【正文】 第六節(jié) 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取 =4mm 進出口安全寬度 bs=bs’ =80mm 邊緣區(qū)寬度 bc=50mm 由 Ad / AT =,查《化工原理》（下冊） P113 的圖 可得： bd/D= ])(11[ 2Dlb wd ??? 所以降液管寬度： db = = r= = 有效傳質(zhì)面積： = m2 采用 F1Z41 型浮閥，重閥浮閥孔的直徑0d= m 初取閥孔動能因子 0F =11，計算適宜的閥孔氣速 vFu?00 ?= sm )(2 sd bbDx ???cbD?2)s in(2 1222 rxrxrxA a ????浮閥個數(shù) udqn n v s0024 ??? ? =95 由于直徑較大，所以采用分塊式塔板，等腰三角形排列 . 孔心距 t=(*(Aa/Ao)) *0d= t=100mm 浮閥的開孔率 ??????DdnAAT 202044??? %10% ndqu n v s???0204? = sm vuF ?00 ? = 所以 0F =11 正確 第七節(jié) 塔板流動性能校核 1． 液沫夾帶量校核 KCAqFFTvlvn v s1 ????? = 由塔板上氣相密度及塔板間距查《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》書圖 519 得系數(shù) FC = 根據(jù)表 511 所提供的數(shù)據(jù)， K 可取K=1。 5． 嚴重漏液校核 當閥孔的動能因子低于 5 時將會發(fā)生嚴重漏夜，故漏液點的氣速可取 0F =5 的相應(yīng)孔流氣速 vFu?039。釜液的組成為（摩爾分數(shù)）丙稀 =，丙烷 = 塔頂壓力： 塔底壓力 Pw=1720+ Np hf =1720+142 10－ 3= 2．再沸器殼程與管程的設(shè)計 殼程 管程 溫度（℃） 100 54 壓力（ MPa 絕壓） 3． 物性數(shù)據(jù) 1） 殼程凝液在溫度（ 100℃ ）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rc= KgKJ/ 熱導(dǎo)率：λ c =(m*K) 粘度： μ c = K 表面張力：σ b＝ 氣相粘度：μ v = 1000/3600 ccbbR DDQ ?? ??= 2633400w 傳熱溫差： =46℃ 假設(shè)傳熱系數(shù)： K=850W/( m2 K) 估算傳熱面積 Ap = m2 擬用傳熱管規(guī)格為： Ф 25 2mm,管長 L=3m 則傳熱管數(shù)： =286 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1。_? ? RR LbLvtp ??? ??? 1_gl tptpbCDD LP ???????? ????????? ??? ??? _ ①管程進出口阻力△ P1 進口管內(nèi)質(zhì)量流速： =(m2 s) = = = iiDWG?biGD??Reiei R???)19 (34 )02 (2?? iiDDLbiii GDLP ?? 2 21 ??biGD??Re eR???biBC GdLP ?? 2 22 ???xGGV ?VViV Gd??Re 54 12 VeV R???VViCDVV GdLP ?? 2 23 ???Tii NdWG ?b. 液相流動阻力△ PL3 GL=GGv=(m20 2 5 2?? DDL ooVViV Gd??Re 54 12 VeV R???VViVVGdLP ?? 2 25 ??? b. 液相流動阻力△ PL5 = kg/(m2管程溫度由℃降至 25℃ 管程流率： qmDs = 。 則 ? ??????? mhfgugpfZHe 2? 3/4 66 8 74 mkgL ??qVLh = ??36004 2ud?選取泵的型號： Y 揚程： 60～ 603m 流量： ～ 500m3 /h （兩臺，一備一用） 實際液體流速： u= ， 管路直徑： d==27mm 液體密度： kg/ m3 液體粘度 smPa?? ? 