【正文】 降△P為 降液管停留時間a. 液體在降液管內(nèi)停留時間故降液管設計合理b. 液泛的校核為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度?！邔τ诖笏?，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。設how,小’= LW=浮閥塔工藝設計計算結(jié)果 負荷性能圖 液相下限線因堰上液層厚度how’為最小值時，對應的液相流量為最小。LS39。忽略式中項，將以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、及φ等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。（2）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。其液面以上空間為氣液分離空間?！?，其主要成分是水，比熱比原料液大，所以完全可以利用釜液對進料液進行預熱，使其達到泡點，只要控制好釜殘液的流量，由于釜殘液能提供的熱量足夠，因而可以穩(wěn)定控制進料溫度為泡點。選取換熱器25型號為：G600Ⅰ——名稱公稱直徑Dg/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格6001245名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格173000 泵 冷凝水泵雷諾數(shù)h65 / 65。F=230kmol/h= kg/h，W =185kmol/h根據(jù)溫度，查相關(guān)表得：CP水=(kg℃),CP乙醇＝(kg℃)。本設計采用直管進料管。(2)全凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量甲醇水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式①．乙醇水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)℃冷凝蒸汽量：, ,r=②．冷凝水始溫為30℃，取全凝器出口水溫為42℃，在平均溫度乙醇與水的溫度為物性數(shù)據(jù)如下 ρ（kg/m3）Cp(KJ/k.℃)μ[kg()]λ(w/(m.℃))乙醇水(℃)105水（36℃）105③a. 設備的熱參數(shù)：b．水的流量：c．平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”取K=2000W/(m2.℃) 傳熱面積的估計值為： 換熱面積A==管子尺寸取25mm 水流速取ui=管數(shù)：個管長：取管心距殼體直徑取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/（MPa）管子長l/m管程數(shù)NP1管數(shù)n/根162殼程數(shù)NS1管心距t/mm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：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=15殼內(nèi)乙醇水流速 當量直徑 1 管程流體阻力，則ε/d=,查得摩擦系數(shù)λ=取污垢校正系數(shù)F= 符合一般要求2 殼程流體阻力 Re=5000，故管子排列為正三角形排列，取F=擋板數(shù) 塊 代入得 取污垢校正系數(shù)F=故管殼程壓力損失均符合要求3 管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管=104殼程對流給熱系數(shù)Re=Pr0== ==計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 ℃/kW RS= m℃/kW以管外面積為基準 則K==(m2.℃)計算傳熱面積 A=m2所選換熱器實際面積為A=n=裕度所選換熱器合適 塔底再沸器面積的計算及選型(1)再沸器的選擇：列管式蒸發(fā)器對直徑較大的塔，一般將再沸器置于塔外。根據(jù)生產(chǎn)任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點P(,1,4725)在正常的操作范圍內(nèi)。 液泛線為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。以作為液體在降液管中停留時間的下限，因Af= ， HT= ∵θ=AfHT/LS則LS,大’= / 5= 漏液線 據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。e. 漏液驗算 Vs’= m3/s, 可見不會產(chǎn)生過量漏液。所謂泛點率指設計負荷與泛點負荷之比的百分數(shù)。一般=（25~50）mm。2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。hwho=46 22 =24 mm 6 mm 故降液管底隙高度設計合理。2) 溢流堰長根據(jù)塔徑=溢流堰長 2)出口堰高選用平直堰，堰上液層高度3）弓形降液管寬度和面積查圖知 停留時間 故降液管尺寸可用。（2）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。忽略式中項，將以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則、及φ等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即： 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。以作為液體在降液管中停留時間的下限，因Af= ， HT= ∵θ=AfHT/LS 則LS,大= / 5= 漏液線據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的水平漏液線。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev(干氣)的要求。即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△hd=(LS/(lwho))2 乙醇水屬于一般物系，對于浮閥塔△≈0Hd=hw+how+hd+hp+△=+(())2+=ψ（HT+hW）=(+)=， 故本設計中不會出現(xiàn)液泛 霧沫夾帶綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。一般=（25~50）mm。2） 出口安定區(qū) 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狹長的不開孔區(qū)，叫出口安定區(qū)，其寬度與入口安定區(qū)相同，亦為。hwho=40 22 =18 mm 6 mm 故降液管底隙高度設計合理。1) 溢流堰長精餾段：根據(jù)塔徑=溢流堰長 2)出口堰高選用平直堰，堰上液層高度液流收縮系數(shù)3）弓形降液管寬度和面積查圖知 精餾段： Wd==驗算液體在降液管內(nèi)停留時間 停留時間 故降液管尺寸可用。提餾段理論板數(shù)提餾段操作線方程：y=已知X5=, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=。因此，本設計選用間接蒸汽加熱的方式提供熱量 回流方式選定 重力回流 回流比的確定對于一定的分離任務，采用較大的回流比時，操作線的位置遠離平衡線向下向?qū)蔷€靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。因此，本設計選擇常壓操作條件。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設備，增加了相應的設備和操作費用。在相同條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。隨著科學技術(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，故氣液接觸時間較長，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特點，但其