【正文】 停留時間： =s5s 故降液管設計合適④ 降液管底隙高度h0 取= 又hWh0== 故降液管底隙高度設計合理,選用凹形受液盤，深度h39。其寬度WS可按下列范圍選取，即 ： 當D，WS為60到70 mm 當D，WS為80到110 mm由于精餾段塔徑D=，故取WS=85 mm。寬度WC視具體需要而定，小塔為30到50mm,大塔可達50到70mm。①浮閥選型：F1型浮閥②閥孔氣速u0的計算 取F0=10 則m/s③浮閥數(shù)N計算： 式中d0 = =④塔板開孔率 開孔率⑤塔板的布置與浮閥的排列 ?塔板分塊 塔徑D/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456 因 D800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊 ?開孔區(qū)面積Aa 邊緣區(qū)和安定區(qū)的寬度：WS =W’S=85mm WC=54mm m m 得出 m2 ?閥孔計算及其排列閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為： 又t’ 故根據(jù)以上條件繪制塔板布置圖 算出N=365 根據(jù) m/s 流體力學校驗 hp=hc+h1+hσ①干板壓強降hc 故：操作時浮閥全開 所以 m液柱②液層阻力h1 h1 =ε（hW+hOW） 則 h1=(+)= m液柱③液體表面張力hσ 數(shù)值很小，設計時可以忽略不計 則 hp=hc+h1+hσ=++0= 則：氣體通過每層塔板的壓降△P為 △P=hPg== 640pa(設計允許值) 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。所謂泛點率指設計負荷與泛點負 荷之比的百分數(shù)。 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)。因Af= HT= 則 因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。 塔體主要工藝尺寸匯總浮閥塔主要設計參數(shù)工藝參數(shù)參數(shù)名稱精餾段提餾段平均溫度tm ,℃平均壓力Pm ,Kpa 氣相流量Vs, m3/s液相流量Ls，m3/s實際塔板數(shù)1726有效段高度Z,m8塔徑D，m板間距HT ,m溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形降液管弓形降液管堰長lW，m堰高hW，m板上液層高度hL，mm堰上液層高度hOW，m降液管底隙高度h0，m安定區(qū)寬度WS，m邊緣區(qū)寬度WC，m開孔區(qū)面積Aa，m2閥孔直徑d0，m篩孔數(shù)目n，個247365孔中心距t，m開孔率，％空塔氣速，m/s閥孔氣速，m/s每層塔板壓降ΔP，Pa液相負荷上限，m3/s液相負荷下限，m3/s泛點率，%負荷上限，m3/s負荷下限，m3/s操作彈性第6章 輔助設備的設計 塔頂全凝器的計算與選型苯甲苯走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式①苯甲苯冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=℃冷凝蒸汽量：,所以可以忽略甲苯的冷凝熱,r=。℃]μ[pa/s]λ [w/(m 塔底再沸器的計算與選型精餾塔底的再沸器可分為：釜式再沸器、熱虹吸式再沸器及強制循環(huán)再沸器。（a）是臥式再沸器，殼方為釜液沸騰，管內(nèi)可以加熱蒸汽。蒸汽引到塔底最下一塊塔板的下面，部分液體則通過再沸器內(nèi)的垂直擋板，作為塔底產(chǎn)物被引出。為減少霧沫夾帶，再沸器上方應有一分離空間，對于小設備，管束上方至少有300mm高的分離空間，對于大設備，～。夾套式再沸器，常用于傳熱面較小或間歇精餾中。它是依靠釜內(nèi)部分汽化所產(chǎn)生的汽、液混合物其密度小于塔底液體密度，由密度差產(chǎn)生靜壓差使液體自動從塔底流入再沸器，因此該種再沸器又稱自然循環(huán)再沸器。3. 強制循環(huán)再沸器如圖（f）所示。原料預熱器和產(chǎn)品冷卻器的型式不象塔頂冷凝器和塔底再沸器的制約條件那樣多，可按傳熱原理計算。①苯－甲苯液體走管程，水蒸汽走殼程，采用逆流物性數(shù)據(jù)：，故基本可認為是甲苯，t=℃液體蒸發(fā)量：塔底物質(zhì)的汽化潛熱為r2 =選擇150的飽和水蒸氣加熱，w/m②按照蒸發(fā)器的計算程序：⑴設備的熱負荷等于： ⑵水的流量： ⑶平均溫度差：℃ ⑷按照傳熱方式估算傳熱系數(shù) K=1000w/(m2則kg/m3進料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ733 mm實際管內(nèi)流速： Mw=，釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ763 mm實際管內(nèi)流速： L=，ML=，ρL=回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ1214 mm實際管內(nèi)流速： 設蒸汽流速為15m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格： φ4809 mm實際管內(nèi)流速： 設蒸汽流速為10m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ4509 mm實際管內(nèi)流速： 深井水溫度為25℃，水的物性數(shù)據(jù)：ρ=, ，深井水的質(zhì)量流率，取流速為2m/s管徑經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格：φ1278 mm實際流速為 泵的計算與選型提餾段塔高由下式計算確定:式中：HD為裙座高度取5m。為人孔處板間距。為塔底空間高度。因為 =由式得：則Ht=5+(2623)+3++=F=230kmol/h = m3/h=，= m 。泵的揚程H=+ + =+=查型離心泵性能表，IS8065125型泵較適合作進料泵，其有關(guān)參數(shù)為流量()揚程轉(zhuǎn)速()氣蝕余量C0/泵效率%軸功率配帶功率30290064塔總高（不包括裙座）由下式?jīng)Q定式中：HD為裙座高度取5m。為人孔處板間距。為塔底空間高度。 ∴泵的揚程 H=Ht+=+=查型離心泵性能表 ,從各個方面考慮下來，IS8065160型泵較適合作進料泵，其有關(guān)參數(shù)為流量()揚程轉(zhuǎn)速()氣蝕余量泵效率%軸功率配帶功率3036290061?？偨Y(jié)于下：1. 對化工設計有了比較深刻的認識，在平常的化工原理課程學習中總是只針對局部進行了計算，而對參數(shù)之間的相互關(guān)聯(lián)缺乏認識。我學會了去互聯(lián)網(wǎng)上查取這些數(shù)據(jù)，如在中科院過程工程研究所的數(shù)據(jù)庫中就有許多我們所需要的數(shù)據(jù)。這樣的設計讓我從中獲得了一些自信，覺得專業(yè)還是學了不少東西的，至少學會了一種研究的方法，將來工作中或?qū)W習遇到了什么困難或從未接觸過的領域，我也不再會感到畏懼。3. 設計幫助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。4. 設計教會了我耐心，很多地方都是需要先假設數(shù)據(jù)，再驗算，不符合時再調(diào)整數(shù)據(jù)重新進行驗算。 致謝本次設計能完全結(jié)束，離不開老師得辛勤指導和同學們的熱心幫助。在此，特別感謝馮暉老師和化工九班的同學們。 參考文獻（第二版），管國鋒，趙汝溥。(全冊）－賈紹義amp。天津大學出版社，2005。, 柴誠敬,姚玉英. 《化工原理》下冊，天津:天津大學出版社，2003。 8. 常用化工單元設備的設計. 陳英南，:華東理工大學出版社,