【正文】 %（質量）。設備的年運行時間平均為300天。操作壓力：常壓。冷卻水進口溫度： 25 ℃，出口溫度自定。三、應完成的工作量：確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置。輔助裝置的設計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。m1/2）；g——重力加速度，m／s2；hl——進口堰與降液管間的水平距離，m；hc——與干板壓強降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；hd——與液體經過降液管時的壓強降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；h1——與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?，m液柱；hL——板上清液層高度，m；hn——齒形堰的齒深，mho——降液管的底隙高度，m；hOW——堰上液層高度，m；hW——出口堰高度，m；Hd——降液管內清液層高度，m；HT——板距，m；K——物性系數(shù)，無因次；lW——堰長，M；L——液體摩爾流量，kmol/hLh——液體流量，m3／h；Ls——液體流量，m3／s；NP——實際板層數(shù)；NT——理論板層數(shù)；；△P——壓強降，Pa；R——鼓泡區(qū)半徑，m，或回流比，無因次；t——孔心距，m；t’——排間距，m；u——空塔氣速，m/s；umax——極限空塔速度(液泛速度)，m/s：uo——閥孔氣速，m/s；uoc——臨界孔速，m/s；u’o——降液管底隙處液體流速,m/s；Vh——氣體流量，m3／hVs——氣體流量，m3／s：Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m；Wd——弓形降液管寬度，m；Ws——破沫區(qū)寬度，m；x——液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；y——氣相摩爾組成；Z——板式塔的有效高度，m；希臘字母εo——板上液層充氣系數(shù)，無因次；θ——液體在降液管內停留時間,s；μ——粘度，mPa 設計方案的確定 確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。由于苯和甲苯在常壓下有很好的分離效果，而且苯和甲苯也不是難揮發(fā)的物質，同時也從合理的經濟成本和設備條件來考慮 （熱狀況） 選擇泡點進料 進料狀態(tài)直接影響塔板數(shù)、塔徑、回流量、塔的熱負荷等參數(shù)的計算，所以在工藝計算前要首先加以確定。對于泡點進料，由于原料與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進入提餾段，作為提餾段的回流液，這樣較好的提高原料液的分離。 （直接或間接）選擇間接加熱如果分離的混合溶液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，這選擇直接加熱較好，以省去再廢氣，提高熱能利用率。 在精餾裝置中，可采用中間再沸器，由于塔中間液體沸點低于釜液，所以中間再沸器的溫度比塔底再沸器的溫度低，因而可以利用比塔釜熱源溫度低的加熱劑來加熱，降低能量消耗。這樣都可以提高精餾塔的熱力學效率。 一個正常操作的精餾塔當受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進料組成發(fā)生波動等)，全塔各板的組成將發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應的變化。 仔細考察操作條件變動前后的溫度分布的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化最為顯著。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早察覺精餾操作所受的干擾；而且靈敏板比較靠近進料口，可在塔頂餾出液組成尚未產生變化之前先感受到進料參數(shù)的變動并及時采取調節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。 苯和甲苯的混合溶液經原料預熱器加熱到泡點后，送入精餾塔。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送至貯槽。精餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產品冷卻器等設備。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器連種不同的設置。此次設計是在常壓下操作?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。y=提餾線操作方程。S所以ET＝=應指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當提高。 pB=810kg/m179。 pA=792kg/m179。S μB=S μB=S μB=L39。提餾段安全系數(shù)：，合適 (2)溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰，不設進口堰。取同一橫排的孔心距為 t＝，估算排間距，即精餾段＝==提餾段===考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也是要占去一部分鼓泡區(qū)的面積，而應該小于此值。精餾段塔板開孔率＝＝＝％提餾段塔板開孔率＝＝＝％精餾段和提餾段的開孔率都在10%~14%之間，兩者都符合要求。因此，與氣體流經一層浮閥塔板的壓強降所相當?shù)囊后w高度為精餾段 ＝+＝提餾段 ＝+＝則精餾段單板壓降＝g＝＝552Pa提餾段單板壓降＝g＝＝所以假設符合要求。（6） 霧沫夾帶 按公式泛點率＝100％及泛點率＝板上液體流徑長度 ＝D2＝＝板上液流面積 ＝2＝＝苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可以按下表取物性K＝，而且從下圖查泛點負荷系數(shù) 圖10 泛點負荷系數(shù) 表8 物性系數(shù)K精餾段的＝ 提餾段的＝精餾段的泛點率＝＝%泛點率＝提餾段的泛點率＝泛點率＝根據(jù)兩個泛點公式計算出的泛點率都在80％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足（液）/kg（氣）的要求。依據(jù)公式，液體在降液管內的停留時間為以＝5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則精餾段 ＝＝＝提餾段 ＝＝＝求出上限液體流量值（常數(shù)）。（2）精餾段氣相負荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的氣液比，由下面兩個圖，可查出精餾段的塔板氣相負荷上限＝氣相負荷下限＝提餾段的塔板氣相負荷上限＝氣相負荷下限＝圖11精餾段操作性能圖圖12 提餾段操作性能圖精餾段 操作彈性/＝提餾段 操作彈性/＝8. 塔的附屬設備計算（1） 全塔熱量衡算 通過對精餾塔全塔的熱量衡算以確定再沸器的蒸汽用量，如圖14所示，對精餾塔進行全塔的熱量衡算。因此查管殼式換熱器系列標準得：應選用JB/T4715的固定管板式換熱器。且列管尺寸為19mm，管心距為25mm，列管長度為4500mm，管子總根數(shù)為1148，中心排管數(shù)為38。即其公稱直徑為1000mm、公稱壓強為4Mpa的二管程、 的固定板式換熱器。表11 冷凝器和再沸器的熱負荷項目進入溫度/t流出溫度/t換熱面積熱量負荷/（kJ/h）全冷凝器355440000冷卻水（塔頂）2535再沸器354980000冷卻水（塔底）25100（2） 確定塔體各接管及材料①蒸汽管在常壓下取u=30m/s，以實際精餾段和提餾段最大的來計算查管子規(guī)格表，得蒸汽接管用245mm12mm的熱軋鋼管②回流管由泵輸送取u=＝82mm查管子規(guī)格表，得回流管用83mm4mm的熱軋鋼管③進料管由泵輸入塔內，取=51mm查管子規(guī)格表，得進料管用60mm4mm的熱軋鋼管④塔釜液出口管取u＝查管子規(guī)格表，得塔釜液出口管用70mm4mm的熱軋鋼管⑤進入再沸器的氣液混合液入口管取u＝＝＝112mm查管子規(guī)格表，得再沸器的氣液混合液入口管用121mm4mm的熱軋鋼管⑥再沸器進入塔內管選擇臥式再沸器氣化率為50％＝＝查設計資料，由于u=10—30m/s，取20m/s 則查管子規(guī)格表，得再沸器進入塔內管用402mm9mm的熱軋鋼管表12 塔各接管及材料項目公稱直徑/mm壁厚/