【正文】 采用無縫鋼管。用加熱蒸汽壓力 300 kPa加熱，用15℃循水作冷凝劑。 由于時(shí)間倉促，再加上水平有限，書中難免有不妥之處，懇請老師批評指正。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。設(shè)計(jì)思路在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。 因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。塔板工藝計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性能圖冷凝器與再沸器的選型塔附屬設(shè)備計(jì)算圖12 設(shè)計(jì)思路流程圖本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點(diǎn)進(jìn)料、間接蒸汽加熱、選R=、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。另外還具有結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。相關(guān)符號說明Aa—塔板開孔區(qū)面積,m2； Af—降液管截面積,m2；A0—篩孔總面積,m2； AT—塔截面積,m2；c0—流量系數(shù),無因次； C—計(jì)算umax時(shí)的負(fù)荷系數(shù),m/sCS—?dú)庀嘭?fù)荷因子,m/s； d—填料直徑,md0—篩孔直徑,m； D—塔徑,m；ev—液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）； ET—總板效率,無因次；F—?dú)庀鄤幽芤蜃?kg1/2/(sm1/2) ；g—重力加速度,； h—填料層分段高度,m；h1—進(jìn)口堰與降液管間的水平距離,m； hc— 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m液柱；hd—與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?；hf— 塔板上鼓泡層高度,m；h1—與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?m； hL— 板上清液層高度,m；h0—降液管的底隙高度,m； hOW—堰上液層高度,m；hW—出口堰高度,m； h,W—進(jìn)口堰高度,m；hб—與阻力表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋籋—板式塔高度,m；Hd—降液管內(nèi)清液層高度,m； HD—塔頂空間高度,m；HF—進(jìn)料板處塔板間距,m； HP——人孔處塔板間距,m；HT—塔板間距,m； LW—堰長,m；Lh —液體體積流量,m3/h； Ls —液體體積流量,m3/s；NT—理論板層數(shù)； P—操作壓力,Pa；△P—壓力降,Pa； △PP—?dú)怏w通過每層篩板的降壓,Pa；t—篩孔的中心距,m； u—空塔氣速,m/s；u0—?dú)怏w通過篩孔的速度,m/s； u0, min—漏液點(diǎn)氣速,m/s；u′0—液體通過降液管底隙的速度,m/s； Vh—?dú)怏w體積流量,m3/h；Vs—?dú)怏w體積流量,m3/s； Ls——液體質(zhì)量流量,kg/s；vs—?dú)怏w質(zhì)量流量,kg/s； Wc—邊緣無效區(qū)寬度,m；Wd—弓形降液管寬度,m； Ws—泡沫區(qū)寬度,m；x—液相摩爾分?jǐn)?shù)； X—液相摩爾比；y—?dú)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)； Y—?dú)庀嗄柗直?；Z—板式塔的有效高度,m； uF— 泛點(diǎn)氣速,m/s；下標(biāo)max—最大的； min—最小的；L—液相的； V—?dú)庀嗟摩取后w在降液管內(nèi)停留時(shí)間,s；μ—粘度,mPa即：L′=L+qF= L+F=RD+F=+=(kmol/h)逐板計(jì)算法求理論板數(shù)的計(jì)算由于采用全凝器泡點(diǎn)回流故代入相平衡方程求出， 所以，所以代入相平衡方程求出=，所以代入相平衡方程求出=同理可得：44通過上述計(jì)算可得出：有5層精餾段，7層提餾段（包括再沸器）第六層為加料板。s mpa塔截面積 塔的有效高度Z精=（N精1）*HT=9*=Z提=（Z提1）*HT=11*=故精餾塔的有效高度為:Z=+=9m(3)塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm精餾段計(jì)算取閥孔動能因子F0=12孔速 浮閥數(shù) 邊緣區(qū)寬度確定取，開孔區(qū)面積計(jì)算。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=估算其排間距hh=考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，’=100mm=按t=75mm，t’=，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)140個(gè)按N=140重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) 閥孔動能因數(shù)F0變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)塔板開孔率%提餾段堰長lw取堰長lw==出口堰高h(yuǎn)wLh=3600=3600= =故采用平直堰：堰上高度近似取E=∴故：=—=降液管的寬度wd與降液管的面積Af由：查《化工設(shè)計(jì)手冊》得：故wd===Af===停留時(shí)間：~5s）符合要求降液管底隙高度h0 塔板布置及浮閥數(shù)目、浮閥排列取閥孔動能因子：F0=12孔速：浮閥數(shù)：取無效區(qū)寬度：wc=安定區(qū)寬度：ws=開孔區(qū)面積： 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排方式取同一橫排的孔心距a=75mm=估算排間距h=考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，=75mm,h=。%塔板流體力學(xué)校核精餾段氣相通過浮閥塔板的壓力降干板阻力計(jì)算塔板上含氣液層阻力由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)，已知板上液層高度 所以依式計(jì)算液體表面張力所造成的阻力由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為換算成單板壓降(設(shè)計(jì)允許值)精餾段計(jì)算為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度hp，前已算hp=液體通過降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰故 Hd=板上液層高度，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),