【正文】 Q1+Q2= 出料液溫度: t : ℃ → 45℃W=，那么塔底產品每秒放出熱量為：那么每秒還要過熱蒸汽給原料供熱為Q：= 選用兩臺固定管板式換熱器JB/T471592，DN=219mm , 換熱面積A= ,管束N=1,管數n=33 ，且準備兩臺備用。 因屬于液—液傳熱，故依經驗值可取K=600w/m2.℃產品溫度 t : 45℃ → 35℃冷卻水的溫度 t: 45℃ ← 25℃ 4525=20℃ 查得 CP==,=熱量Q=m*()=*=冷水每秒的用量m=Q/(*CP)=24600/(20*)=傳熱面積A=Q/(K*)=24600/(600*)=冷卻器的選用：選用一臺固定管板式換熱器JB/T471592，DN=219mm , 換熱面積A= ,管束N=1,管數n=33 ，且準備一臺備用。 塔主要設備經費計算（R1為例） 除倆端得封頭外，塔體的高度h=HB+HD+Z=++= D=故塔體截面積面積=AT= 塔壁S=A*h=*=查得封頭的面積A1=2*= 故總面積A總= 塔板面積A=AT*塔板數=*45= 依前面可知，全凝器傳熱面積A2=*2= ,再沸器傳熱面積A3=14*2=28m2，*2=*2=故塔設備經費I=A總*5000*+A*3000+（A2+A3++）*4000=1409100元同理得出其他回流比R2和R3的主要塔設備費用如下表：表43 設備費用表R塔體高度h/m塔壁面積S/m2塔板面積A/m2傳熱面積A2/m2塔設備總費用I/元R11409160R2132R318 因為設備可用15年，折舊率為10%，既r=1/n 故資產殘余值可以忽略不計，固定資產折舊額D=資產原值P/n=P*r=1409160*10%=140916元同理得出其他回流比R2和R3的折舊金額如下： 主要操作費計算（15年）（R1為例） 依據前面可知，每年塔頂冷凝器用水量Q1=*105噸/年，釜液冷卻一年用水量Q2=*3600*7200=，故15年循環(huán)水費用I1=（Q1+Q2）*15*16=*108元同理得其他回流比R2和R3的10年循環(huán)水費用I1分別為：**107 柴油熱載體用量費用 *7200*15*160=*依以上可知P=1409160+140916+*108+*=*108元同理得出其他回流比R2和R3的P如下：**108元 結論：選R1是最經濟的。 依據成本計算可知，R1的成本最小，且依Vs~Ls圖可知，操作點也是比較合理的位置，故這次回流比選R1進行設計六、F1型浮閥塔板設計 取R1= 選用單溢流方形降液管，不設進口堰，各項計算如下： :取堰長lw== :hw=hLhow , ，近似取E=1，Lh=Ls*3600=*3600=故how= 則 hw=hLhow == ：由lw/D=,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，Af/AT=，Wd/D=故Af=*= ,Wd=*=驗算液體在降液管中的停留時間： 故降液管尺寸可用。 可取降液管底隙處液體流速取uo39。= 則 ho=(*) = 合理同理可得出其他回流比的各項計算，總結果如下表：表317 溢流裝置參數表R堰上液層高度h0/m堰長lw/m出口堰高hw/m降液管寬度Wd/m降液管的面積Af/m2停留時間θ/S底隙高度ho/mR10．79 選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm取閥孔動能因子F0=10 ，孔速每一層塔板上的浮閥數N：取邊緣區(qū)域寬度Wc= Ws=塔板上的鼓泡面積R=D/2Wc=== x=D/2(Wd+Ws)=(+)=把數據代入得Aa=浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=則估算排間距考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，而應小于此值。故取t’=65mm= ，按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖，或者查標準可得閥數120個.按N=76重新核算孔速及閥孔動能因數。閥孔動能因數F0變化不大，仍在9~12范圍內。 塔板開孔率=u/u0=同理，得出其他回流比總結果如下表：表318 塔板參數表Ru0/(m/s)初算浮閥數NAa/m2R/mX/m初算t39。/mm最后t39。/mm最后確定N最后u0/m/sF0開孔率/%R113865120 ：A. 干板阻力: 因為uouoc:由液相為碳氫化合物，可取充氣系數 ξ0= hI=ξ0hL =*=：此阻力很小，可以忽略不計。因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當的液柱高為hp=+=.