【正文】 間的最低限。筒體的設(shè)計(jì)塔設(shè)備的筒體主要為圓柱形，主要尺寸是直徑、高度和壁厚，卷焊而成的筒體的公稱直徑指筒體的內(nèi)徑。（5）筒體的材料及厚度筒體材料為Q235鋼板；，小于3MPa，塔徑為1600mm，由化工原理課程設(shè)計(jì)表31，可查得筒體厚度為5mm，考慮到體系的腐蝕性，可取筒體厚度為10mm。（2）基礎(chǔ)環(huán)裙座底部的螺栓座包括基礎(chǔ)環(huán)和壓板，有時(shí)二者之間用筋板加強(qiáng)。由化工裝備課本可查得進(jìn)料管的公稱直徑為80mm，外徑為89mm，厚度為4mm。（1）初選冷凝器①冷凝器冷負(fù)荷冷凝器中只有相變而無溫度變化，冷凝器的冷負(fù)荷為，其中為塔頂體系的汽化潛熱。④總傳熱系數(shù)%1%，可認(rèn)為總傳熱系數(shù)假定合理。由上述計(jì)算，可得管程壓降，即管程壓降符合要求。（3）換熱面積假定傳熱系數(shù)，可得換熱面積為。①直管阻力直管阻力為，由，查化工原理上冊(cè)表69，故管程摩擦因數(shù)為，從而直管阻力。判斷流動(dòng)狀態(tài)：大于10000，故管內(nèi)冷卻水的流動(dòng)狀態(tài)為湍流，粘度，且流體被冷卻，故其中，故②殼層對(duì)流傳熱系數(shù)假設(shè)壁溫為67℃，可得膜溫為，求得定性溫度下，苯甲苯體系的密度為，粘度為，氣化潛熱為，導(dǎo)熱系數(shù)為。五、輔助設(shè)備的選取需要選取的輔助設(shè)備有塔頂冷凝器、冷卻器，塔底再沸器及泵。由前面的工藝計(jì)算已經(jīng)求得回流量為，體積流量為，塔頂回流管為重力自流，可得回流管的管徑為，由化工裝備課本可查得回流管的公稱直徑為133mm，厚度為4mm。設(shè)計(jì)結(jié)果如下人孔位置塔頂714（進(jìn)料）21塔底塔板間距mm100080010008002600裙座的設(shè)計(jì)塔設(shè)備的裙座可分為圓筒形和圓錐形兩種，當(dāng)塔的高徑比大于30時(shí)，風(fēng)力穩(wěn)定性差，應(yīng)采用圓錐形裙座，其余情況一般采用圓筒形裙座。一般取，本塔取下限，即。全塔負(fù)荷性能圖的各個(gè)指標(biāo)如下圖。塔頂?shù)诙K板的負(fù)荷性能圖（1）過量霧沫夾帶線令，可推得，取不同的，可得相對(duì)應(yīng)的，結(jié)果如表4。從而。對(duì)于平口堰 其中，為液相體積流率，；E為液流收縮系數(shù)。對(duì)F1重閥，其泄露點(diǎn)的閥孔動(dòng)能因數(shù)可通過下式計(jì)算：其中，代入數(shù)據(jù)，可得，不會(huì)發(fā)生泄露。泛點(diǎn)率是一種統(tǒng)計(jì)的關(guān)聯(lián)值，它的意義是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比，以百分率表示。塔底最后一塊板的實(shí)際板數(shù)為218，實(shí)際閥孔總面積，實(shí)際開孔率為，實(shí)際閥孔氣速，實(shí)際閥孔動(dòng)能因數(shù)。b、由適宜閥孔氣速求得開孔率塔頂?shù)诙K板的臨界閥孔氣速為，即，則閥孔總面積為，開孔率為。③塔板布置a、區(qū)域的劃分破沫區(qū)、液體分布區(qū)及邊緣區(qū)的尺寸與塔頂?shù)谝粔K塔板的選取相同。代入，得塔板有效面積取等腰三角形的底邊長(zhǎng)，則可得排間距（等腰三角形的高）為可進(jìn)一步求得與液流垂直方向的浮閥排數(shù)由上述數(shù)據(jù)，可在方格紙上繪制塔板布置草圖，從而確定塔板上的實(shí)際閥孔總數(shù)。對(duì)于F1重閥，臨界閥孔氣速為同樣以塔頂?shù)谝粔K板為例，可得臨界閥孔氣速為，則閥孔總面積為，進(jìn)一步可得開孔率為。（3）開孔率浮閥塔板的開孔率Φ是指閥孔總面積與塔板總面積之比，即：開孔率是浮閥塔板的一項(xiàng)重要參數(shù)：開孔率過大，則容易產(chǎn)生漏液；過小則壓降過高，且不利于兩相均勻接觸。浮閥塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定（1）浮閥形式的選擇浮閥的形式很多，可分為圓盤形及條形兩種，其中前者的使用叫廣泛，本塔選用圓盤形浮閥中的F1型浮閥。（3）降液管面積及寬度對(duì)于弓形降液管，由前面選取的，查化工原理課程設(shè)計(jì)附錄七弓形函數(shù)表，可得，可分別求得降液管寬度，降液管面積?？