【正文】 , 柴誠敬,姚玉英. 《化工原理》下冊，天津:天津大學出版社，2003。在此，特別感謝馮暉老師和化工九班的同學們。這樣的設計讓我從中獲得了一些自信，覺得專業(yè)還是學了不少東西的，至少學會了一種研究的方法，將來工作中或學習遇到了什么困難或從未接觸過的領域，我也不再會感到畏懼。為塔底空間高度。因為 =由式得：則Ht=5+(2623)+3++=F=230kmol/h = m3/h=，= m 。則kg/m3進料體積流量取適宜的輸送速度，故經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ733 mm實際管內流速： Mw=，釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ763 mm實際管內流速： L=，ML=，ρL=回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ1214 mm實際管內流速： 設蒸汽流速為15m/s, 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格： φ4809 mm實際管內流速： 設蒸汽流速為10m/s, 經圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ4509 mm實際管內流速： 深井水溫度為25℃，水的物性數(shù)據(jù)：ρ=, ，深井水的質量流率，取流速為2m/s管徑經圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格：φ1278 mm實際流速為 泵的計算與選型提餾段塔高由下式計算確定:式中：HD為裙座高度取5m。3. 強制循環(huán)再沸器如圖（f）所示。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內的垂直擋板，作為塔底產物被引出。 塔體主要工藝尺寸匯總浮閥塔主要設計參數(shù)工藝參數(shù)參數(shù)名稱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lW，m堰高hW，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開孔區(qū)面積Aa，m2閥孔直徑d0，m篩孔數(shù)目n，個247365孔中心距t，m開孔率，％空塔氣速，m/s閥孔氣速，m/s每層塔板壓降ΔP，Pa液相負荷上限，m3/s液相負荷下限，m3/s泛點率，%負荷上限，m3/s負荷下限，m3/s操作彈性第6章 輔助設備的設計 塔頂全凝器的計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(設計允許值) 為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。① 堰長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== 驗算液體在降液管中停留時間： =s5s 故降液管設計合適④ 降液管底隙高度h0 取= 又hWh0== 故降液管底隙高度設計合理,選用凹形受液盤，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， ，對于浮閥塔△≈0 Hd= hw+how+hd+hp+△=+++= ψ（HT+hW）=(+)= m液柱 ，故本設計中不會出現(xiàn)液泛 綜合考慮生產能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當D，WS為60到70 mm 當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。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。5）結構簡單可靠，材料耗用量少，制造安裝容易，以達到降低設備投資的要求。在塔設備中能進行的單元操作有：精餾，吸收，解吸，氣體的增濕及冷卻等。 5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。 2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。由于此次設計時間緊張，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，傳熱效率，氣液有充分的接觸空間，接觸時間和接觸面積。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，但其結構較復雜，阻力降較大。確定操作壓力時主要是根據(jù)處理物料的性質，技術上的可行性和經濟上的合理性來考慮的。 物料的進料狀態(tài)本次分離任務的進料狀態(tài)為冷液進料，進料溫度℃，進料濃度，進料流量F=230kmol/h，此進料方式無需預熱器加熱可減少設備費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t/℃苯摩爾分數(shù)/%α氣相液相00011 q值的確定的查數(shù)據(jù)手冊可知，℃時，苯的氣化潛熱為r1=，甲苯的氣化潛熱為r2=。 平衡關系：X=Y/（） 提餾段操作方程：Y= 操作線上的點 平衡線上的點（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) 實際板數(shù)的確定 全塔效率ET的計算℃ 截塔面積為： m2 實際空塔氣速為： m/s精餾段有效高度為：Z精=（N精 1）HT=(171)=8m，且流量為Lh=3600Ls=3600=,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。ρL 因Af= HT= 則 4. 液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。由于精餾段塔徑D=，故取WC=54 mm。 由實踐經驗可知，液體在降液管內停留的時間不應小于35s液體在降液管中停留時間 =s5s 故降液管設計合適 提餾段負荷性能圖及操作彈性計算由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af==則