【正文】 Dbi =(1000+2 16) 103 =632 基礎(chǔ)環(huán)外徑： Dbo =(1000+2 16)+ 103 =14 經(jīng)圓整后裙座取 Dbi= ， Dbo= ；基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量取 20mm；考慮到再沸器，裙座高度取 ，地腳螺栓直徑取 M22。 （ 1）封頭 封頭分為橢圓形封頭、蝶形封頭等幾種，本樣封設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑 D=1400mm，可查得曲面高 直邊高度 ，內(nèi)表面積封，容積 封。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。 表 12 Ls /(m3/s) Vs /(m3/s) 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 2。 (2)液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和 液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。?? ?? ?? ?? = = (m3/s) 14 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 (1) 塔徑的計(jì)算 對(duì)精餾段： 最大空塔氣速計(jì)算公式 ：ν max = C√???? ???????? 式中 C 由式 C = C20(???? ) 計(jì)算，其中 C20由史密斯關(guān)系圖查取 C20 = ，圖的橫坐標(biāo)為： ?? ?? s) μ L,Dm = + = (mPa 7 三 設(shè)計(jì)計(jì)算 精餾塔的物料衡算 (1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 （ 2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 （ 3）物料衡算 原料處理量 F = = (kmol/h) 總物料衡算 D + W = (kmol/h) 苯物料衡算 = + 聯(lián)立解得 D = (kmol/h) W = (kmol/h) 式中 F原料液流量 D塔頂產(chǎn)品量 W塔底產(chǎn)品量 km olkgM B /?491 . 0 13 . 92 / 55 . 0 11 . 78 / 45 . 0 11 . 78 / 45 . 0 x F ? ? ? 983 . 0 13 . 92 / 02 . 0 11 . 78 / 98 . 0 11 . 78 / 98 . 0 x D ? ? ? 024 . 0 13 . 92 / 98 . 0 11 . 78 / 02 . 0 11 . 78 / 02 . 0 x W ? ? ? ) / (kg 5 .2 85 3 .1 92 ) 491 . 0 1 ( 11 . 78 491 . 0 kmol M F ? ? ? ? ? ? ) / (kg 5 3 .1 92 ) 983 . 0 1 ( 11 . 78 983 . 0 kmol M D ? ? ? ? ? ? ) / (kg 3 .1 92 ) 024 . 0 1 ( 11 . 78 024 . 0 kmol M W ? ? ? ? ? ? 8 塔板數(shù)的確定 （ 1）理論板層數(shù) NT的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計(jì)算求理論板層數(shù)?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過(guò)程中與來(lái)自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下 （有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。 5. 繪制精餾塔裝配圖、塔板結(jié)構(gòu)布置圖； 6. 設(shè)計(jì)結(jié)果概要或 塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總 ； 7. 設(shè)計(jì)小結(jié)和參考文獻(xiàn)。 3. 計(jì)算塔高； 4. 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、 選出 冷凝器型號(hào) ； 估算塔頂回流泵流量 、 揚(yáng)程 ， 初選泵型號(hào) 。 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。另一部分凝液作為回流返回塔頂。塔釜采用間接蒸汽加熱塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 s),μ B = (mPa D = = (kmol/h) Ls = (1) 氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算 精餾段： a)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?ch ：依 ???d ，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得 C0= ,由式 hc = (??0??0)2(????????) hc = ( )2 ( ) = m b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lh ： hl = β hL ν a = ?????? ???? = = m/s 由 o? 與 aF 關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù) o? =，依式 hl = β hL = β 0(hw +how) = (+) = m c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨??h ： 18 依式 hσ = ??????????0= = m 故 hp = hc+hl+hσ = ++ = m 則單板壓強(qiáng)： △ Pp = hpρ Lg = = 538 kPa 700 kPa 設(shè)計(jì)合理。 (2) 液泛線 由 E=,lW= 得： ???????? ????fTav hH ue ?sSfT sa VDVAA Vu 2 ???? ?SwSwowwf Ll LEhhh 32323 ][) ??????????????? ?（氣）液 kgkgev /(? mmNm /, ?精????????? ????fTav hH ue ?ss LV ??20 已算出 ， ， ， 代入 ，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs 值，計(jì)算結(jié)果列于表 320。 圖 4 精餾段篩板負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) P，連接 OP，即作出 操作線。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。由于裙座內(nèi)徑 800mm,故裙座壁厚取 16mm。而且，這次課程設(shè)計(jì)過(guò)程，最終完美的實(shí)現(xiàn)了預(yù)期的目的，大家都收益匪淺，也對(duì)這次經(jīng)歷難以忘懷。由 于時(shí)間和經(jīng)驗(yàn)等方面的原因，該設(shè)計(jì)中還存在很多不足、如對(duì)原理的了解還不夠全面等等。 在此次設(shè)計(jì)的全過(guò)程中，我們達(dá)到了最初的目的，對(duì)化工原理有了較深入的認(rèn)識(shí)，對(duì)化工設(shè)備的設(shè)計(jì)方面的知識(shí)有了較全面的認(rèn)識(shí)，熟悉了板式塔設(shè)計(jì)的全過(guò)程及工具用書(shū)。 （ 5） 塔高 ? ? BDPPFFTPF HHHnHnHnnnH ???????? 1 故全塔高為 ，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的 。為利于出塔氣體 夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取 （ 3） 塔底空間 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。 F=149Kg/h , F? =則體積流量 smL s /101 6 34m in, ???23 管內(nèi)流速 則管徑 取進(jìn)料管規(guī)格Φ 95 則管內(nèi)徑 d=90mm 進(jìn)料管實(shí)際流速 (2)回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量 ,平均密度 則液體流量 取管內(nèi)流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格 Φ 65 則管內(nèi)直徑 d=60mm 回流管內(nèi)實(shí)際流速 (3)塔頂蒸汽接管 則整齊體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則 sV FM /m0 0 4 1 ??? ??進(jìn) 進(jìn)smu /?9 3 .4 m ???? ???u Vdsmu dV / 0 0 4 1 ??? ???hkm olL /?kmolkgM /?3/ 1 3 mkg??smu /?mmmd uV L 6 0 ???? ???sm