【正文】 上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出 1 倍以上） ，或根據(jù)除沫器要求高度決定。本設(shè)計取 HD =塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：35（1）塔底貯液空間依貯存液量停留 3～5min 或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。（2）塔底液面至最下層塔板之間要有 1～2m 的間距，大塔可大于此值。本設(shè)計取 HB =人孔 一般每隔 6～8 層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用） ，需經(jīng)常清洗時每隔 3～4 塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于 ，人孔直徑一般為 450～500mm，其伸出塔體的筒體長為 200～250mm，人孔中心距操作平臺為 800～1200mm。 本設(shè)計除了塔頂、塔底、進料板各安裝一個人孔外，在精餾段、提鎦段中間各安裝一個人孔，方便檢修。進料空間由于兩相進料，又要安裝人孔，故取 HF =（二）塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為 300～900mm 時，一般采用整塊式；塔徑超過 800～900mm 時，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔內(nèi)。對塔徑為 800～2400mm 的單流型塔板，分塊數(shù)如表61：表 61 塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm 800～1200mm1400～1600mm1800～2000mm2200～2400mm塔板分塊數(shù) 3 4 5 6本設(shè)計采用單溢型塔板，塔徑 D=2022mm，故采用分塊式，分成 5 塊。十、 輔助設(shè)備設(shè)計或選型（一）冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過冷凝器，全部冷凝下來成為液體，一部分回流至塔內(nèi)，一部分再經(jīng)過冷卻作為產(chǎn)品。或者，上升蒸汽經(jīng)過冷凝器部分冷凝下來，作為回流液回流至塔內(nèi)，余下蒸汽再進入冷凝器，冷凝下來并進而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。綜上所述，本設(shè)計采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。飽和液體進料時的冷凝器熱負荷計算：飽和液體進料時，精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量 V 等于進入冷凝器的蒸36汽流量，即 V=(R+1)D=。釜液中苯的摩爾分數(shù)為 xD=，從圖 tyx 中查得 t=℃時，查《化工原理》附十九 液體比汽化熱共線圖 得：苯的比汽化熱約為 ，則其摩爾汽化熱為 =甲苯的比汽化熱約為 ，則其摩爾汽化熱為 =摩爾汽化熱為 r b=+=蒸餾釜的熱負荷為 Q B= rb V==≈ 6kJ/h（二）再沸器再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化，以提供精餾塔內(nèi)的上升氣流，加熱方式為間接加熱法。飽和液體進料時的蒸餾釜熱負荷計算：飽和液體進料時，提餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量 Vˊ等于精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量 V，即 Vˊ=V=。釜液中苯的摩爾分數(shù)為 xW=，從圖 tyx 中查得 t=℃時，查《化工原理》附十九 液體比汽化熱共線圖 得：苯的比汽化熱約為 ，則其摩爾汽化熱為 =甲苯的比汽化熱約為 ，則其摩爾汽化熱為 =摩爾汽化熱為 r b=+=32949kJ/kmol蒸餾釜的熱負荷為 Q B= rb Vˊ==≈ 6kJ/h從計算結(jié)果可知，在飽和液體進料條件下，蒸餾釜的熱負荷 QB與冷凝器的熱負荷 QC相差不大。（三）接管管徑的計算和選擇1 進料管（直料管）dF管徑計算如下：故進料管體積流量??? 各接管直徑由流體速度及其流量，按連續(xù)性方程決定，即： 4??Vsdu式中：QVs——流體體積流量，m3/ s；37u——流體流速，m/ s；d——管子直徑，m。因笨和甲苯都屬低黏度液體，故取 u= m/s,即：????進 料 管 直 徑 ： dR冷凝器安裝在塔頂時，冷凝液靠重力回流，一般流速為 ～，速度太大，則冷凝器的高度也相應(yīng)增加。