【正文】 0mmy ? ?? ? ? ? 進料方程 由于為泡點進料，則 q=1 7 11Fqy qq?????? ??? 圖解法確定塔板數(shù) 圖 可知，總理論塔板數(shù) NT為 12 塊 (包括再沸器 ) 進料板位置 NF 為自塔頂數(shù)起第 9 塊。 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式： ev=106/? L[ ua/(HT－ hf)] 由 hf=== 所以： ev=(106/103) [()] = 液 /kg 氣＜ 液 /kg 氣 可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。 K) 則傳熱面積由下列公式計算： A=φ /（ KΔ Tm） 其中 Δ Tm=(Δ T1－Δ T2)/ln(Δ T1/Δ T2) = K 故有： A=φ /（ KΔ Tm） = m2 取安全系數(shù)為 則 A 實際 =選擇固定管板 式換熱器系列，規(guī)格為：采用加熱管的直徑為： 25 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 500 Ⅳ 152 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 3000 24 塔頂全凝器 甲醇的氣化熱 r⑹ Qc=(R+1)D r =(+1) ( ) 1101 = 冷凝塔頂產(chǎn)品由溫度 ℃冷卻到溫度 40℃ 采用冷凝水由 20℃到 40℃ 知道 Δ Tm=(Δ T1－Δ T2)/ln(Δ T1/Δ T2) = K 選擇 K=800w/( m2由圖 (13)可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。各項計算如下： 1) 堰長 lw 可取 lw== 2) 溢流堰高度 hw 由 hw=hL－ how可選取平直堰，堰上層液高度 how由下列公式計算，即有 how=E(Lh/lw)(2/3) 并由圖液流收縮系數(shù)計算圖⑷，則可取用 E= ，則 how= 取板上清液層高度 hL= m 故 hw== m 3) 弓形降液管的寬度 Wd 和截面積 Af 由 Wd/D= m 查圖⑷可求得 Af/AT= Wd/D= Af== m Wd== m 并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即 θ =3600 AfHT/Lh= 3600 (3600)=＞ 5s 其中 HT 即為板間距 ， Lh 即為每小時的體積流量 驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。 ① 由手冊查得 甲醇 — 水 物系的氣液平衡數(shù)據(jù) （表 1） ，繪出 xy 圖，見圖 。 ⑵ 操作彈性較小 (約 2～ 3)。 ⑵ 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣 (汽 )、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。 ⑷ 管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。 理論板層數(shù) NT 的求取 精餾段理論塔板數(shù) NT=8 塊 提餾段理論塔板數(shù) NT=3 塊 精餾段實際塔板數(shù) N 精 =提餾段實際塔板數(shù) N 提 = 塔效率 η = xD D/(xF F)=% Y X 8 第五章 精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計 塔徑與板間距 精餾段 L=精餾段的氣、液相體積流率為 VS=VMVm/3600ρ Vm=（ ） /(3600 )= m3/s LS=LMLm/3600ρ Lm=( )/(3600 )= m3/s m ax LVVuC?????式子中， 負荷因子 20 )( ?CC ?由史密斯關(guān)聯(lián)圖（如圖 ）查得C20再求圖的橫坐標為 Flv=L/V(ρ l/ρ v)=() ( ) = 取板間距， HT=, 板上清液層高度 取 hL=，則 HThL= m 由史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C20 = 氣體負荷因子 C= C20( ? /20)=() = Umax= 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U===D=(4Vs/(πμ ))1/2=[(4)/()] = 按標準塔徑圓整后為 D= 塔截面積為 At== m2 實際空塔氣速為 U 實際 =U 實際 / Umax=(安全系數(shù)在允許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求 ) 史密斯關(guān)聯(lián)圖（圖 ） 9 提餾段塔徑的計算與板間距的確定 L’=V’=提 餾段的氣、液相體積流率為 V’S=V’MVm/3600ρ ’Vm=( )/(3600 )= L’S=L’MLm/3600ρ ’Lm=( )/(3600 )= 106m3/s m ax LVVuC?????式中，負荷因子 20 )( ?CC ?由史密斯關(guān)聯(lián)圖（如圖 3）查得 C20再求圖的橫坐標 Flv=L’/V’(ρ l/ρ v)=( 106/) ()= 104 取板間距， HT=， 板上清液層高度 取 hL=， 則 HThL= m 由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20= 氣體負荷因子 C= C20( ? /20)= () = Umax=[()1]= m/s 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 U== =D=(4Vs/(πμ ))1/2=[(4)/()] = 按標準塔徑圓整后為 D= 10 塔截面積為 At= = m2 實際空塔氣速為 U 實際 =U 實際 / Umax=(安全系數(shù)在允許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求 ) 精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度為 Z 精 =（ N 精 1） HT=（ 151） = m 提餾段有效高度為 Z 提 =（ N 提 1） HT=（ 61） =2 m 在進料板 上方開一個人孔，其高度為 m 故精餾塔有效高度為 Z=Z 精 +Z 提 +=+2+= 塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)的確定 精餾段 因塔徑 D=， 所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 漏液 對于篩板塔，漏液點氣速 uo,min 可由公式 15 Uo,min=[(+ hLh? )/ρ L /ρ V]1/2=實際孔速為Ｕ ＞ Uo,min 穩(wěn)定系數(shù)為 Ｋ =Uo/Uo,min=＞ 故在本設(shè)計中無明顯漏液。 K) 則有： A= Qc /(KΔ Tm) = 取安全系數(shù)為 實際面積 A=選擇冷凝器的系列：采用加熱管的直徑為： 25 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 600 Ⅱ 254 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 6000 塔底再沸器 Qc=V’w r =( 2258 )=塔釜產(chǎn)品由溫度 ℃加熱到溫度 130℃ Δ Tm== 選擇 K=1000w/( m2由圖查得 Vs,max= ,min= m3/s 故操作彈性為： Vs,max/ Vs,min= 提餾段 漏液線 Uo,min=[(+ hLh? )/ρ L /ρ V]1/2 Uo,min=Vs, min/Ao hL= h w +hOW hOW =E(Lh/lw)(2/3) Vs, min = Ao{[+( hW+E(Lh/lw)(2/3)) h?