【正文】 （3）換熱面積假定傳熱系數(shù)，可得換熱面積為。（1）再沸器的熱負荷由工藝計算部分可得再沸器的熱負荷為，氣化量近似為。有，故（3）換熱面積、冷卻水用量由化工原理課程設(shè)計表15可查得當熱流體為有機溶劑，冷流體為水時的總傳熱系數(shù)，取，可求得換熱面積為冷卻水的用量。由上述計算，可得管程壓降，即管程壓降符合要求。①直管阻力直管阻力為，由，查化工原理上冊表69，故管程摩擦因數(shù)為，從而直管阻力。（4）裕度實際所需換熱面積為，換熱面積的裕度為。當流體粘度隨溫度變化不大時，可用下面的方法對壁溫估算。④總傳熱系數(shù)%1%，可認為總傳熱系數(shù)假定合理。判斷流動狀態(tài)：大于10000，故管內(nèi)冷卻水的流動狀態(tài)為湍流，粘度，且流體被冷卻，故其中，故②殼層對流傳熱系數(shù)假設(shè)壁溫為67℃，可得膜溫為，求得定性溫度下，苯甲苯體系的密度為，粘度為，氣化潛熱為，導熱系數(shù)為。④初估管、殼程流通面積由化工原理課程設(shè)計表1，冷卻水的質(zhì)量流量為，體積流量為，可得管程的換熱面積為；采用同樣的方法可求得殼程的換熱面積。②逆流平均溫差有機蒸汽的溫度為84℃，冷卻水的進口溫度為30℃，冷卻水的進出口溫差一般為1015℃，取為15℃，則冷卻水的出口溫度為45℃，可得，故。（1）初選冷凝器①冷凝器冷負荷冷凝器中只有相變而無溫度變化，冷凝器的冷負荷為，其中為塔頂體系的汽化潛熱。五、輔助設(shè)備的選取需要選取的輔助設(shè)備有塔頂冷凝器、冷卻器，塔底再沸器及泵。（6）再沸器返塔接管對于熱虹吸式再沸器和泵強制輸送的再沸器，返塔的為氣液兩相。（5）塔底至再沸器的接管循環(huán)式再沸器管內(nèi)的液相流量與塔底循環(huán)比有關(guān)，所謂循環(huán)比即塔底液體的循環(huán)量與再沸器的氣化量之比，對于熱虹吸式再沸器，循環(huán)比應(yīng)大于或等于5。由化工裝備課本可查得進料管的公稱直徑為80mm，外徑為89mm，厚度為4mm。由前面的工藝計算已經(jīng)求得回流量為，體積流量為，塔頂回流管為重力自流，可得回流管的管徑為，由化工裝備課本可查得回流管的公稱直徑為133mm，厚度為4mm。由表35查得，對常壓塔，管內(nèi)的蒸汽流速一般為1220m./s，取，又塔頂蒸汽的體積流量為可得，蒸汽導管的直徑為，查化工設(shè)備課本，可得蒸汽導管的公稱直徑為400mm，外徑為426mm，厚度為9mm?？蓳?jù)此求得基礎(chǔ)環(huán)的內(nèi)徑為1400mm，外徑為2000mm。（2）基礎(chǔ)環(huán)裙座底部的螺栓座包括基礎(chǔ)環(huán)和壓板，有時二者之間用筋板加強。設(shè)計結(jié)果如下人孔位置塔頂714（進料）21塔底塔板間距mm100080010008002600裙座的設(shè)計塔設(shè)備的裙座可分為圓筒形和圓錐形兩種，當塔的高徑比大于30時，風力穩(wěn)定性差，應(yīng)采用圓錐形裙座，其余情況一般采用圓筒形裙座。人孔和手孔的選用對于直徑大于800mm的大塔，應(yīng)安裝人孔。標準橢圓封頭的長短軸之比為2，常用材料有碳鋼、低合金鋼等，與筒體可直接焊接，也可以分別焊上法蘭，用螺栓等緊固。（5）筒體的材料及厚度筒體材料為Q235鋼板；，小于3MPa，塔徑為1600mm，由化工原理課程設(shè)計表31，可查得筒體厚度為5mm，考慮到體系的腐蝕性，可取筒體厚度為10mm。一般取，本塔取下限，即。