【正文】 , 柴誠(chéng)敬,姚玉英. 《化工原理》下冊(cè)，天津:天津大學(xué)出版社，2003。在此，特別感謝馮暉老師和化工九班的同學(xué)們。這樣的設(shè)計(jì)讓我從中獲得了一些自信，覺(jué)得專(zhuān)業(yè)還是學(xué)了不少東西的，至少學(xué)會(huì)了一種研究的方法，將來(lái)工作中或?qū)W習(xí)遇到了什么困難或從未接觸過(guò)的領(lǐng)域，我也不再會(huì)感到畏懼。為塔底空間高度。因?yàn)?=由式得：則Ht=5+(2623)+3++=F=230kmol/h = m3/h=，= m 。則kg/m3進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：φ733 mm實(shí)際管內(nèi)流速： Mw=，釜?dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度，則經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：φ763 mm實(shí)際管內(nèi)流速： L=，ML=，ρL=回流液體積流量利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：φ1214 mm實(shí)際管內(nèi)流速： 設(shè)蒸汽流速為15m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格： φ4809 mm實(shí)際管內(nèi)流速： 設(shè)蒸汽流速為10m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：φ4509 mm實(shí)際管內(nèi)流速： 深井水溫度為25℃，水的物性數(shù)據(jù)：ρ=, ，深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管,規(guī)格：φ1278 mm實(shí)際流速為 泵的計(jì)算與選型提餾段塔高由下式計(jì)算確定:式中：HD為裙座高度取5m。3. 強(qiáng)制循環(huán)再沸器如圖（f）所示。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過(guò)再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。 塔體主要工藝尺寸匯總浮閥塔主要設(shè)計(jì)參數(shù)工藝參數(shù)參數(shù)名稱(chēng)精餾段提餾段平均溫度tm ,℃平均壓力Pm ,Kpa 氣相流量Vs, m3/s液相流量Ls，m3/s實(shí)際塔板數(shù)1726有效段高度Z,m8塔徑D，m板間距HT ,m溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰長(zhǎng)lW，m堰高h(yuǎn)W，m板上液層高度hL，mm堰上液層高度hOW，m降液管底隙高度h0，m安定區(qū)寬度WS，m邊緣區(qū)寬度WC，m開(kāi)孔區(qū)面積Aa，m2閥孔直徑d0，m篩孔數(shù)目n，個(gè)247365孔中心距t，m開(kāi)孔率，％空塔氣速，m/s閥孔氣速，m/s每層塔板壓降ΔP，Pa液相負(fù)荷上限，m3/s液相負(fù)荷下限，m3/s泛點(diǎn)率，%負(fù)荷上限，m3/s負(fù)荷下限，m3/s操作彈性第6章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 塔頂全凝器的計(jì)算與選型苯甲苯走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式①苯甲苯冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=℃冷凝蒸汽量：,所以可以忽略甲苯的冷凝熱,r=。g== 640pa(設(shè)計(jì)允許值) 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應(yīng)大于管內(nèi)泡沫層高度。① 堰長(zhǎng)lW===② 溢流堰高度hW=hLhOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW 近似取E=1 則：m 取板上清液層高度hL=95mm 故： hW=hLhOW==③ 弓形降液管寬度Wd 和截面積Af 由lW/D= 查圖得 Af/AT=, Wd/D= 故 Af=AT== Wd=D== 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間： =s5s 故降液管設(shè)計(jì)合適④ 降液管底隙高度h0 取= 又hWh0== 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理,選用凹形受液盤(pán)，深度h39。 即：Hd≤ψ（HT+hW） 又 Hd=hw+how+hd+hp+△ 式中： 苯甲苯屬于一般物系， ，對(duì)于浮閥塔△≈0 Hd= hw+how+hd+hp+△=+++= ψ（HT+hW）=(+)= m液柱 ，故本設(shè)計(jì)中不會(huì)出現(xiàn)液泛 綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應(yīng)使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點(diǎn)百分率F1的數(shù)值。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當(dāng)D，WS為60到70 mm 當(dāng)D，WS為80到110 mm由于精餾段塔徑D=，故取WS=75 mm。μL苯+ x甲苯K)。第3章 精餾工藝流程圖精餾工藝流程圖如下圖所示 :第四章 理論板數(shù)的確定 物料衡算根據(jù)工藝的操作條件可知:料液流量 F=230Kmol/h。對(duì)于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常用減壓蒸餾。，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以達(dá)到降低設(shè)備投資的要求。在塔設(shè)備中能進(jìn)行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕及冷卻等。 5．塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類(lèi)。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。由于此次設(shè)計(jì)時(shí)間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。2）高的傳質(zhì)，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時(shí)間和接觸面積。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點(diǎn)，但其結(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮的。 物料的進(jìn)料狀態(tài)本次分離任務(wù)的進(jìn)料狀態(tài)為冷液進(jìn)料，進(jìn)料溫度℃，進(jìn)料濃度，進(jìn)料流量F=230kmol/h，此進(jìn)料方式無(wú)需預(yù)熱器加熱可減少設(shè)備費(fèi)用且此中加熱方式下q值大于1。表1—6 苯—甲苯系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/℃苯摩爾分?jǐn)?shù)/%α氣相液相00011 q值的確定的查數(shù)據(jù)手冊(cè)可知，℃時(shí)，苯的氣化潛熱為r1=，甲苯的氣化潛熱為r2=。 平衡關(guān)系：X=Y/（） 提餾段操作方程：Y= 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn)（X10=, Y11=） （X11=, Y11=）（X11=, Y12=） （X12=, Y12=）（X12=, Y13=） （X13=, Y13=）（X13=, Y14=） （X14=, Y14=）（X14=, Y15=） （X13=, Y15=）（X15=, Y16=） （X16=, Y16=）（X16=, Y17=） （X17=, Y17=）（X17=, Y18=） （X18=, Y18=）（X18=, Y19=） （X19=, Y19=）（X19=, Y20=） （X20=, Y20=）（X20=, Y21=） （X21=, Y21=）（X21=, Y22=） （X22=, Y22=）（X22=, Y23=） （X23=, Y23=）（X23=, Y24=） （X24=, Y24=）X24 X w 故總理論板數(shù)不足24塊 總的理論板數(shù) 實(shí)際板數(shù)的確定 全塔效率ET的計(jì)算℃ 截塔面積為： m2 實(shí)際空塔氣速為： m/s精餾段有效高度為：Z精=（N精 1）HT=(171)=8m，且流量為L(zhǎng)h=3600Ls=3600=,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。ρL 因Af= HT= 則 4. 液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時(shí)，對(duì)應(yīng)的液相流量為最小。由于精餾段塔徑D=，故取WC=54 mm。 由實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)可知，液體在降液管內(nèi)停留的時(shí)間不應(yīng)小于35s液體在降液管中停留時(shí)間 =s5s 故降液管設(shè)計(jì)合適 提餾段負(fù)荷性能圖及操作彈性計(jì)算由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af==則