用泵回流時，速度可取 ～。? ????3:, 計 得 DkolhMkgmolkgm則回流液流量?3回 ...故回流管直徑 ??? dW塔釜流出液體的速度一般可取 至 m/s，本設(shè)計采用 = m/s,已知；uW， ， ,所以：??????????? dV ， ??3（ 精 ） ? 681olh所以，塔頂蒸氣體積流量 ????蒸氣出口管中的允許氣速 UV 應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可參照表 61。表 61 蒸氣出口管中允許氣速參照表38操作壓力（絕壓） 常壓 1400～6000Pa ＞6000 Pa蒸汽速度 /m/s 12～20 30～50 50～70本設(shè)計取 Uv=,則得塔頂蒸氣出口管徑：????由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭㈠進料管接管法蘭㈡回流管接管法蘭㈢塔底出料管法蘭㈣塔頂蒸汽出料管法蘭十一、設(shè)計結(jié)果一覽表數(shù)值/形式項目 符號 單位精餾段 提鎦段平均溫度 mt℃ 平均壓強 PkPa 氣相流量 VS m3/s 液相流量 LS m3/s 實際塔板數(shù) N 塊10 16板間距 HT m 塔有效高度 Z m塔徑 D m 2空塔氣速 u m/s 溢流形式 單溢流降液管形式堰長 lw m 堰高 hw m 回流比 R 溢流堰寬度 Wd m39管底與受液盤距離 ho m 板上清液層高度 hL m安定區(qū)寬度Ws m 邊緣區(qū)寬度Wc m 氣塔效率 Et 平均摩爾質(zhì)量MLM kg/kmol 87．09平均摩爾質(zhì)量MVM kg/ kmol 氣相平均密度PVM kg/ m3 液相平局密度PLM kg/ m3 液面平均表面張力mN/m 液面平均粘度 氣相負荷 V Kmol/L 液相負荷 L Kmol/L 塔頂高度 HD m 進料板高度HF m 塔底空間高度HB m 含有人孔板的板間距HT’ m 開孔區(qū)面積Aa m2 篩孔直徑 do mm 5篩孔數(shù)目 n 個 8304孔中心距 t mm 開孔率 % 篩孔氣速 uo m/s 40干板阻力 hc m 氣體通過液層的阻力hf m 克服表面張力的阻力m 總塔板壓強hp Kpa 霧沫夾帶線 eVkg 液/kg氣 漏液速度 uomin m/s 穩(wěn)定系數(shù) K 液體在降液管停留時間 τ s 降液管內(nèi)清液層高度 Hd m 液相負荷上限LSmin m3/s 液相負荷下限LSmin m3/s 氣相最大負荷 VSmax m3/s 氣相最小負荷 VSmin m3/s 操作彈性 塔板分塊形式分塊式分塊數(shù)目 5冷凝器熱負荷Qc kJ/h 再沸器熱負荷Qb kJ/h 進料管管徑 dF mm 塔頂蒸汽出口管管徑dV mm 回流管管徑 dR mm 釜液排除管管徑 dW mm 41參考文獻[1] （第四版）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2022[2] 柴誠敬，王軍，張纓編. 《化工原理課程設(shè)計》.天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，2022[3] 化學(xué)工程教研室編.《化工原理課程設(shè)計》(板式精餾塔的設(shè)計).太原理工大學(xué)化工學(xué)院化學(xué)工程教研室編總結(jié)經(jīng)過一個多星期的奮斗，我終于完成這次化工課程設(shè)計的設(shè)計書。做這份設(shè)計書時發(fā)現(xiàn)，剛剛開始的時候根本沒有思路。大概是因為對于書本知識的不全面，查閱不夠，同時沒有做過相關(guān)方面的設(shè)計書。所以導(dǎo)致做起設(shè)計來磕磕碰碰的。沒有相關(guān)的物質(zhì)性質(zhì)資料，不會使用畫圖軟件。在做設(shè)計時，首先要理清思路，然后，就要踏踏實實的計算，仔細，認真才能保證減少計算的失誤。本次設(shè)計出現(xiàn)了壓強降大于規(guī)定值。經(jīng)過仔細的分析，才發(fā)現(xiàn)選取經(jīng)驗值時不太適合。這次我畫圖是用 AutoCAD 軟件來畫的，這個軟件以前沒用過，所以畫的時候是一邊學(xué)那個軟件一邊畫的。不過還好，那個軟件的二維畫圖基本上被我學(xué)會了，所以相對寫設(shè)計書來說是沒畫圖那么費勁?？偟膩碚f，做完這個課程設(shè)計，讓我受益匪淺。通過這個設(shè)計我弄清楚了很多問題，對精餾塔的原理、操作線方程等這些更加明白了。還有就是增強了我處理數(shù)據(jù)、分板及畫圖的能力。最后，感謝鄒老師在本次設(shè)計過程中的悉心指導(dǎo)，以及同學(xué)們的幫助，我才能順利完成這項設(shè)計。4