【正文】 由固定管板式換熱器的系列標準，初選換熱器型號為： G500II— — 。 3m in39。3 6 0 01 0 0 32m in39。 32v020210m i n39。 以 50?F 作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則 ? ? smFNdNudqVVV/ 32020210m i n, ??????? ???? ………………………………………………………………………………(4) ② 提餾段 02039。, 39。依式39。, 39。L? 、 0? 及 ? 等均為定值，而 0u 與 39。 LVq 值，算出相應(yīng)的 qvv， ， ，值列于下表 12 中 表 12 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) q,V,L,(m3/s) q,V,V,(m3/s) 液泛線 ① 精餾段 由 ? ? dLcdLpwT hhhhhhhhhH ????????? ?? 1確定液泛線。 39。39。39。C Fv39。 ② 提餾段 取 mhL ? 因此 m1 6 0 0 1 5 1 9 4 dLpd ??????? ， 取 ?? mHT ? W?， ? ? ? ? mhH wT 2 0 1 ?????? 可見 ? ?hHWd ， ?? TH?，符合防止淹塔的要求。 塔板開孔率 = %%100 ???uu(在 10%14%之間，符合要求 ) 25 塔板流體力學(xué)驗算 氣相通過浮閥塔板的壓降 根據(jù) 1pch h h h?? ? ? 計算塔板壓降 (1)干板電阻由式 82 0 ?????????Vcu ? 先計算臨界孔速 若 cuu 00? ，則 ch 可按式Lcuh ? ? 計算， 若 cuu 00? ，則 ch 可按式 ??LV20c uh ?? 計算。,uN ????? ?? ，dq VV 取邊緣區(qū)寬度 mWc ? ,安定 區(qū)寬度 mWs ? 。t ，即 mmmNAt a 39。0 ? ，則 h0， muq LV 39。 圖 4 DWd/ 和 Tf AA/ 值與 LW/D 的關(guān)系 由 wl /D=，查圖得， Af/AT=， Wd/D= 故 Af==（ m2） Wd==（ m2） 液體在降液管中的停留時間 ? 一般不應(yīng)小于 3~5s，以保證溢流液體中的泡沫有足夠的時間在降液管中得到分離。m a x ?????? ? ?? 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 u=== m/s (2).塔徑 精餾段： muqD VV , ????? ?? 按標準塔徑圓整后為 D= m 塔截面積為 222T mD ???? ?? 實際空塔氣速為 smAq TVV / , ??? 提餾段： mq VV 7 9 9 uD 39。,39。 ? ? ? ? ????????? FBFAm xx ??? 代入公式得 ET,= (相對誤差小于 1%,符合要求 )。求解結(jié)果為： NT=8（見附圖 1），其中精餾段 NT=3，提留段 NT=5（不包括再沸器），進料板位置 NF=4。 9 圖 2 正戊烷 正己烷的汽液平衡圖 故最小回流比為 m in ???????xyxRqqD y q 取操作回流比為 精餾段的液相負荷 m in ???? RR (4)求精餾塔的氣、液相負 hk m o lqRq DnLn /, ????? 精餾段的氣相負荷 ? ? ? ? hk m olqRq DnVn / , ?????? 提鎦段的液相負荷 hk m o lqqq FnLnLn /,39。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。 （ 4） 液氣比波動的適應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當液氣比波動較大時宜用板式塔。 （ 6） 操作過程中有熱效應(yīng)的系統(tǒng)，用板式塔為宜。如必須用板式塔，宜選用結(jié)構(gòu)簡單、造價便宜的篩板塔盤、穿流式 塔盤或舌形塔盤，以便及時更換。（ 5）塔盤的結(jié)構(gòu)較簡 單，易于制造。 板式塔的常用塔型及其選用 板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備 ， 種類繁多。 若就單元裝置而論 ， 塔設(shè)備所占比重往往更大 ， 例如在成套苯蒸餾裝置中 ， 塔設(shè)備所占比重竟高達 %。 液體由上往下流動時 ， 由于塔壁處阻力較小而向塔壁偏流 ， 使填料不能全部潤濕 ， 導(dǎo)致氣液接觸不良，影響傳質(zhì)效果 ， 稱之為塔壁效應(yīng) 。 塔設(shè)備的分類及一般構(gòu)造 分類：按照操作壓力可分為加壓塔、常壓塔和減壓塔 ， 按操作單元分為精餾塔、吸收塔、介吸塔、反應(yīng) 塔、萃取塔、干燥塔，按形成相際接觸界面分為：固定相界面塔和流動過程中形成的相界面塔 ， 按內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔和填料塔。液體靠重力作用自上而下逐板流向塔底 ， 并在各塊塔板的板面上形成流動的液層；氣體則在壓差推動下經(jīng)塔板上的開孔由下而上穿過塔板上液層最后由塔頂排出。 （ 2）塔板：鋼為主，陶瓷、鑄鐵為輔。（ 3）分離效率較高，比泡罩塔高 15%左右。 與物性有關(guān)的因素 （ 1） 易起泡的物系，如處理量不大時，以選用填料塔為宜。 （ 5） 含有懸浮物的物料，應(yīng)選擇液流通道較大的塔型，以板式塔為宜。此外，導(dǎo)向篩板塔盤和多降液管篩板塔盤都能承受較大的液體負荷。因填料價格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計算的價格，隨塔徑增大而減小。 精餾塔的物料衡算 1．原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 正戊烷的摩爾質(zhì)量 MA=72kg/kmol 正己烷的摩爾質(zhì)量 MB=86kg/kmol Fx = ? ? 2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 6 MF=72+86= MD= 72+ 86= MW=72+86=3．