【正文】 R=D/2=X=D/2(+)=(+)= =浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。故?。桨磘＝75mm＝60mm等腰三角形叉排方式作圖圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)精餾段排得閥數(shù)為151個提餾段排得閥數(shù)為151個按N＝180個重新核算及閥孔動能因數(shù)精餾段＝提餾段精餾段=提餾段＝閥孔動能因數(shù)變化不大，還在912范圍內(nèi)。（4）塔板流體力學(xué)驗算 氣相通過浮閥塔板的壓強降，可以公式 ①干板阻力精餾段 m/s提餾段 m/s因為精餾段和提餾段的,故＝精餾段＝＝＝提餾段＝＝＝②板上充氣液層阻力本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取為充氣系?shù)＝，所以＝＝＝③液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，忽略不計。（5）淹塔 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，（+），可以按公式①與氣體通過塔板的壓強降所相當(dāng)?shù)囊后w高度：精餾段 ＝提餾段 ＝②液體通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故可以按公式＝精餾段＝＝提餾段＝＝③板上液層高度：＝故 精餾段 ＝++＝ 提餾段 ＝++＝?。? 又選定了＝精餾段＝ 精餾段＝，則精餾段 （+）＝（+）＝提餾段（+）＝（+）＝可見（+）,符合防止淹塔的要求。7. 塔板負(fù)荷性能圖（1）霧沫夾帶線，按公式泛點率＝按泛點率為80％計算如下精餾段 +＝提餾段 +＝由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個可作出霧沫夾帶線（1）相應(yīng)的和值表9 霧沫夾帶線取點精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）（2） 液泛線 由公式（+）＝＝忽略，得（+）＝++（1+）[]由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，而且＝將上式化簡為精餾段 ＝提餾段 ＝相應(yīng)的和值表10 液泛線取點精餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）提餾段Ls/（m3/s）Vs/（m3/s）根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線（2）（3） 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時間不低于35s。在圖液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎線（3）（4） 漏液線 對于型重閥，依＝＝5計算，則＝又知道 則 以＝5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段 ＝＝提餾段 ＝＝作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線（4）(5) 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度＝，依公式＝取E＝1，則精餾段 ＝ 提餾段 ＝分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：（1）任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點p（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限是由液相負(fù)荷上限控制，操作下限由漏液控制。圖13 全塔能量衡算圖 ①冷凝器 熱量衡算可知： 冷卻水用量：設(shè)換熱器采用逆流的方式，℃，水的出口溫度為35℃，另外已知該溫度下苯的平均比熱容為1900J/（kg. ℃）由管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K＝800W/(m2.℃)所以對數(shù)平均溫度差 換熱面積為： 因水和苯兩流體均不發(fā)生相變的傳熱過程，因水的對流傳熱系數(shù)一般較大，且易結(jié)垢，故選擇冷卻水走換熱器管程，苯走殼程。即其公稱直徑為1000mm、 的固定板式換熱器。②再沸器 再沸器采用間接蒸汽加熱，（表壓）查得溫度T=℃全塔熱量衡算得到再沸器的熱負(fù)荷：前面計算得QB= 106kJ/h，加熱蒸氣的消耗量可按下式計算，即 ℃，℃，℃，℃的液體；由列管式換熱器總傳熱系數(shù)K可知K＝600W/(m2.℃)△tm==℃換熱面積： 查管殼式換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)得： 應(yīng)選用JB/T4715的固定管板式換熱器。且列管尺寸為25=mm，管心距為32mm，管子總根數(shù)為698，中心排管數(shù)為30，列管長度為9000mm。 其中，塔體是塔設(shè)備的外殼，由等直徑、等壁厚的鋼制圓筒及橢圓封頭的頂蓋構(gòu)成。