【正文】 3 33TWH H m? ? ? ? ? ? 而 dlpd hhhH ??? 39。 2 200 . 1 5 3 ( ) 0 . 0 . 1 5 3 0 . 0 8 0 . 0 0 1dh u m? ? ? ? ? 液 柱 0 . 0 7 5 1 0 . 0 8 0 . 0 0 1 0 . 1 5 6 1dHm? ? ? ? 液 柱 )( WTd HHH ?? ? 故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 . 由 VLL hhcu ??? /)( 0m in,0 ??? 0min,min,0 AVu s? WWL hhh 0?? 吉林化工學院化工原理課程設計 26 3/20 )(10 whW lLEh ? 得 ： 2 / 3, m i n 0 023 . 4 { 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3[ ( ) ] } /100036002 . 8 4 8 0 8 . 3 64 . 4 0 . 7 7 2 0 . 1 0 1 1 . 1 3 0 0 . 0 0 5 6 0 . 1 3 0 . 0 6 6 6 1 ( ) 0 . 0 0211 0 0 0 0 . 8 4 2 . 7 1 7hS W L VwsLV c A h E hlL? ??? ? ? ??? ????? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ??? ?????? 整理得 ?? 2 / 3, m i n 4 . 4 0 . 0 8 8 0 . 0 1 2 1 6 0 . 0 9 7 4 8 0 8 . 3 6 / 2 . 7 1 7sSVL? ? ? 2 / 36 . 6 8 7 0 . 0 1 2 1 6 0 . 0 9 7 4 SL?? 在操作范圍內 ,任取幾個 值 ,依上式計算 值結果列于表中 smLS /, 3 smVs /, 3 由上表數據即可作出漏液線 1 以 氣液 kgkgev /? 為限 ,求 SS LV? 關系如下 : )(fTaLv hHue ??? ?? 由 1 . 5 4 0 . 0 8 9 3ssasTfVVuVAA? ? ??? )( owwLf hhhh ??? ? 2 / 3 2 / 1 ( ) 0 . 7 4 91 0 0 0 0 . 8 4 so w slhL? ? ? ? 故 2 / 65 25fs?? 2 / 30. 23 35 1. 87 25T f sH h L? ? ? 吉林化工學院化工原理課程設計 27 6 3 2 / 3 . 7 1 0 ( ) 0 . 12 0 . 8 1 1 0 0 . 2 3 3 5 1 . 8 7 2 5SvsVe L??????? 整理得 2 / 32. 14 17 .1 8SsVL?? 在操作范圍內 ,任取幾個 值 , 依上式計算 值結果列于表中 smLS /, 3 sm /,v 3s 由上表數據即可作出液沫夾帶線 2 對于平直堰 ,取堰上液層高度 mhow ? 作為最小液體負荷標準 .由式 )3600( 3/20 ?? w sW l LEh 取 E=1,則 3 / 2 3,m i n 0 . 0 0 6 1 0 0 0 0 . 8 4( ) 0 . 0 0 0 7 2 /2 . 8 4 3 6 0 0sL m s??? 由此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限 3. 以 4s? ? 作為液體在降液管中停留時間的下限 ,由式 4fTsAHL? ?? 故 3,m i n 0 . 0 8 9 3 0 . 4 0 . 0 0 8 9 3 /44fTS AHL m s?? ? ? 由此可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限 4 令 )( WTd HHH ?? ? 由 dlpd HHHH ??? 。 ?hhhh lcp ??? 。 Lhh ??1 。 