【正文】 （ 2）計(jì)算殼程壓降 按式計(jì)算 ssNF)( ppp 210 ??? ? ?? ， , 1?sN 對(duì)于氣體或蒸汽 1?sF 流體流經(jīng)管束的阻力 40 2)1(n2c1p oBo uNFf ???? ， 管子為正三角形排列 F= ??c （取值 14） 取折流擋板間距 z= 由于 D=500mm DzD ??51 ????? zLN B 殼程流通面積 ）（）（ dnA0co ????= 2 殼程流體流速及其雷諾數(shù)分別為： 飽和蒸汽變?yōu)轱柡鸵后w時(shí)的密度 ??h? 610+? 640= 3/mkg ??? ??? Aqhou ? ， m/s ?????? 氣 氣? ?oeo ud ??? ?of ??p,114(29+1) 2 2? = 流體流過折流板缺口的阻力 2)( 2h2poB uDzN ???? ， , z= , D= Pap ) (29 22 ???????? ， 總阻力 ssNF)( ppp 210 ??? ? ?? ，=（ +） 11= 由計(jì)算結(jié)果 表明，殼程和管程的壓力降均能滿足設(shè)計(jì)條件。 （二）確定物性數(shù)據(jù) 定性溫度： 殼程流體定性溫度為 T=℃ 管程流體的定性溫度為 t=（ 20+28） /2=24℃ 查參考書 [4]得混合氣體在 ℃ 下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)： 表 16 物性數(shù)據(jù)表 № 密度（ kg/m3） 潛熱 kJ/kg 導(dǎo)熱系數(shù) 正戊烷 610 225 正己烷 640 210 查得循環(huán)水在 24℃ 下的 物性數(shù)據(jù)： ? =(kg?℃ ) ? =(m?℃ ) ? =? 103 s?Pa （三）估算傳熱面積，初選換熱器型號(hào) 38 （ 1）傳熱量（忽略熱損失） 混合蒸汽在 ℃ 時(shí)的汽化潛熱為 r= ???? Q= 72? .7? =（ 2）冷卻水用量（忽略熱損失） qcm， = ??? tQcP ??kg/s=49428kg/h （ 3）計(jì)算平均傳熱溫差 暫按單殼程、雙管程考慮 由于 t1?=（ ） ℃ =℃ t2? =（ ） ℃ =℃ t2?/ t1?=? 故可用算數(shù)平均溫度差 2/ttt21m ）（， ?????=（ +） /2=℃ 50℃ 由于殼程流體恒溫，故 1t ??? ??tm℃ 50℃ 根據(jù)換熱任務(wù)和流體性質(zhì)，初步選擇固定管板式換熱器。設(shè)計(jì)一臺(tái)列管式換熱器，完成該生產(chǎn)任務(wù)。 3m a x39。 32323m i n39。 LVq 的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線。 ? ? 0 0 6 0 01 0 0 32m in, ???????WLVlqE 取 E=1，則 ? ? smlq WLV / 32323m i n, ???????? ????????? ??? ………………………………………………………………………………(5) ② 提餾段 取堰上液層高度 mh w ? 作為液相負(fù)荷下限條件，依下列 wh0 的計(jì)算式：? ? 32m in39。 VVq 的下限值，據(jù)此作出與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。 Nudq VV ??，即 ?? ，v2039。 3fm a x39。 LVVV qq ? 圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量 39。 LVq 值（常數(shù)），在 39。3600LVTfq HA?? 知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 sq HALVTf 5~339。依式LVTfq HA,3600?? 知液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 sq HALVTf 5~336 00,??? 求出上限液體流量 LVq, 值（常數(shù)），在 LVVV qq , ? 圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量 VVq, 無(wú)關(guān)的豎直線。 3 5 12 0 4 8 39。,239。 VVq 又有如下關(guān)系，即：Ndqu VV2039。3600100039。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 32,2,2, 9 1 7 2 7 7 LVLVVV qqq ??? ………………… ..(2) 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè) LVq, 值，依上式算出相應(yīng)的 vvq， 值列于下表 13 中 表 13 液 泛線數(shù)據(jù) qV,L(m3/s) 5E04 qV,V(m3/s) ② 提餾段 同精餾段得到 ? ? ? ? ??????????????????????????????3239。 LVVV qq ?? ……………………… ... (1)， 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) 39。V, ?? LVqq 或 39。,??????? LVVV qq 整理得 39。 按泛點(diǎn)率 =80%計(jì)算如下 39。,39。,v39。 29 圖 6 泛點(diǎn)負(fù)荷圖 塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線 按式 %100 ,1 ????bFLLVVLVVVAKCZqqF ???作出 ① 精餾段 對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)， 式中 V? 、 L? 、 bA 、 K 、 FC 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 LVVV qq , ? 的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。