【正文】 上限 負(fù)荷下限 霧沫夾帶 eV ,kg 液 /kg 氣 液相負(fù)荷上限， m3/s 液相負(fù)荷下限， m3/s 操作彈性 輔助設(shè)備及零件設(shè)計(jì) 塔頂冷凝器（列管式換熱器） 苯 甲苯走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式 1）估計(jì)換熱面積 ①．苯 甲苯冷凝蒸汽的數(shù)據(jù) tD=℃冷凝蒸汽量： g / 1 KVMG V ???? 由于苯摩爾分?jǐn)?shù)為 ,所以可以忽略甲苯的冷凝熱 ,r=394KJ/kg ②．冷凝水始溫為 12℃， 取冷凝器出口水溫為 20℃，在平均溫度 ℃162 2021t ??? 物性數(shù)據(jù)如下 （苯在膜溫下，水在平均溫度下） ρ（ kg/m3） Cp(KJ/k. ℃) μ[kg()] λ(w/(m.℃ )) 苯 甲苯 30 105 水 111 ． 1 20 105 ③ a. 設(shè)備的熱參數(shù)： ???? GQ b．水的流量： SCG / ?????? ）（ c．平均溫度差： ℃）（）（Δ m ??? ???? 根據(jù)“傳熱系數(shù) K 估計(jì)表”查由“冷凝有機(jī)液體蒸汽到水”取 K=700W/(m2.℃ ) 傳熱面積的估計(jì)值為：mt??KQA = 23 m?? ? 選型，有關(guān)參量見下表： 外殼直徑 D/mm 600 管子尺寸 /mm ? 25 ? 公稱壓 Pg/(kgf/cm2 ) 16 管子長(zhǎng) l/m 3 公稱面積 A/m2 60 管數(shù) n/根 269 管程數(shù) Np 1 管心距 t/mm 32 殼程數(shù) Ns 1 管程通道面 A/ m2 管子排列 正三角排列 核算管程、殼程的流速及 Re: （一）管程 流通截面積： 222i mn nA pi ?? ???? π 管內(nèi)水的流速 m / ???? AGu i ρ 水 45 ??? ???? ?μ ρiii ud （二）殼程 流通截面積： ??? nn c 取 =19 取折流板間距 h=300mm， 200 0 3 7 )0 2 ()( mdnDhA c ??????? 21 殼內(nèi)苯 甲苯流速 s/ 010 ???? ? 當(dāng)量直徑 md d o 22e ?????? π ）π（ 3500 ??? ???? ?? ?de u 2）計(jì)算流體阻力 管程流體阻力 Spti NNFppp )( 21 ΔΔΔ ??? 設(shè)管壁粗糙度ε為 ，則ε /d=, ??i 查得摩擦系數(shù)λ = Padii ulP 221 ?? ??????? ?? Pai 222 ?????? ? PaNNFppp Spti )()( 21 ????????? ΔΔΔ 符合一般要求 殼程流體阻力 SNFppp s21o )39。其經(jīng)驗(yàn)值為大塔 F180%82% F1的數(shù)值可用下兩使進(jìn)行計(jì)算，然后取較大值。 ① 堰長(zhǎng) lW==*= ② 溢 流 堰 高 度 hW=hLhOW 選 用 平 直 堰 ， 堰 上 液 層 高 度 hOW 20 20??????? ?CC20 20??????? ?CC 11 近似取 E=1 則 hOW = 取板上清液層高度 hL=70mm 故hW=hLhOW== ③ 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af 由 lW/D= 查圖得 Af/AT=, Wd/D=則： Af=*AT=*= Wd=*D=*= 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間 t=3600AfHT/Lh =3600**5s 故降液管設(shè)計(jì)合適 ④ 降液管底隙高度 h0 h0=Ls/(3600*LWu1) 取 u1=h0=(3600**)= hWh0== 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤，深度 h’ W=50mm ⑵提餾段 因?yàn)樗綖?，且流量為 ,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 4 回流 方式 （重力回流或強(qiáng)制 回流） 第三章 精餾過程 工藝流程圖 第四章 理論板數(shù)的確定 全塔物料衡算 D W 已知條件 ： F=230 kmol/h XD= XW = F=D+W F*XF=D*XD+W*XW 求得 D= kmol/h W= kmol/h 5 列出苯 甲苯相平衡數(shù)據(jù) 查課本 P466 頁苯 — 甲苯氣液平衡 組成表 根據(jù)相對(duì)揮發(fā)度公式x1y1xy???? ，求得： 苯與甲苯汽液平衡組成 液相 X 氣相 Y XY YXY XXY 相對(duì)揮發(fā)度 平均值 0 0 0 0 0 20 37 30 50 71 70 95 100 100 1 0 0 所以 α m = 所以平衡線方程為： ?? 或 yx??. 另外 q線方程為 y= 聯(lián)立推出 XE= YE= 確定回流比 R Rmin =(xD ye )/( ye – xe)=()/()= R= Rmin =*= 理論塔板數(shù)的確定 1）求精餾塔的汽 ,液相負(fù)荷 L=RD=*= kmol/h V=(R+1)D=+1)= kmol/h V’=V(1q)F= kmol/h L’=L+qF= kmol/h+ kmol/h= kmol/h 6 2）求操作線方程 精餾段操作線方程為 Y=(L/V)*X+(D/V)*XD=*X+*=+ 提餾段操作線方程為 Y=(L’/V’)‘*X’(W/V’)*XW= /*X’* =’ 3)逐板計(jì)算法求理論板層數(shù) 精餾段理論板數(shù)： 平衡關(guān)系： X=Y/（ ） 精餾段操作方程： Y=+ 由上而下逐板計(jì)算，自 X0= 開始到 Xi首次超過 XQ= 操作線上的點(diǎn) 平衡線上的點(diǎn) （ X0=,Y1=） (X1=, Y1=) （ X1=,Y2=） （ X2=,Y2=） （ X2=,Y3=） （ X3=,Y1=） （ X3=,Y4=） （ X4=,Y4=） （ X4=,Y5=） （ X5=,Y5=） （ X5=,Y6=） （ X6=,Y6=） （ X6=,Y7=） （ X7=,Y7=） （ X7=,Y8=） （ X8=,Y8=） （ X8=,Y9=） （ X9=,Y9=） （ X9=,Y10=） （ X10=,Y10=） （ X10=,Y11=） (X11=, Y11=) （ X11=,Y12=） （ X12=,Y12=） （ X12=,Y13=） （ X13=,Y13=） （ X13=,Y14=） （ X14=,Y14=） （ X14=,Y15=） （ X15=,Y15=） （ X15=,Y16=） （ X16=,Y16=） 因?yàn)?X16 時(shí)首次出現(xiàn) Xi=XQ 故第 16塊理論版為加料版，精餾段共有 15塊理論板。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷 被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等