【正文】 由固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn)，初選換熱器型號(hào)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(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，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(jiàn) ? ?hHWd ， ?? TH?，符合防止淹塔的要求。 塔板開(kāi)孔率 = %%100 ???uu(在 10%14%之間，符合要求 ) 25 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降 根據(jù) 1pch h h h?? ? ? 計(jì)算塔板壓降 (1)干板電阻由式 82 0 ?????????Vcu ? 先計(jì)算臨界孔速 若 cuu 00? ，則 ch 可按式Lcuh ? ? 計(jì)算， 若 cuu 00? ，則 ch 可按式 ??LV20c uh ?? 計(jì)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(shí)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(shí)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(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D= m 塔截面積為 222T mD ???? ?? 實(shí)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(duì)誤差小于 1%,符合要求 )。求解結(jié)果為： NT=8（見(jiàn)附圖 1），其中精餾段 NT=3，提留段 NT=5（不包括再沸器），進(jìn)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(fù)荷 m in ???? RR (4)求精餾塔的氣、液相負(fù) hk m o lqRq DnLn /, ????? 精餾段的氣相負(fù)荷 ? ? ? ? hk m olqRq DnVn / , ?????? 提鎦段的液相負(fù)荷 hk m o lqqq FnLnLn /,39。對(duì)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(dòng)的適應(yīng)性，板式塔優(yōu)于填料塔，故當(dāng)液氣比波動(dòng)較大時(shí)宜用板式塔。 （ 6） 操作過(guò)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(jiǎn)單、造價(jià)便宜的篩板塔盤、穿流式 塔盤或舌形塔盤，以便及時(shí)更換。（ 5）塔盤的結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn) 單，易于制造。 板式塔的常用塔型及其選用 板式塔是分級(jí)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(dá) %。 液體由上往下流動(dòng)時(shí) ， 由于塔壁處阻力較小而向塔壁偏流 ， 使填料不能全部潤(rùn)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(dòng)過(guò)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(dòng)的液層；氣體則在壓差推動(dòng)下經(jīng)塔板上的開(kāi)孔由下而上穿過(guò)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(shí)，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(fù)荷。因填料價(jià)格約與塔體的容積成正比，板式塔按單位面積計(jì)算的價(jià)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(jì)算過(guò)程由參考文獻(xiàn) [2]查得 過(guò)冷液體： r ttChH hhhHhH hHq FbPLLV FLLVLV FV )(1 ???? ??????? 式中， PLC 是進(jìn)料在溫度（ tb+tF） /2 下液體的定壓比熱容； 由圖 1 查得泡點(diǎn)溫度為 ℃ ，露點(diǎn)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(shū) [4]得定性溫度下物料的粘度： ??A 計(jì)算得 LFm? = smPa? 塔底液相平均黏度：由 tw=℃ ， A? = smPa? ， B? = smPa? 。V,L39。 （ 2）堰長(zhǎng) wl Wl ED?? E 為堰長(zhǎng)系數(shù)且常取 ～ ，本設(shè)計(jì)取 Wl E D?? = ?? m （ 3）溢流堰高度 hw 溢流堰高度計(jì)算公式 w L owh h h?? 選用平直堰，堰上液層高度 owh 依下式計(jì)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(biāo)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(dòng)能因數(shù)： smNdqu VV /44 220,0 ????? ?? ???? VuF ? 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在 9~12 范圍內(nèi)。 ?? 。 dH可用下式計(jì)算，即 dLpd hhhH ??? （ 1）與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?ph 精餾段 p? 提餾 段 p?， （ 2）液體通過(guò)降液管的壓頭損失 dh ，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按式 20, ????????? hlqwLVdh 計(jì)算，即 精餾段 mhlqw LVdh 220, ??????? ???????????? 提餾段 mhlq w LV 39。,v39。,1???????????TFvLvVVAKqFC??? 計(jì)算出的泛點(diǎn)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(diǎn)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(jiǎn)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(fù)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(shí)間不低于 s5~3 。,39。 以 s5?? 作為液體在降液管中停留時(shí)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(fù) 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(duì)流傳熱系數(shù) 41 10R 4iei ?????? ? ? ciud 104 92 1010P 33pri ?????? ?? 。 二．設(shè)計(jì)計(jì)算 （一）確定設(shè)計(jì)方案 （ 1）選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況 熱流體進(jìn)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(fù)荷性能圖上的① ~⑤ 共五條線，見(jiàn)圖 7 由精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ① 在 任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) A（設(shè)計(jì)點(diǎn)），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(gè) 39。,0439。,02039。,39。 39。v39。