【正文】 板式塔內(nèi)裝有塔板,降液管,各物流進出口管及人孔(手孔),除沫器、噴灑器等附屬裝置。因此本設(shè)計選用離心泵輸送各液體。本設(shè)計采用直管進料管。本塔的接管均采用YB23164熱扎無縫鋼管[5]。K)Q=mct=Dct=()= 取=600==設(shè)熱損為5%,則： KJ/h換熱器面積： A=== 選型 查書可選列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下:A=，管長L=1500，管程數(shù)1,公稱直徑DN=159mm，碳鋼管設(shè)將經(jīng)預(yù)熱器出來的釜液（70℃）冷卻到45℃,求得平均溫度== 查液體比熱容共線圖 =(KgF=℃根據(jù)溫度查液體比熱容共線圖得：（）設(shè)熱損為5%,則： Q=Q（1+）= 取總傳熱系數(shù)，總傳熱面積為：選型查書可選的列管式換熱器主要設(shè)計參數(shù)如下:A= m2 , 管長L=6000，管程數(shù) N=4，公稱直徑 DN=108mm，碳鋼管采用列管式冷凝器，并使塔頂蒸汽在殼程冷凝，冷卻水在管程流動，以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。 原料預(yù)熱器本設(shè)計流程要求泡點進料，℃，而原料溫度為20℃，℃，可以采用釜液加熱進料液的間接接蒸汽加熱方式，使其達到泡點溫度，以提高傳熱效果，實現(xiàn)能量利用的最大化。）列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟。②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。E=據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。（6） 操作線 P點為操作點，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線6根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 塔板負(fù)荷性能圖 精餾段(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量 其中 取，前面求得，代入，整理得： (2) 液泛線 令 由 聯(lián)立得 忽略，將與LS，與LS，與VS的關(guān)系式帶入上式，并整理得 式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得 整理，得 (3) 液相負(fù)荷上限線 以θ＝4s作為液體在降液管中停留時間的下限， 從而做出液相負(fù)荷上限線3(4) 漏液線由和，代入得：整理得：(5) 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 為了避免液泛，降液管中液面高（）不得超過即 其中液體在降液管出口阻力：精餾段取則則故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛提餾段取則則故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。（2） 提餾段穩(wěn)定系數(shù)，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。a) 取邊緣區(qū)寬度 由于小塔邊緣區(qū)寬度取安定區(qū)寬度 由于取b)開孔區(qū)面積用計算開孔區(qū)面積，解得， c)篩孔數(shù)與開孔率：本例所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列，取t/d=,故孔中心距t為篩孔數(shù)開孔率 則每層板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為 精餾段：提餾段： 塔板布置圖 篩板的流體力學(xué)驗算 塔板的流體力學(xué)計算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。查得E=,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得，故 ， 利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm ①塔板的分塊 因D≥800mm，故塔板采用分塊式。 液流收縮系數(shù)計算圖查得E=,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降液管的寬度與面積圖可得 弓形降液管的寬度與面積，故 ， 利用計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速（）依式：滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm提餾段因塔徑D＝，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m～～～～～板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600對精餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=；依式 史密斯關(guān)聯(lián)圖校正物系表面張力為時，則（—），故 按標(biāo)準(zhǔn),校核,塔徑D=， ，可行塔截面積為 ㎡實際空塔氣速由公式,可得對提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=；依式校正物系表面張力為時，則（—），故 按標(biāo)準(zhǔn),校核,塔徑D=， ，可行 實際空塔氣速由公式,可得精餾段有效塔高提餾段有效塔高在進料板上方開一人孔，故精餾塔的有效高度為Z=Z1+Z2+=++= 塔板主要工藝尺寸的計算 精餾段因塔徑D＝，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。精餾段提餾段的塔板效率分別為===％ ===％ 精餾段實際板層數(shù)=9/= 取19層,進料板在第20塊板 提餾段實際板層數(shù)=9/=， 取18層 精餾塔的實際板數(shù)為37塊板 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算塔頂操作壓力P＝+4= kPa每層塔板壓降 △P＝ kPa進料板壓力P=+=塔底操作壓力=+=精餾段平均壓力＝（+）／2＝ kPa提餾段平均壓力=（+）/2 = kPa塔頂溫度℃進料板溫度℃塔底溫度℃精餾段平均溫度℃提餾段平均溫度℃塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由xD=y1=,代入相平衡方程得x1=