接管用以連接工藝管線，使之與相關(guān)設(shè)備連成封閉的系統(tǒng)。（2）塔體總高度計算 ①板間距HT 板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。 板間距HT的大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。反之，所需的塔徑就要增大。因此HT應(yīng)適當(dāng)選擇。表13 塔間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m～～～～～板間距HT/m200～300300～350350～450450～600500～800本設(shè)計取HT＝450mm。②開人孔處板間距H’T凡是人孔處板間距H’T應(yīng)等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~550mm。本設(shè)計取H’T＝600mm ③人孔數(shù)目S人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。本設(shè)計每隔9塊板設(shè)計一個人孔，故取人孔數(shù)目為4（不包括塔底和塔底人孔）。本設(shè)計取HF＝800mm?！?，塔徑大時可適當(dāng)增大。對于易結(jié)焦物料，塔底停留時間則應(yīng)按工藝要求而定，HB值可按儲量和塔徑計算。 HT——塔板間距，mm。T——開有人孔的塔板間距，mm。HB——塔底空間高度，mm。S——人孔數(shù)目（不包括塔底和塔底人孔）。其各種設(shè)計參數(shù)如下：①設(shè)計壓力該精餾塔在常壓下操作，②設(shè)計溫度該精餾塔塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，溫度不超過150℃,因此設(shè)計溫度定為150℃。如圖 圖14 封頭則=則封頭的設(shè)計厚度 封頭的名義厚度 15mm 則封頭的有效厚度 以內(nèi)徑為公稱直徑，選用封頭為 47462002 根據(jù)參考文獻(xiàn)選取可知曲邊高度為=350mm，直邊高度選取=40mm。裙座較其他的支座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支撐形式。由于塔徑較大，所以座圈與塔體間采取對接焊縫，裙座材料選為Q235B。開孔中心高900mm，直徑為450mm。 表16設(shè)計結(jié)果匯總項目數(shù)值及說明備注塔徑D/m板間距HT塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板實際空塔氣速Uk/（m/s)精餾段提餾段堰長lw/m堰高h(yuǎn)w/m精餾段提餾段板上液層高度hL/m降液管底隙高度h0/m精餾段提餾段浮閥數(shù)N/個精餾段151提餾段151閥孔氣速U0/（m/s）精餾段提餾段閥孔動能因數(shù)F0精餾段提餾段臨界閥孔氣速U0/（m/s）精餾段提餾段孔心距t/m指同一橫排的孔心距排間距t/m指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降/pa精餾段552提餾段液體在降液管內(nèi)的停留時間/s精餾段提餾段降液管內(nèi)清液層高度Hd/m精餾段提餾段泛點率/％精餾段提餾段氣相負(fù)荷上限（Vs）max/（m3/s）精餾段霧沫夾帶控制提餾段液相負(fù)荷上限控制氣相負(fù)荷上限（Vs）min/（m3/s）精餾段漏液控制提餾段漏液控制操作彈性精餾段提餾段操作介質(zhì)苯和甲苯回流比后記通過這次課程設(shè)計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設(shè)計，對實際單元操作設(shè)計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。在老師和同學(xué)的幫助下，及時的按要求完成了設(shè)計任務(wù)，通過這次課程設(shè)計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。 如精餾塔的加料方式用高位槽就比用加料泵直接加料較易平穩(wěn)操作。2. 精餾塔附屬的換熱設(shè)備在考慮精餾塔附屬的換熱設(shè)備的配置中，必須注意到精餾過程一方面要供給熱量，一方面又要用大量的冷卻水進(jìn)行冷卻，故從經(jīng)濟(jì)觀點出發(fā)存在著如何合理利用熱能的問題，為此可以用定性或定量的方法論述塔底釜液與塔頂蒸汽熱能利用的可能性（可以從傳熱溫差的大小以及回收熱量的多少進(jìn)行可行性比較），考慮它們能否用于預(yù)熱料液或有別的用處。另外，在設(shè)計過程中指導(dǎo)教師原則上不負(fù)責(zé)審核運算數(shù)字的正確性，因此從設(shè)計一開始就必須以嚴(yán)肅認(rèn)真的態(tài)度對待設(shè)計工作，要訓(xùn)練自己獨立分析、判斷結(jié)果正確性的能力。所以多查閱一些參考資料以充實方案的論證材料或增加使用計算機(jī)設(shè)計的內(nèi)容。為了搞好本次設(shè)計的內(nèi)容，務(wù)必做到事實求是、事必躬親、作風(fēng)嚴(yán)謹(jǐn)、滴水不漏。 在這里我對本次設(shè)計所幫助我的老師和同學(xué)表示真摯的