OWwL hhh ?? 吉林化工學院化工原理課程設計 28 聯(lián)立得 ????? hhhhhH dCOWWT ???????? )1()1( 忽略 ?h ,將 OWh 與 SL , dh 與 SL , Ch 與 SV 的關系帶入上式 ,并整理得 3/239。239。39。239。 sss LdLcbVa ??? 式中 )()( 20039。 LVcAa ??? WT hHb )1(39。 ???? ??? 2039。 )/( hlc W? 3/2339。 )3600)(1( sw LlEd ????? ?? ， ? ? 及有關的數據代入得 ： 39。 20 . 0 5 1 2 . 7 1 7( ) 0 . 0 2 2 ( 0 . 1 0 1 1 . 1 3 0 0 . 7 7 2 )a ? ? ??? 39。 0 . 5 0 . 4 0 ( 0 . 5 0 . 6 4 1 ) 0 . 0 6 6 6 0 . 1 9 7b ? ? ? ? ? ? ? 39。 (0 . 8 4 0 . 0 5)c ??? 39。 3 2 / 336002 . 8 4 1 0 1 ( 1 0 . 6 4 ) ( ) 1 . 2 2 ?? ? ? ? ? ? ? 故 2 2 2 / 30. 02 21 0. 19 7 86 .7 3 1. 22 9S s sV L L? ? ? 2 2 2 / 38. 91 39 24 55 .6 1S S SV L L? ? ? 在操作范圍內 ,任取幾個值 ,依上式計算結果列于表中 smLS /, 3 sm /,V 3s 由上表數據即可作出液泛線 5 根據以上各線方程 ,可做出篩板塔的負荷性能圖如圖所示 吉林化工學院化工原理課程設計 29 塔板負荷性能圖0 Ls(m/s)Vs(m/s)系列1系列2系列3系列4系列5系列6 在負荷性能圖上 ,作出操作點 , 連接 ,即作出操作線 .由圖可知 ,min /sV m s? ,max /sV m s? 故操作彈性為： ,m ax,m in2 .9 1 3 .8 2 90 .7 6ssVV ?? 板式塔的 結構 塔體結構 (1)塔頂空間 指塔內最上層塔極與塔頂的間距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應大于板間距，設計中通常取塔頂間距為 (~)HT。若需要安裝除沫器時，要根據除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 (2)塔底空間 指塔內最下層培板到塔底間距。其值由如下因素決定： ① 塔底儲液空間依儲存液量停留 3~8 min(易結焦物料可縮短停留時間 )而定； 吉林化工學院化工原理課程設計 30 ② 再沸器的安裝方式及安裝高度； ③ 塔底液面至最下層塔板之間要留有 1~2m 的間距。 (3)人孔 對于 D≥1000mm 的板式塔，為安裝、檢修 的需要，一般每隔 6~8 層塔板設一人孔。人孔直徑一般為 450 mm~600mm，其伸出塔體的筒體長為 200~250 mm，人孔中心距操作平臺約 800~1200mm。設人孔處的板間距應等于或大于 600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如圖所示?？砂聪率接嬎悖? H=(nnFnP1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H—— 塔高， m； n—— 實際塔板數； nF—— 進料板數； HF—— 進料板處板間距， m； np—— 人孔數； HB—— 塔底 空間高度， m； HP—— 設人孔處的板間距， m； HD—— 塔頂空間高度， m； H1—— 封頭高度， m； H2—— 裙座高度 m。 塔板結構 塔板按結構特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑小于 800mm 時，一般采用整塊式；當直徑大于 900 mm 時，人已能在塔內進行裝拆，常用分塊式塔板。