取ε = 相對粗糙度：ε /d= ??? ??du 查得：λ = 取管路長度： l=60m 取 90 度彎管 2 個（ d402? ），其中吸入管裝吸濾筐和底閥7?? ，一個 90 度彎頭；排出管中截止閥一個 el =15d，一個90 度彎頭，進入突然縮小 ?? ，文氏管流量計 1 個，噴嘴阻力取 Pa610? ? ?? ?????? mgpcgud lehf )1( 2 ??? 取 mZ 5??? ， 則 ? ???????? mhfgugpfZHe 2? 444?L?qVLh = ??36004 2ud?該處泵揚程為負值，說明正常工作時無須使用該泵，但在非正常工作或者停止工作時，需使用該泵，不可忽略。精餾塔最直接的質(zhì)量指標是產(chǎn)品濃度。問題在我們的努力下是總會得以解決的，只要付出努力，當你的迷茫達到一定的時候，就必然會走向成功。 雖然我們困難不斷，但是這次課程設(shè)計完成后，我發(fā)現(xiàn)我對于化工原理知識的了解上升到了一個新的層面，能夠深刻的了解設(shè)計原理和設(shè)計步驟等等。 附錄一 主要符號 說明 符號 意義與單位 符號 意義與單位 A 塔板上方氣體通道截面積 m2 E 液流收縮系數(shù) Aa 塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2 ev 單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量 Ad 降液管截面積 m2 F0 氣體的動能因子 kg1/2/(s*m1/2) F1 實際泛點率 Ao 板孔總截面積 m2 Nt 理論塔板數(shù) AT 塔截面積 m2 Np 實際塔板數(shù) b 液體橫過塔板流動時的平均寬度 m n 浮閥個數(shù) bc 塔板上邊緣寬度 m p 系統(tǒng)總壓力 kPa 組分分壓 kPa bd 降液管寬度 m Δpf 塔板阻力降 N/ m2 bs 塔板上入口安定區(qū)寬度 m Φ 熱負荷 w(kw) b’s 塔板上出口安定區(qū)寬度 m qnD 餾出液摩爾流量 kmol/h C 計算液泛速度的負荷因子 qnF 進料摩爾流量 kmol/h C20 液體表面張力 20mN/m 時的負荷因子 qm 質(zhì)量流量 kmol/h Co 孔流系數(shù) qnL 液相摩爾流量 kmol/h D 塔徑 m qnv 氣相摩爾流量 kmol/h do 篩孔直徑 m qnW 釜液摩爾流量 kmol/h ET 塔板效率 液流收縮系數(shù) qn Lh 液相體積流量 m3 /h qnLs 液相體積流量 m3 /s hσ 克服液體表面張力的阻力 m qnVh 氣相體積流量 m3 /h how 堰上方液頭高度 m qnVs 氣相體積流量 m3 /s hw 堰高 m R 回流比 K 相平衡常數(shù) r 摩爾汽化潛熱 kJ/kmol k 塔板的穩(wěn)定性系數(shù) T 熱力學(xué)溫度 K lw 堰長 m t 攝氏溫度 ℃ M 摩爾質(zhì)量 kg/kmol FLV 兩相流動參數(shù) ρ 密度 kg/m3 f 汽化分數(shù) σ 液體表面張力 mN/m Hd 氣相摩爾焓 kJ/kmol τ 時間 s H’d 降液管內(nèi)清液層高度 m Φ 降液管中泡沫層的相對密度 Hf 降液管內(nèi)泡沫層高度 m ? 篩板的開孔率 HT 塔板間距 m B 液沫夾帶分數(shù)，浮閥固定底邊尺寸 m hb 降液管底隙 m u 設(shè)計或操作氣速 m/s hd 液體流過降液管底隙的阻力 m ua 通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/s hf 塔板阻力（以清液層高度表示 m） uf 液泛氣速 m/s ht 塔板上的液層阻力（以清液層高度表示 ） m uo 篩孔氣速 m/s ho 干板阻力 （以清液層高度表示） m zf 進料的摩爾分數(shù) h’o 嚴重漏液時的干板阻力 m α 相對揮發(fā)度 u’o 嚴重漏液時相應(yīng)的閥孔氣速 m/s β 塔板上液層的充氣系數(shù) x 液相摩爾分數(shù) y 氣相摩爾分數(shù) Z 塔高 m 下 標 組分名稱 min 最小 c 冷缺水 max 最大 D 餾出液 n 塔板序號 e 平衡 opt 適宜 F 進料 q 精。 3.《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社， 2020 年。 7.《化工原理》（下冊）