物料衡算 產(chǎn)品正己烷產(chǎn)量 Wnq, 85 .32430 04 10 7???? =全塔物料衡算 Fnq, = Dnq, + Fnq, = Dnq, + 聯(lián)立解得 Dnq, =, = 塔板數(shù)的確定 1．理論層數(shù) NT 的確定 正戊烷 正己烷屬于理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù) （ 1）查得正戊烷 正己烷的汽液平衡數(shù)據(jù) [1]（表 1）繪出 txy 圖，如下 : 表 1 各組分組成與溫度的關(guān)系 x y t（ ℃ ） 1 1 40 45 50 55 60 65 0 0 7 txy08162432404856647280880 1x(y)t(℃)系列1系列2系列3系列4 圖 1 正戊烷 正己烷的 txy 圖 （ 2）求 q 值與 q 線方程： q 值計算過程由參考文獻 [2]查得 過冷液體： r ttChH hhhHhH hHq FbPLLV FLLVLV FV )(1 ???? ??????? 式中， PLC 是進料在溫度（ tb+tF） /2 下液體的定壓比熱容； 由圖 1 查得泡點溫度為 ℃ ，露點為 54℃ 。, 39。塔頂及塔釜 11 溫度分別為： tD =℃ tw = ℃ 全塔平均溫度 tm=(+)/2=℃ 查參考書 [4]得定性溫度下物料的粘度： ??A 計算得 LFm? = smPa? 塔底液相平均黏度：由 tw=℃ ， A? = smPa? ， B? = smPa? 。V,L39。 （ 2）堰長 wl Wl ED?? E 為堰長系數(shù)且常取 ～ ，本設(shè)計取 Wl E D?? = ?? m （ 3）溢流堰高度 hw 溢流堰高度計算公式 w L owh h h?? 選用平直堰，堰上液層高度 owh 依下式計算，即 320 LV, ?????????WW lEh 近似取 E=1，則 精餾段 ??????? ????????????? 3232 LV,WOW lEh 提鎦段 mlEWh0 2 9 8 3 6 0 00 1 0 0 0 0 0 3232,OW LV, ??????? ????????????? 取板上液層高度 hL=，故 精餾段 hhh OWLW ?? == 提鎦段 ??? h, ，OWLW hh = （ 4）弓形降液管寬度 Wd 及截面積 Af 20 為求降液管的寬（ Wd）和降液管的面積（ Af） ,需查圖 4 獲得，此圖的橫坐標值為 wl /D,用 K 表示。0 ? ，則 mulhW0 1 1 6 0 0 0 0 4 4 6 0 039。 表 10 塔徑與塔板分塊數(shù)目 塔徑 /mm 8001200 14001600 18002021 22002400 22 分塊數(shù)目 3 4 5 6 （ 2）取邊緣區(qū)寬度 mWc ? ,安定 區(qū)寬度 mWs ? 。 圖 5 按 N=184 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： smNdqu VV /44 220,0 ????? ?? ???? VuF ? 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9~12 范圍內(nèi)。 ?? 。 dH可用下式計算，即 dLpd hhhH ??? （ 1）與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐?ph 精餾段 p? 提餾 段 p?， （ 2）液體通過降液管的壓頭損失 dh ，因不設(shè)進口堰，故按式 20, ????????? hlqwLVdh 計算，即 精餾段 mhlqw LVdh 220, ??????? ???????????? 提餾段 mhlq w LV 39。,v39。,1???????????TFvLvVVAKqFC??? 計算出的泛點率都在 80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足汽液 kgkgeV /? 的要求。L? 、 bA 、 K 、 CF，及 LZ 均為已知值，相應(yīng)于 ?Ve 的泛點率上限值亦可確 定，將各已知數(shù)代入上式，便得出 39。,39。4 2 4 39。20 39。因此，可將上式簡化，得 3239。 LVq 值，依上式算出相應(yīng)的 ， vvq 值列于下表 14 中 32 表 14 液泛線數(shù)據(jù) q,V,L,(m3/s) q,V,V,(m3/s) q,V,L,(m3/s) q,V,V,(m3/s) 液相負荷上限 ① 精餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于 s5~3 。,39。 以 s5?? 作為液體在降液管中停留時間的下限，則 33 ? ? smHAq TLV /01 39。,39。,39。 ② 按照固定的液氣比，由此查出附圖 8 查出塔板的氣相負 荷上限? ? smq VV /39。 （ 2）管程安排 根據(jù)流體流經(jīng)的選擇原則，蒸汽走殼程， 循環(huán)冷卻水走管程。 （五）核算總傳熱系數(shù) （ 1）管程對流傳熱系數(shù) 41 10R 4iei ?????? ? ? ciud 104 92 1010P 33pri ?????? ?? 。 二．設(shè)計計算 （一）確定設(shè)計方案 （ 1）選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況 熱流體進口溫度 ℃ ，出口溫度 ℃ 。, ???????? ????????? ??? ………………………………………………………………………………(5) ， 根據(jù)式（ 1）、（ 2）、（ 3）、（ 4）、（ 5）可分別作出精餾段塔板負荷性能圖上的① ~⑤ 共五條線，見圖 7 由精餾段塔板負荷性能圖可以看出： ① 在 任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點 A（設(shè)計點），處在事宜操作區(qū)域內(nèi)的適中位置。,039。, 5439。,39。36 0039。0 2 9 8 LVLVVV qqq ??? …………… ... (2)， 在操作范圍內(nèi)任取若干個 39。,0439。,02039。,39。 39。v39。