【正文】 【6】任曉光主編。《化工過程開發(fā)設計》。任務中，我使用了Word、Exel、Aspend plus和Matlab等工具協助進行復雜的計算與圖形的繪制。min附圖浮閥塔板圖、裝配圖及流程圖均另附。 ，氣液負荷下限操作彈性：第二章 塔附屬設備選型及計算 塔頂回流冷凝器塔頂溫度tD=℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ 則由tD=℃ 查表4得又氣體流量塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數K=600W/m2k，則傳熱面積冷凝水流量 再沸器（蒸餾釜）塔底溫度tw=℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=120℃則 由tw=℃ 查表4得又氣體流量 密度則取傳熱系數K=600W/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質量流量 進料管管徑本設計采用直管進料管，管徑的計算公式 取管內流速 則 根據工藝標準，將其圓整到 回流管管徑回流量又 則液體流量 取管內流速 則回流管直徑 根據工藝標準，將其圓整到 塔頂蒸汽接管管徑塔頂蒸氣密度 則蒸汽體積流量 取管內蒸汽流速 則 根據工藝標準，將其圓整到 塔釜蒸汽進料管徑采用直管取氣速，則 塔底出料管取，直管出料 法蘭由于常壓操作，所有的法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，有不同的公稱直徑選用相應法蘭。④液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停留時間的下限 據此可作出與氣體流量元關的垂直液相負荷上限線。設計供板上限由液泛線控制，下限由漏夜線控制。 ③液相負荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于70%，所以霧沫夾帶量能滿足的要求。 根據《化工原理課（下冊）》泛點負荷系數表查得，,泛點率=%或 泛點率 =%為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在70%以下。（1）通常，用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標，此比值稱為泛點百分數，或稱 泛點率。由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數 。開孔率： 應在為宜。開孔率的計算： 滿足要求。對塔板效率、塔板壓降及生產能力作綜合考慮后，一般希望浮閥在剛剛全開時操作。對垂直弓形降液管的單流型塔板可按下式計算，即：式中：開孔區(qū)面積， ， ，參數計算：開孔區(qū)面積：溢流區(qū)溢流區(qū)面積為降液管面積， （上面已求出）安定區(qū)開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域為安定區(qū)（破沫區(qū)），其作用為使自降液管流出液體在塔板上均布并防止液體夾帶大量泡沫進入降液管。也不宜小于，以免引起堵塞。本設計采用內弓形降液管，其在直徑較小的塔板中均適用。如不能滿足流體力學要求，則還需適當地調整板間距或塔徑，至滿足為止。 實際總板數為31塊（不包括進料板和再沸器）。實際板層數的確定1) 塔板總效率的估計在求出理論塔板數后，要先確定塔板總效率才可求出實際板數。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內，均能保持穩(wěn)定操作。選R=。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。設計方案的選擇 1 設計流程本設計任務為分離苯__甲苯混合物。而新穎的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持努力的方向和追求的目標?；どa原理苯甲苯教學課程設計緒 論化工生產中常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的。浮閥塔盤自20世紀50年代初期開發(fā)以來，由于制造方便及其性能上的優(yōu)點，很多場合已取代了泡罩塔盤。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。蒸餾是物料在塔內的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現分離的。回流比是精餾操作的重要工藝條件。塔頂選用全凝器。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。塔板效率是否定得合理，對所設計的他在建成后能否滿足生產上的要求有重要意義。前面計算時已算出塔頂溫度tD = ℃進料溫度tF = ℃塔釜溫度tW = ℃所以℃℃ 操作壓強