【正文】 。. 化工工藝設計手冊（上、下），北京:化學工業(yè)出版社，1996。（下冊 第三版），化學工業(yè)出版社，2003。柴誠敬－湯金石（下冊 修訂版），夏清，陳常貴。北京:化學工業(yè)出版社，2003。同時也感謝學校和老師給我們一個鍛煉自己學習知識的機會。由于個人知識水平有限，在老師和同學的耐心幫助下才得以完成本次設計。很多地方我都不得不重復的算上好幾遍，而且大量繁瑣的計算要求我必須克服毛躁的毛病，計算必須準確到位才能更快的完成設計任務。平常天天用電腦上網(wǎng)進行些娛樂活動，真正這些實用的軟件卻觸碰的很少，雖然以前有學過但隔的時間也比較久了，大多都淡忘了。因為我已經(jīng)有了一定的自主研究的能力，我能通過自學慢慢的將問題化解。2. 設計中我學會了離開老師進行自主學習，參看多本指導書，還查閱了一些超星圖書館中的資料。平常的學習總會有題設的條件，省去了我們很多勞動，但在設計中大量用到了物性數(shù)據(jù)是我們需要自己去查取的。第7章 結(jié)論 設計感想進行了整整兩周的化工原理課程設計終于告一段落，對我自己而言兩周的辛勤勞動是收獲頗豐的。則：Ht=5+(4323)+5++=管路阻力，設損失為2%，則。為進料板處塔板間距。St為人孔數(shù)，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=5。Np為總的實際板數(shù)，為43塊。管路阻力,設損失為2%，則。的計算，塔釡料液最好能在塔底有3～5分鐘的存儲，所以取5分鐘計算。為進料板處塔板間距。St為人孔數(shù)，每隔8塊塔板開一個人孔，則St=3。Np為提餾段的實際板數(shù)，為26塊。K)傳熱面積： 由上塔頂冷凝器設計可推算公稱直徑mm傳熱面積A（）（管長4米）碳素鋼管傳熱管數(shù)公稱壓力（Mpa）800Φ25 mm47216 其它輔助設備的設計與選型 接管的計算與選型Mf=+=℃時,苯密度=,XF=（摩爾分數(shù)），a1=（質(zhì)量分數(shù)）。℃。 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。對于高粘度液體和熱敏性氣體，宜用泵強制循環(huán)式再沸器，因流速大、停留時間短，便于控制和調(diào)節(jié)液體循環(huán)量。這種型式再沸器汽化率不大于40%，否則傳熱不良。2. 熱虹吸式再沸器如圖所示。（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。液體的采出口與垂直塔板之間的空間至少停留8～10分鐘，以分離液體中的氣泡。塔底液體進入底液池中，再進入再沸器的管際空間被加熱而部分汽化。如圖所示。℃)]苯甲苯104水104③a. 設備的熱參數(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 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。 ②采用井水作為冷凝水，初始溫為25℃，取冷凝器出口水溫為50℃，在平均溫度物性數(shù)據(jù)如下： （℃下，水在平均溫度下）ρ [kg/m3]Cp[KJ/k 設how,小= 又 由 E=1 ,Lw= ,how,小= 則 推出 LS= m3/s 取F0，小=5 則 又 操作線斜率故在LV坐標圖上，通過原點0 查上圖可得V大= m3/s，V小=所以操作彈性為 （滿足設計要求）。 由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應小于35s液體在降液管中停留時間 =s5s 故降液管設計合適 提餾段負荷性能圖及操作彈性計算由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af==則 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：當停留時間取最小時，LS為最大，取停留時間為5s。其經(jīng)驗值為大塔F180%82% F1的數(shù)值可用下兩使進行計算，然后取較大值。 即：Hd≤ψ（HT+hW） 又 Hd=hw+how+hd+hp+△ 式中： 苯甲苯屬于一般物系， ，對于浮閥塔△≈0 hd= hw+how+hd+hp+△=+++= m液柱 ψ（HT+hW）=(+)= m液柱，故本設計中不會出現(xiàn)液泛 綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下， 校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。ρL由于精餾段塔徑D=，故取WC=54 mm。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。w=50mm .①安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。=3600=, 可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 因Af= HT= 則 4. 液相下限線因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。 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為泛點負荷因素可由如下泛點負荷系數(shù)圖表查得 由HT= , 可查表得CF= ZL=D2Wd == Ab= AT2Af== 則 % % 故 F1 =% %80% 故本設計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內(nèi)。所謂泛點率指設計負荷與泛點負 荷之比的百分數(shù)。 為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。ρL由于精餾段塔徑D=，故取WC=53 mm。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。w=50mm①安定區(qū)：鼓泡區(qū)與溢流區(qū)之間的區(qū)域為安定區(qū)，此區(qū)域不安裝浮閥，設置這段安定地帶，以免液體大量夾帶泡沫進入降液管。截塔面積為： m2 實際空塔氣速為： m/s精餾段有效高度為：Z精=（N精 1）HT=(171)=8m，且流量為Lh=3600Ls=3600=,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。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計 塔體設計所需物性數(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PF