,1 ???TLVVAKqF ，，???計(jì)算泛點(diǎn)率，得 %%100%10039。v39。 ② 提餾段 正戊烷和正己烷可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) K=，由圖六查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF， =，將以上數(shù)值代入式 %100 ,1 ????bFLLVVLVVVAKCZqqF ???，得 %%100%10039。22039。依式 ? ?WWL hhhh 0001 ??? ?? 計(jì)算，即 精餾段 mhh L ???? ? 提餾段 mh L ???? ?， 按 mmt 75? ， mmt 10039。取同一橫排的孔心距 t=75mm=，則可按下式估算排間距 39。 塔板開孔率 = %%100 754 ???uu(在 10%14%之間，符合要求 ) （ 2）提鎦段 smF /5 5 4 V00u ??? ?， 依式020,4 udqN VV??求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 24 4439。 ?? 。 （二）浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能因數(shù) F0=10，用式VFu ?00 ? 求孔速 0u ，即 （ 1）精餾段 smFuV/ ??? ? 依式020,4 udqN VV??求每層塔板上的浮閥數(shù)，即 2204 2020, ????? ?? udqN VV 依式 ?????? ????????? ? RxRxRxA a 12022 s i n1802 ?計(jì)算鼓泡區(qū)面積，即 ?????? ????????? ? RxRxRxA a 12022 s i n1802 ? mWDR c ????? ? ? ? ? mWWDx sd ??????? 212022 i ..02 mA a ??????? ????????? ?? 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。0w39。3 6 0 00LV,0 q ??? ??? ? ?mmhh W ????? 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即： 21 q HALV, Tf36 00?? 所以 精餾段 q HALV,Tf36 00?? = ??? ?? 提鎦段 q HALV,Tf36 00?? = ??? ?? 故降液管設(shè)計(jì)合理。在圖中橫坐標(biāo)為 K 處向上做垂線，與圖中的兩條曲線各得一交點(diǎn)，由這兩點(diǎn)分別作水平線與縱軸分別交于兩點(diǎn) I 和 J， I=Wd/D， J=Af/AT,AT 為塔截面積。, ??? ， 因此精餾塔塔徑為 D=。V, 42 36 0001 VLq ?? 取板間距 HT=，板上液層高度 hL=，則 HThL== 圖 3 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查圖三得精餾段： C20= 提餾段 :C20= 精餾段負(fù)荷系數(shù) C（精） ????????? ?????????? ? LmCC ? 17 smCVVL / m a x ?????? ? ?? 取安全系數(shù)為 ，則空塔氣速為 u=== m/s 提餾段負(fù)荷系數(shù) C（提） 103 5 6 2 39。39。 計(jì)算得 LFm? =0. 233228 smPa? 精餾段液相平均黏度為 Lm? =（ +） /2= smPa? 同理提鎦段液相平均黏度為 smPa? 表 7 液相平均粘度計(jì)算結(jié)果表 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 1. 塔徑的計(jì)算 （ 1）最大空塔氣速和空塔氣速 最大空塔氣速 VVLC ? ?? ??m axu 空 塔氣速 m a x)~( uu? 精餾段的氣、液相體積流率為 sMqq VmVmVnVV /m 3, ????? ? sMqq LmLmLnLV / 44 5m 3, ?? ??? ? 提餾段的氣、液相體積流率為 № xA xB 平均黏度 塔頂 進(jìn)料板 塔底 16 sMqq VmVmVnVV /m 00 0039。 MVDm=72+86= kg/kmol MLDm=72+86= kg/kmol 進(jìn)料板汽、液混合物 平均摩爾質(zhì)量：查平衡曲線圖（見附圖 2），得 xF= 和yF=。s， ?B? 由 xD=y1=，查 txy 圖（見附圖 3）得 塔頂溫度： tD =℃ 由進(jìn)料板組成 xF=，查 txy 圖（見附圖 3）得 加料板溫度： tF =℃ 由第 8 板上液相組成 x=，查 txy 圖（見附圖 3）得 塔釜溫度： tw = ℃ 精餾段平均溫度： tm1=（ +） /2=℃ 提鎦段平均溫度： tm2=(+)/2=℃ 核算全塔效率 TE 選用 mTE μlo ?? [3]公式計(jì)算。39。, ?? （ 5）操作線方程 精餾段操作線方程為 11 ???? RxRRy xD= 11 1 ??? x x=+ 提留段操作線方程為 WVn WnVn Ln xqqxqqy 39。 tb =℃ tF =45℃ 查參考書的定性溫度 ℃ 下 CpA=(Kg.℃ ) CpB= (Kg.℃ ) ?rA 230 KJ/Kg ?rB 220KJ/Kg 8 CxCxpBFpAF ????? )1(C PL=? +? = KJ/(Kg.℃ ) )1(r xrxrFBFA ?? ???=? 230+? 220 =226KJ/Kg r ttChH hhhHhH hHq FbPLLV FLLVLV FV )(1 ???? ??????? 226 )( ???? = 因此， q 線方程為： ???????? xqqqxy x F 6001001?? x 因?yàn)?q 線方程斜率較大，所以近似處理為 x=，即泡點(diǎn)進(jìn)料（ q=1）。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)時(shí)部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后進(jìn)入儲(chǔ)罐。 設(shè)計(jì)