泛點負荷系數(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——操作條件下的負荷系數(shù)，無因次；CF——泛點負荷系數(shù)，無因次；C20——當液體表面張力為20 mN／