【正文】 ） 漏液線 對于型重閥，依＝＝5計算，則＝又知道 則 以＝5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 ＝＝提餾段 ＝＝作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線（4）(5) 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度＝，依公式＝取E＝1，則精餾段 ＝ 提餾段 ＝分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點p（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。（2）塔體總高度計算 ①板間距HT 板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。本設(shè)計取HF＝800mm。如圖 圖14 封頭則=則封頭的設(shè)計厚度 封頭的名義厚度 15mm 則封頭的有效厚度 以內(nèi)徑為公稱直徑，選用封頭為 47462002 根據(jù)參考文獻(xiàn)選取可知曲邊高度為=350mm，直邊高度選取=40mm。 為了搞好本次設(shè)計的內(nèi)容，務(wù)必做到事實求是、事必躬親、作風(fēng)嚴(yán)謹(jǐn)、滴水不漏。在考慮精餾塔附屬的換熱設(shè)備的配置中，必須注意到精餾過程一方面要供給熱量，一方面又要用大量的冷卻水進(jìn)行冷卻，故從經(jīng)濟(jì)觀點出發(fā)存在著如何合理利用熱能的問題，為此可以用定性或定量的方法論述塔底釜液與塔頂蒸汽熱能利用的可能性（可以從傳熱溫差的大小以及回收熱量的多少進(jìn)行可行性比較），考慮它們能否用于預(yù)熱料液或有別的用處。在老師和同學(xué)的幫助下，及時的按要求完成了設(shè)計任務(wù)，通過這次課程設(shè)計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。HB——塔底空間高度，mm。②開人孔處板間距H’T凡是人孔處板間距H’T應(yīng)等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~550mm。且列管尺寸為25=mm，管心距為32mm，管子總根數(shù)為698，中心排管數(shù)為30，列管長度為9000mm。（4）塔板流體力學(xué)驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降，可以公式 ①干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因為精餾段和提餾段的,故＝精餾段＝＝＝提餾段＝＝＝②板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取為充氣系?shù)＝，所以＝＝＝③液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計。 依下式 1/＝/+/（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂 1/＝+＝進(jìn)料板，有加料板液相組成＝由tF=℃ pA=795kg/m179。流程簡圖：圖1精餾操作流程 原料液走向圖:圖2精餾工藝流程圖 全凝器內(nèi)物流的走向:圖3全凝器內(nèi)物流流程圖 再沸器內(nèi)物流的走向:圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程 在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。另外，也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。表格表1 物料衡算結(jié)果表2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)表5 苯，甲苯的飽和蒸汽壓表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計算結(jié)果表8 物性系數(shù)K表9 霧沫夾帶線取點表10 液泛線取點表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷表12 塔各接管及材料表13 塔間距與塔徑的關(guān)系表 14 塔體計算結(jié)果表15 筒體的設(shè)計參數(shù)表16設(shè)計結(jié)果匯總附表1——常壓下苯－甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表附表2——苯和甲苯的物理性質(zhì)附表3——苯和甲苯的液相密度附表4——液體表面張力附表5——液體黏度附表6——液體汽化熱圖圖1精餾操作流程 圖2精餾工藝流程圖圖3全凝器內(nèi)物流流程圖圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程圖5設(shè)計思路流程圖圖6苯甲苯的氣液平衡圖圖7理論塔板數(shù)圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)圖10 泛點負(fù)荷系數(shù)圖11精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖圖13 全塔能量衡算圖圖14 封頭符號說明英文字母49Aa——塔板上鼓泡區(qū)面積，m2；Ab——板上液流面積，m2；Af——降液管截面積，m2；AT——塔截面積，m2；C——操作條件下的負(fù)荷系數(shù)，無因次；CF——泛點負(fù)荷系數(shù)，無因次；C20——當(dāng)液體表面張力為20 mN／m時,計算umax的負(fù)荷系數(shù)，無因次；do——閥孔直徑，m；D——塔徑，m；餾出液摩爾流量，kmol/hev——霧沫夾帶量，kg液／kg氣E——液流收縮系數(shù)，無因次；ET——總板效率(全塔效率)，無因次；Fo——氣相動能因數(shù)，kg1/2（s苯甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計書一、設(shè)計任務(wù)：試設(shè)計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離苯甲苯混合物。繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。對于泡點進(jìn)料，由于原料與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進(jìn)入提餾段，作為提餾段的回流液，這樣較好的提高原料液的分離。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。 pB=810kg/m179。精餾段塔板開孔率＝＝＝％提餾段塔板開孔率＝＝＝％精餾段和提餾段的開孔率都在10%~14%之間，兩者都符合要求。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓強(qiáng)為4Mpa的二管程、 的固定板式換熱器。所以根據(jù)上表可以知道原設(shè)計值相符。HF——進(jìn)料段空間高度，mm。通過這次對精餾塔的設(shè)計，不僅讓我將所學(xué)的知識應(yīng)用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。為了培養(yǎng)學(xué)生獨立思考，綜合運用所學(xué)知識，解決實際問題的能力,給同學(xué)們一片自己動手的天空,老師為我們提供了一個讓我們展示才華、思維和能力的良好機(jī)會——精餾塔的設(shè)計。4）在塔型的選擇中固然要盡量設(shè)法選用性能優(yōu)良的塔型，但因每種塔型絕非十全十美，故選型時還必須從產(chǎn)量、質(zhì)量和能耗等實際需要出發(fā)，努力做到兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性兩個方面．=1300mm、時，（4）裙座與人孔 對于較高的立式容器，為抵抗風(fēng)載荷及地震載荷，同時為了安裝方便，一般安裝性能較好的裙式支座。⑤塔頂空間高度HD塔頂空間高度HD指塔頂?shù)谝粚铀宓剿敺忸^的底邊處的距離，其作用是安裝塔板和開人孔的需要，也是氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還安裝破沫裝置。塔間距與塔徑之間的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟(jì)效益，反復(fù)調(diào)整。（2）精餾段氣相負(fù)荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。S μB=回流比是精餾操作的重要工藝條件。 一個正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動等)，全塔各板的組成將發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應(yīng)的變化。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。操作壓力：常壓。進(jìn)料狀況： 泡點進(jìn)料 。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。因此，有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。S＝＝+＝=+= mpa=+= mpa則精餾段平均液相黏度＝（+）/2＝ mpa提餾段平均液相黏度 ＝（+）/2＝ mpa 表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果項目數(shù)值及說明備注操作壓力/kpa塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段116操作溫度/C塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段液體密度/(kg/m3）塔頂進(jìn)料塔釜精餾段提餾段氣體密度/(kg/m3)精餾段提餾段液體表面張力/(dyn/cm)塔頂