傻盟絙、提餾段代入數(shù)據(jù)，得最大允許氣速與精餾段相同，取，得適宜的流通截面上的氣速取，可得塔徑綜上，兩種方法分別對(duì)精餾段和提餾段計(jì)算，得到4個(gè)不同的塔徑，應(yīng)取其中較大者，進(jìn)行圓整，即，此時(shí)，塔內(nèi)的氣速為三、塔板設(shè)計(jì)溢流裝置的設(shè)計(jì)計(jì)算溢流裝置包括降液管、溢流堰和受液盤等幾部分，其結(jié)構(gòu)和尺寸對(duì)塔的性能有重要影響，是決定塔板負(fù)荷能力的一個(gè)重要因素。（6）再沸器由全塔熱量衡算，得，代入數(shù)值，解得再沸器的熱負(fù)荷。由Txy相圖可以讀得，℃，查苯、甲苯焓圖，可得全凝器出口焓值，苯，甲苯，出口飽和液體焓值。精餾段氣相體積；提餾段氣相體積；精餾段液相體積；提餾段液相體積。由奧康奈爾關(guān)聯(lián)，可得精餾段的效率；提餾段的效率。由相平衡數(shù)據(jù)y可采用內(nèi)插法，得塔內(nèi)進(jìn)料板上液相組成為得。計(jì)算結(jié)果如表2。取N=25，每層板的壓降為5mmHg，則塔底壓力為假設(shè)塔底溫度為110℃，查圖，得KA=，KB=，此時(shí)，由泡點(diǎn)方程，不滿足誤差要求。常壓蒸餾會(huì)引起塔內(nèi)各處溫度相應(yīng)提高，而塔底溫度的提高可能會(huì)引起塔內(nèi)物料的結(jié)焦、聚合、變質(zhì)或腐蝕設(shè)備?；ぴ险n程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、題目設(shè)計(jì)一連續(xù)精餾塔裝置，用以分離： 苯甲苯混合物 混合物二、原始數(shù)據(jù)原料：處理量： 17噸/小時(shí) 進(jìn)料狀態(tài)： 飽和液體 組成： xF=（質(zhì)量） 產(chǎn)品要求： xD=（摩爾），xW=（摩爾） 冷凝器形式： 全凝器 冷卻劑溫度： 30℃ 三、計(jì)算說明書內(nèi)容流程簡(jiǎn)圖工藝計(jì)算（包括物料衡算及熱量衡算總表）塔板計(jì)算塔體初步設(shè)計(jì)輔助設(shè)別的選用計(jì)算結(jié)果匯總表分析與討論四、繪圖要求塔體總圖塔板總圖一、工藝流程簡(jiǎn)圖如圖1，塔頂設(shè)全凝器，輕組分經(jīng)全凝器冷凝后，部分作為回流返回塔內(nèi)；塔底設(shè)有再沸器。從冷凝罐的壓力出發(fā)，對(duì)本蒸餾體系有兩種方案：①采取常壓蒸餾，冷凝罐中的液體為過冷液體，回流為過冷回流；②采取減壓蒸餾。由經(jīng)驗(yàn)知，塔的實(shí)際板數(shù)一般為2030，分離度高時(shí)，取的大些；每層板的壓降一般為36mmHg。，故，采用吉利蘭關(guān)聯(lián)式，可得，據(jù)此，可得。進(jìn)料為飽和液體進(jìn)料，進(jìn)入塔內(nèi)后，將達(dá)到氣液兩相平衡。精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度；提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度。查找苯甲苯的密度圖表[7]，可得塔頂84℃下，故塔頂液相的平均密度；進(jìn)料93℃下，可得進(jìn)料液相平均密度塔底120℃下，可得塔底液相平均密度精餾段液相平均密度；提餾段液相平均密度。冷回流量；冷回流比；塔頂?shù)睦湄?fù)荷②冷凝器的熱負(fù)荷塔頂回流為過冷回流，塔頂蒸汽首先經(jīng)冷凝器冷卻為飽和液相，再由冷卻器冷卻至過冷。（5）熱損失熱損失一般為再沸器熱負(fù)荷的5%10%，取為7%。對(duì)不易起泡體系，可取，不防取，可得精餾段的塔徑b、提餾段由，結(jié)合，查史密斯圖得，表面張力校正系數(shù)，故，可得取，可算得塔徑②波津法a、精餾段對(duì)浮閥塔，由前蘇聯(lián)學(xué)者波津推薦的公式代入數(shù)據(jù)，可得查化工原理課程設(shè)計(jì)表24，得系統(tǒng)因數(shù)，取安全系數(shù)，可得適宜的流通截面上的氣速，適宜的空塔氣速。本塔選用平口堰。對(duì)于凹形受液盤，一般底隙高度等于盤深，故取。由于塔徑較大，塔板需要分塊，塔板寬度要符合一定的規(guī)范，因此，本塔選用等腰三角形排列，其底邊固定為75mm，三角形的高（排間距）根據(jù)開孔率進(jìn)行變更。所謂臨界閥孔氣速就是使閥剛剛?cè)_時(shí)的閥孔氣速。對(duì)浮閥塔板，塔板上的有效面積為其中，； ?？闪砣￠y孔動(dòng)能因數(shù)為，采用與上述同樣的方法，可得閥孔氣速為，閥孔總面積，開孔率。②開孔率a、直接選取開孔率的經(jīng)驗(yàn)值選取開孔率為，則閥孔總面積為，閥孔氣速為。