【正文】 計算整理可得：VS=取Hd=ψ（HT+hW）則Hd=(+)=Hd=hw+how+hd+hp+△其中：hp=hc+h1=+?（hW+hOW）取ε=，則 hp=+（hW+hOW）又有，△≈0 代入hw+how+hd+hp+△=，化解得：當(dāng)停留時間取最小時，LS為最大，取停留時間為5s。如圖所示。2. 熱虹吸式再沸器如圖所示?！?。為進(jìn)料板處塔板間距。St為人孔數(shù)，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=5。平常的學(xué)習(xí)總會有題設(shè)的條件，省去了我們很多勞動，但在設(shè)計中大量用到了物性數(shù)據(jù)是我們需要自己去查取的。很多地方我都不得不重復(fù)的算上好幾遍，而且大量繁瑣的計算要求我必須克服毛躁的毛病，計算必須準(zhǔn)確到位才能更快的完成設(shè)計任務(wù)。柴誠敬－湯金石（下冊 修訂版），夏清，陳常貴。北京:化學(xué)工業(yè)出版社，2003。平常天天用電腦上網(wǎng)進(jìn)行些娛樂活動，真正這些實用的軟件卻觸碰的很少，雖然以前有學(xué)過但隔的時間也比較久了，大多都淡忘了。第7章 結(jié)論 設(shè)計感想進(jìn)行了整整兩周的化工原理課程設(shè)計終于告一段落，對我自己而言兩周的辛勤勞動是收獲頗豐的。Np為總的實際板數(shù)，為43塊。St為人孔數(shù)，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=3。 再沸器的型式選擇150的飽和水蒸氣加熱，溫度為150的飽和水蒸氣冷凝潛熱為。（b）是夾套式再沸器，液面上方必須留有蒸發(fā)空間，一般液面維持在容積的70%左右。℃)]苯甲苯104水104③a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b．水的流量： c．平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”查由“冷凝有機(jī)液體蒸汽到水”K為230到930 w/(m2℃) ，故取K=350W/(m2.℃)傳熱面積的估計值為： =選型，有關(guān)參量見下表：外殼直徑D/mm800管子尺寸/mm25公稱壓 Pg/(kgf/cm)16管子長l/m公稱面積A/m管數(shù)n/根422管程數(shù)Np4管心距t/mm32殼程數(shù)Ns1管程通道面A/ m管子排列正三角排列中心排管數(shù)231） 核算壓強(qiáng)降①管程核算管程流通面積：管內(nèi)水的流（湍流）管程流體阻力式中: Ft為結(jié)垢校正因數(shù)，此處取Ft= ，則ε/d=,查得摩擦系數(shù)λ=（滿足）②殼程壓降核算 式中：Fs為殼程壓強(qiáng)降的結(jié)垢系數(shù)， F為管子排列方式對壓降的校正系數(shù)，對癥三角形排列取F= 為殼程流體的摩擦系數(shù)，當(dāng)Re500時，= nc為橫過管束中心線的管子數(shù)，正三角排列為換熱管以三角形排列，故 取=24流通截面積：取折流板間距 h=300mm折流擋板數(shù)：殼內(nèi)苯甲苯流速： 500 Re=500，故擋板數(shù) 故管殼程壓力損失均符合要求①管程對流給熱系數(shù)因為Re=10410000 ,Pr120 ,L/d60 故：②殼程蒸汽冷凝給熱系數(shù) 又 經(jīng)過試差法可得℃，代入可得w/(m2℃)取污垢熱阻 ℃/W Rs= m℃/W以管外面積為基準(zhǔn) 則K= w/(m2℃)（滿足）計算傳熱面積 A=所選換熱器實際面積為裕度1所以選擇的換熱器合適。其經(jīng)驗值為大塔F180%82% F1的數(shù)值可用下兩使進(jìn)行計算，然后取較大值。②邊緣區(qū)：塔壁部分留出的一圈邊緣區(qū)域，供支承塔板的邊梁使用。 或 式中：ZL=D2Wd ， Ab= AT2Af K為物性系數(shù)，其值可查下表：系 統(tǒng)物性系數(shù)K無泡沫，正常系統(tǒng)氟化物（如BF3,氟利昂）中等發(fā)泡系統(tǒng)（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）多泡沫系統(tǒng)（如胺或乙二胺吸收塔）嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)（如甲乙酮裝置）形成穩(wěn)定泡沫的系統(tǒng)（如堿再生塔） 因為苯與甲苯為正常體系，故其K=1 式中：CF為泛點負(fù)荷因素可由如下泛點負(fù)荷系數(shù)圖表查得 由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af== 則 % % 故 F1 =% %80% 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內(nèi)。