（3）進料空間高度進料如果是液相，則應(yīng)稍大于一般的板間距，并滿足人孔的安裝需要即可。（2）塔底空間高度由塔底第一塊板到塔底封頭接線的距離稱為塔底空間。筒體的設(shè)計塔設(shè)備的筒體主要為圓柱形，主要尺寸是直徑、高度和壁厚，卷焊而成的筒體的公稱直徑指筒體的內(nèi)徑。全塔負荷性能圖的各個指標如下圖。表4 塔頂?shù)诙K板液相、氣相流量液相流量（m3/h）氣相流量（m3/h）過量霧沫夾帶線淹塔線過量泄露線降液管超負荷線液相負荷下限線28142026323844505662687480 表5 塔底最后一塊板的液相、氣相流量液相流量（m3/h）氣相流量（m3/h）過量霧沫夾帶線淹塔線過量泄露線降液管超負荷線液相負荷下限線28142026323844505662687480 利用表中的數(shù)據(jù)，可得兩塊典型塔板的負荷性能圖分別如圖圖9所示。（5）液相負荷下限線為保證塔板上液體均勻分布，要求堰上液頭高度不小于6mm，則。（3）過量泄露線過量泄露線又稱為氣相負荷下限線，可取作為泄露點，則（4）降液管超負荷線降液管超負荷線又稱為液相負荷上限線，此線反應(yīng)了液體在降液管中停留時間的最低限。塔頂?shù)诙K板的負荷性能圖（1）過量霧沫夾帶線令，可推得，取不同的，可得相對應(yīng)的，結(jié)果如表4。①液體在降液管內(nèi)的停留時間液體在降液管內(nèi)的停留時間可通過下式計算根據(jù)經(jīng)驗，一般要求，降液管停留時間符合經(jīng)驗值。（6）液體再降液管內(nèi)的停留時間及流速液體在降液管內(nèi)的停留時間不足，將使液體中所夾帶的氣泡來不及分離而帶至下一層板，使塔板效率下降。（5）漏液塔板上液體的泄漏量隨閥重、氣相密度、閥孔氣速、閥的開度的增加而減少，而隨液層厚度的增加而增加，其中閥重及閥孔氣速的影響最為顯著。從而。（4）降液管內(nèi)液面高度降液管內(nèi)液層高度超過一定值以后，就可能因液體所攜帶的泡沫充滿整個降液管而發(fā)生“淹塔”（即降液管液泛），使塔的正常操作被破壞。浮閥塔的泛點率可由下面的式子求?。浩渲校瑸榉狐c率，%；為氣相負荷因數(shù)，；為泛點負荷因數(shù)，可通過查圖217浮閥塔板泛點負荷因數(shù)圖求得，由，可查得；為系統(tǒng)因數(shù)；為液相流程長，對單流式，m；為液流面積，對單流式。（3）霧沫夾帶量①上升氣流的霧沫夾帶量與板間距、液層厚度、氣速、液相物性和塔板結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般工業(yè)上正常操作的霧沫夾帶量長控制在Kg霧沫/Kg氣體，對浮閥塔板常用阿列克山德羅夫經(jīng)驗式計算霧沫夾帶量：其中，為霧沫夾帶量，Kg霧沫/Kg氣體；為塔的有效鼓泡面積與塔全截面積之比，即；系數(shù)，對浮閥塔，當氣速接近泛點氣速時取高值，速度較小時取低值；為板上液層高度，mm；又有 其中，為液相表面張力，dyne/cm；為氣相粘度，；，為常數(shù)，查表得，；代入數(shù)據(jù)，可得，取，從而可得②核算泛點率所謂泛點，是廣義地指塔內(nèi)液面泛濫（包括過量霧沫夾帶）而導致的塔效率劇降的操作點。對于平口堰 其中，為液相體積流率，；E為液流收縮系數(shù)。（2）塔板壓力降塔板壓力降可認為由三部分組成，即為氣流通過干塔板的壓力降、通過液層的壓力降及客服液相表面張力的壓力降三者之和：a、干板壓力降氣流通過干塔板的阻力在浮閥全開前、后是不相同的，閥全開前，阻力主要是由閥重引起，而全開后，阻力則隨氣流通過閥孔