單板壓降△＜700Pa 故設計合理。 為了防止淹塔現象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hd≤φ(HT+hw) 其中 Hd=hp+hL+hdA. 依前面可知，hp= m液柱B. 液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰，故，前已選定hL= 則Hd=++=取φ= 又已選定HT=，hw=，則φ(HT+hw)=（+）=可見　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求. 泛點率a式板上液體流經長度ZL=D2Wd=12*=板上液體面積Ab=AT2Af=*=苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數K=，由泛點負荷系數圖查得CF=泛點率=b試泛點率=依倆式算出泛點率均在80％以下，故知霧沫夾帶量能滿足ev＜ kg液/kg氣的要求表319 泛點率有關數據表RZL/mAb/m2a式泛點率/%B式泛點率/%R1 以R1為例. 依據泛點率,按泛點率=80%，代人數據化簡整理得：Vs=+,作出霧沫夾帶線(1)如附圖中Vs—Ls圖所示。 依前可知hp=hc+hI+hσ Hd=hp+hL+hd Hd＜φ(HT+hw)得：φ(HT+hw)= 由此式確定液泛線，忽略hσ項。即：因HT,hw、ho、lw、把有關數據代人整理得液泛線： 任意取四點坐標如下：（，）,(,),(,),和（，）在VsLs圖中作出液泛線（2）， 液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于35s，液體在降液管內停留時間.=3—5S ，則液相負荷上限線（3）在VS—LS圖中為與氣相流量 無關的垂線。 對于F1型重閥，依據 計算，則 又知則作氣相負荷下限線（4） 液相負荷下限線取堰上液層上高度how=，即=從而計算出下限值，取E=則，依此作出液相負荷下限線(5)，該線為氣相流出無關的豎直線。 七．設計結果一覽表序號項目符號單位計算結果精餾段R1(最好)R2R31平均溫度tm℃2平均壓力Pmkpa3平均流量氣相Vsm3/s4液相Lsm3/s5實際塔板數Np塊3426256塔的有效高度Zm7塔徑Dm8板間距Hm9塔板溢流形式單流型單流型單流型10空塔氣速um/s11溢流裝置溢流管形式弓形弓形弓形12溢流堰長度Lwm13溢流堰高度hwm14板上液層高度hLm15堰上液層高度howm16安定區(qū)寬度Wsm17開孔區(qū)到塔壁距離Wcm18鼓泡面積Aam219閥孔直徑dm20浮閥數個n個7611811821閥孔氣速u0m/s22閥孔動能因數F023開孔率%24孔心距tm25排間距t′m26塔板壓降ΔPkpa27液體在降液管內的停留時間s28底隙高度hom30泛點率，%31液相負荷上限Ls maxm3/s32液相負荷下限Ls minm3/s33氣相負荷下限Vs minm3/s34操作彈性八、裝置停開工操作原則九、個人總結及對本設計的評述 通過查資料與多次的修改，這次化工原理課程設計，雖然只是對精餾段進行設計計算，但是也可以說是成功的。經過這次的課程設計，讓我更加深入了解到塔的種類及它們的優(yōu)缺點，特別是浮閥塔和篩板塔的各自優(yōu)點，從這次課程設計實踐中，我更深入理解了精餾塔個個階段的不同因素，讓我對化工原理精餾塔這一章深入的了解，知道了最小回流比和它們對理論塔板數的影響等等。更重要是讓我進一步感受到一些道理，萬事開始難，很多事情開端給人感覺很復雜，但當你開始做后，思路就慢慢清晰啦；也有些事情，它們讓我們感覺到看起來很容易，但是具體做起來，就會有一大堆疑問滔滔而出啦，實踐才知道問題之所在。 此次設計的心得有以下幾點：對于設計而言數據必須自己查，并且盡可能保證數據的同一來源。對各公式的單位必須清楚，否則必然導致嚴重錯誤。對設計來說，耐心和細心同樣重要，缺一不可。如果有條件，盡量給別人看一下，自己的錯誤自己不易發(fā)現。出現問題要認真找出癥結所在，再根據理論調節(jié)各參數的取值范圍以達到要求。十、參考文獻 （1）匡國柱，史啟才主編 《化工單元過程及設備課程教材》，化學工業(yè)出版社，（2）夏清、陳常貴主編《化工原理》上、下冊，天津大學出版社，（3）賈紹義、柴成敬主編的《化工原理課程設計》，天津大學出版社， （4）李功樣、陳蘭英、崔英德《常用化工單元設備設計》，華南理工大學出版社，（5）陳均志、李磊編著《化工原理實驗及課程設計》，化學工業(yè)出版社，（6）北京石油設計院編《石油化工工藝計算圖表》，烴加工出版社， 時光荏苒，感謝教給我人生道理的老師。結語：23