由于精餾段塔徑D=，故取WC=53 mm。μL== 根據(jù)ET=(αμL) = () = =% 實際板數(shù)的確定精餾段實際板層數(shù)N精= 塊提餾段實際板層數(shù)N提= 塊第5章 塔體主要工藝尺寸的設(shè)計 塔體設(shè)計所需物性數(shù)據(jù)計算 塔頂操作壓力PD = kPa 每層塔板壓降 kPa 加料板上一塊塔板壓力PF1=+8= kpa 進(jìn)料板壓力PF=+9= kpa 塔壓力PW=+42= kpa 精餾段平均壓力 P=（+）/2= kpa 提餾段平均壓力 P=（+）/2= kpa2. 操作溫度的計算 根據(jù)苯甲苯 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。 故e點坐標(biāo)為（Xe=,Ye=） 最小回流比Rmin的確定 操作回流比Ropt的確定取Ropt=== 理論板數(shù)的確定 精餾段與提留段的汽液相流率 L=RD== kmol/h V=(R+1)D=(+1)= kmol/h V’=(R+1)D(1q)F=(+1)()230= kmol/h L’=RD+qF=+230= kmol/h 精餾段與提留段方程的確定精餾段操作線方程為 提餾段操作線方程為 逐板計算法計算理論板數(shù) 精餾段操作方程：Y=+ q線方程： Y= （XQ= , YQ=）由上而下逐板計算，自X0== 操作線上的點 平衡線上的點 （X0=, Y1=） （X1=, Y1=) （X1=, Y2=） （X2=, Y2=） （X2=, Y3=） （X3=, Y1=） （X3=, Y4=） （X4=, Y4=） （X4=, Y5=） （X5=, Y5=） （X5=, Y6=） （X6=, Y6=） （X6=, Y7=） （X7=, Y7=） （X7=, Y8=） （X8=, Y8=）（X8=, Y9=） （X9=, Y9=）（X9=, Y10=） （X10=, Y10=） 因為X12 時首次出現(xiàn) X12 XQ 故第10塊理論板為加料板，精餾段共有9塊理論板。塔底產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) XW=。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。 ，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，對化工，煉油工業(yè)的發(fā)展起著重要的作用。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。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(jié)構(gòu)較復(fù)雜，阻力降較大。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。在化工和石油化工的生裝置中，%左右，%；它所耗的鋼材在各累工藝設(shè)備中所占的比例也較多，%，%。隨著人們對生產(chǎn)能力，提高效率，穩(wěn)定操作和降低壓降的追求，推動著各種新型塔結(jié)構(gòu)的出現(xiàn)和發(fā)展。 ，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。塔頂產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù) XD=。 所以平衡線方程為： 或 e點的確定聯(lián)立q線方程和相平衡方程求得e點坐標(biāo)。s故: α寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達(dá)50到70mm。其經(jīng)驗值為大塔F180%82% F1的數(shù)值可用下兩使進(jìn)行計算，然后取較大值。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=85 mm。所謂泛點率指設(shè)計負(fù)荷與泛點負(fù) 荷之比的百分?jǐn)?shù)。℃]μ[pa/s]λ [w/