由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數塊通過人孔送入塔內。當塔徑在 800 mm～ 900mm 之間時，兩種型式均可采用，視具體情況而定。塔徑超過 800 mm 時，對于單溢流型塔板，塔板分塊數如表 33所示，其 常用的分塊方法 如下圖 所示。 塔板分塊數 塔徑 ,mm 800~1200 1400~1600 1800~2021 2200~2400 塔板分塊數 3 4 5 6 吉林化工學院化工原理課程設計 31 （塔板分為三塊） （塔板分為四 塊） （塔板分為五塊） （塔板分為六塊） 單溢流型塔板分塊板示意圖 吉林化工學院化工原理課程設計 32 本章 主要符號說明 符號 意義 SI Ａ 組分Ａ的量 Kmol Ｂ 組分Ｂ的量 Kmol Ｄ 塔頂產品流率 Kmol/s Ｅ Ｔ 總板效率 X 液相組分中摩爾分率 Y 氣相組分中摩爾分率 α 相對揮發(fā)度 μ 粘度 Pas F 原料進量或流率 Kmol/s L 下降液體流率 Kmol/s N 理論塔板數 P 系統(tǒng)的總壓 Pa R 汽化潛熱 KJ/Kmol T 溫度 K V 上升蒸氣流率 Kmol/s W 蒸 餾釜的液體量 Kmol hc 與干板壓強降相當的液柱高度 m hd 液體流出降液管的壓頭損失 m hL 板上液層高度 m Wc 邊緣區(qū)高度 m Wd 弓形降壓管寬度 m Ws 破沫區(qū)寬度 m Z 塔的有效段高度 m ε 0 板上液層無孔系數 θ 液體在降液管內停留時間 s ρ L 液體密度 Kg/m3 ρ V 氣體密度 Kg/m3 σ 液體表面張力 dyn/cm Wd` 降液管寬度 m ρ 密度 Kg/m3 Aa 基板鼓泡區(qū)面積 m2 Af 總降壓管截面積 m2 AT 基截面積 m2 C 氣相負荷參數 C20 液體表面張力為２０ 時的氣相負荷參數 Cf 泛點負荷系數 d0 篩板直徑 m D 塔徑 m F0 篩孔動能因數 g 重力加速度 m2/s 吉林化工學院化工原理課程設計 33 h0 降液管底隙高度 m hp 與單板壓降相當的液層高度 m hW 出口堰高 m hσ 與克服表面張力壓強降相當的液柱高度 m hd 降液管壓強降相當液柱高度 m HT 板間距 m LW 堰長 m Lh 塔內液體流量 m3/h Ls 塔內液體流量 m3/s N 一層塔板上的篩孔總數 U 空塔氣速 m/s U0 篩板氣速 m/s Vh 塔內氣體流量 m3/h Vs 塔內氣體流量 m3/s 吉林化工學院化工原理課程設計 34 第 4 章 輔助設備及選型 精餾塔的附屬設備 精餾塔的附屬設備包括蒸氣冷凝器、產品冷卻器、再沸器 (蒸餾釜 )、原料預熱器等，可根據有關教材或化工手冊進行選型與設計。以下著重介紹再沸器 (蒸餾釜 )和冷凝器的型式和特點，具體設計計算過程從略。 （ 1）再沸器 (蒸餾釜 ) 該裝置的作用是加熱塔底料液使之部分氣化，以提供精餾塔內的上升氣流。工業(yè)上常用的再沸器 (蒸餾釜 )有：內置式再沸器、釜式 (罐式 )再沸器、虹吸式再沸器、強制循環(huán)式再沸器等幾種，詳見第 2 章?lián)Q熱器設計部分。 應予指出，再沸器的傳熱面積是決定塔操作彈性的主要因素之一，故估算其傳熱面積時安全系數要選大一些，以防塔底蒸發(fā)量不足影響操作。 （ 2）塔頂回流冷凝器 塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，有臥式、立式、管內或管外冷凝等形式。按冷凝器與塔的相對位置區(qū)分，有以下幾類。 ① 整體式及自流式 將冷凝器直接安置于塔頂，冷凝液藉重力回流入塔，此即整體式冷凝器，又稱內回流式，如圖 321(a)、 (b)所示。其優(yōu)點是蒸氣壓降較小，節(jié)省安裝面積，可藉改變升氣管或塔板位置調節(jié)位差以保證回流與采出所需的壓頭。缺點是塔頂結構復雜，維修不便，且回流比難于精確控制。該方式常用于以下幾種情況： ① 傳熱面較小 (例如 50m2以下 )； ② 冷凝液難以用泵輸送或泵送有危險的場合； ③ 減壓蒸餾過程。 圖 321(c)所示為自流式冷凝器，即將冷