【正文】 中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。 篩孔數(shù)目：n2=n1=2755個(gè) 開孔率為： （滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速：表8 單流型塔板某些參數(shù)推薦值 塔徑D/mm塔截面積AT/m2（Ad/AT）/% lW/D 弓形降液管降液管面積Ad/mm2堰長lW/mm堰寬bD/mm 800 529，581，640100 125 160 1000 650 714 800120 150 200 1200 794 876 960150 290 240 七 、 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 (一) 、塔板壓降 精餾段的塔板壓降 ①、干板阻力hc1計(jì)算 干板阻力hc1由 計(jì)算 d01/δ＝5/3＝，由孔流系數(shù)圖查得孔流系數(shù)C01＝ 故 ②、氣體通過板上液層的壓降 氣體通過有效流通截面積的氣速，對(duì)單流型塔板有： 動(dòng)能因子： 查充氣系數(shù)圖得充氣系數(shù)：（一般可近似?。?。 選用凹形受液盤，深度取=50mm。 液氣動(dòng)能參數(shù) ： 查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得 負(fù)荷因子： 最大允空塔氣速： 取適宜空塔氣速：μ2== m/s 估算塔徑 ：，為加工方便，圓整取，即上下塔段直徑保持一致. 塔截面積為 AT2==12= m2 表6 板間距與塔徑的關(guān)系⑤塔徑D/mm300～500500～800800～16001600～2400板間距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600（二）、精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度： Z精=( Np11)HT=(151) =7 m 提餾段有效高度： Z提=( Np21)HT=(161) = m 在進(jìn)料板上方開一人孔H180。s 塔底液相平均粘度的計(jì)算 由TW＝℃ 得 ： μWA=105－＋ μWA= mPas）甲苯乙苯溫度 T/℃110120130140150粘度（mPa在xy圖中繪出精餾段操作線、提留段操作線、q線，并繪出梯級(jí)（如圖2）。根據(jù)換熱量，回流管內(nèi)流速，冷 凝器高度，對(duì)塔頂進(jìn)行選型設(shè)計(jì)。 精餾工藝計(jì)算 ①物料衡算確定各物料流量和組成； ②經(jīng)濟(jì)核算確定適宜的回流比； ③精餾塔實(shí)際塔板數(shù)。 進(jìn)料組成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為30%。 接管規(guī)格：（1）進(jìn)料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔頂蒸汽出料管（5）塔釜進(jìn)氣管（6）法蘭 總塔高的計(jì)算：包括上、下封頭、裙座高度、塔主體的 高度、塔的頂部空間、塔的底部空間 （三）、附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)與選型 換熱器選型。 圖 1 確定操作的回流比R 因q=xe=xf=～y圖上查得ye=。故甲苯、乙苯純組分在本設(shè)計(jì)所涉及的溫度范圍內(nèi)的密度可用下式求得： 甲苯ρA=＋ ， 乙苯 ρB=＋ 而液相平均密度用計(jì)算（ 式中表示質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。s 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由TF＝℃ 得 ： μFA=105－＋ μFA= mPas四、精餾塔的氣、液相負(fù)荷計(jì)算（一）、精餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算 汽相摩爾流率：V=(R+1)D=(+1)= 汽相體積流量： 汽相體積流量： 液相回流摩爾流率：L=RD== kmol/h 液相體積流量： 液相體積流量：（二）、提餾段氣、液相負(fù)荷計(jì)算 汽相摩爾流率： 汽相體積流量 汽相體積流量 液相回流摩爾流率： 液相體積流量： 液相體積流量：五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 （一）、塔徑的計(jì)算 精餾段塔徑的計(jì)算 取板間距HT=，取板上清液層高度 ＝。 提餾段溢流裝置計(jì)算 因塔徑D＝1 m，可選用單溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盤。 篩孔數(shù)目： 開孔率為：（開孔率一般在5～15%之間,滿足要求） 每層塔板開孔面積： 氣體通過篩孔的氣速： 提餾段塔板布置 ①、塔板的分塊 因D2≥800mm，故塔板采用分塊式。 (三)、 液沫夾帶 液沫夾帶量可用式計(jì)算： 精餾段液沫夾帶量 提餾段液沫夾帶量: （驗(yàn)算結(jié)果表明產(chǎn)生的霧沫夾帶量在本設(shè)計(jì)范圍內(nèi)允許） (四) 、漏液 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速(下限氣速)uOM可由下式計(jì)算，即 精餾段： 實(shí)際孔速uo1＝ m/s＞uOM1 穩(wěn)定系數(shù)為K1=uo1/uOM1= 提餾段： 實(shí)際孔速uo2＝ m/s＞uOM2 穩(wěn)定系數(shù)為K2=uo2/uOM2= （故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液）。估計(jì)該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節(jié)的固定管板式式換熱器。s 循環(huán)冷卻水在50℃下的物性數(shù)據(jù)： 密 度　 ：ρ= kg/m3 定壓比熱容 ：cp= kJ/(kg 管程數(shù)和傳熱管數(shù) 依據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù) 根 按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長度為 （do為管外徑）。 ④傳熱面積S 該換熱器的實(shí)際傳熱面積Sp ,因S180?！?(kg℃)液態(tài)導(dǎo)熱系數(shù)λL=+= W/(m三、傳熱能力核算 確定顯熱段傳熱系數(shù)KL ?計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱系數(shù)αi 釜液循環(huán)質(zhì)量流量： 管內(nèi)流通截面積： 管內(nèi)總質(zhì)量流速： 管內(nèi)流體流速： (～ m/s內(nèi)說明假設(shè)氣化率合理) ?殼程對(duì)流傳熱系數(shù)α 整個(gè)過程由熱量衡算Q=msr得 水蒸汽用量: 冷凝負(fù)荷： 雷諾數(shù)： ?計(jì)算顯熱段傳熱系數(shù)KL 查得管金屬的導(dǎo)熱系數(shù)λ′=45 W/(mK/W104 104 管子規(guī)格 ф25管數(shù)161管長3m管間距，mm32排列方式 正三角形 殼體內(nèi)徑，mm600換熱面積（m2）62。K/W 水蒸汽的污垢熱阻Rs2=104 m2s汽化潛熱為r= KJK傳熱系數(shù)，W/m2 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力 ①管程流動(dòng)阻力管程總壓力降，其中污垢校正系數(shù)取Ft=；管程數(shù)Np=2；串聯(lián)殼程數(shù)Ns=2。取管心距t= do，則t=25=≈32(mm) 橫過管束中心線的管數(shù) 殼體內(nèi)徑 采用單管程結(jié)構(gòu)，取管板利用率η＝，則殼體內(nèi)徑為 圓整可取D＝400 mm 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25％，則切去的圓缺高度為h＝400＝100 mm；取折流板間距B＝，則B＝400＝120 mm，可取板間距B=150 mm；折流板數(shù)，折流板圓缺面水平裝配?！? 粘 度　 ：μ= Pa選用ф25，管內(nèi)流速取u=。 提餾段： 故Hd2=++=