【正文】 28:561–72.[14] Isherwood W, Smith JR, Aceves S, Berry G, Clark WW, Johnson R, Das D, Goering D, Seifert power systems with advanced storage technologies for Alaskan villages, UCRLID129289. California: University of California, Lawrence Livermore National Laboratory, 1998.[15] Iqbal MT. Simulation of a small wind fuel cell hybrid system. Renewable Energy 2003。28:223–37.[12] Jagadeech A. Wind energy development in Tamil Nadu and Andra Pradesh, India Instituional dynamics and barriers — A case study. Energy Policy 2000。根據(jù)式（）計算塔高H： m 結(jié) 論 本文設(shè)計了一個常壓浮閥精餾塔，（以下皆為質(zhì)量分率）的正戊烷——正己烷混合液，其中混合液進料量為11500kg/h，進料溫度為35攝氏度，,再沸器用2atm的水蒸汽作為加熱介質(zhì),、塔板計算、結(jié)構(gòu)計算、流體力學(xué)計算、畫負(fù)荷性能圖以及計算接管壁厚對浮閥塔展開了全方面的設(shè)計。注：1．在塔高計算時確定的人孔數(shù)不包括塔頂和塔釜所設(shè)的人孔。2．鋼板的負(fù)偏差、腐蝕余量、1mm，實際設(shè)計中應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)的具體要求選取。假設(shè)進料管流速為2m/s并根據(jù)式（）計算進料管管徑：m：將圓整后的直徑再代入式（）計算出實際進料管流速u(m/s)：同理可計算出：塔頂氣體出口管管徑：：實際塔頂氣體出口管流速u（m/s）：回流液管徑：：實際回流液管流速u(m/s)：塔釜出口管管徑：：實際塔釜出口管液體流速u(m/s)：塔釜蒸氣進口管管徑：：實際塔釜進氣管流速u(m/s)： 塔壁厚計算筒體厚度計算式： （）其中，為考慮壁厚附加量的圓筒壁厚（mm），P為設(shè)計壓力（Mpa）～，為圓筒的內(nèi)直徑（mm），為設(shè)計溫度t下圓筒材料的許用應(yīng)力（Mpa）且由表查得，為焊縫系數(shù)且由表查得，C為壁厚附加量（mm）且，為鋼板的負(fù)偏差（mm），為腐蝕余量（mm），為加工減薄量（mm）。管徑計算時可先選定流速，計算出管徑后，應(yīng)進行園整，再由園整后的管徑計算實際流速，要求此流速在經(jīng)驗值范圍內(nèi)。再根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)管的管內(nèi)徑計算實際流速，檢查此流速是否在經(jīng)驗流速范圍內(nèi)，如流速不符合要求，則重新選擇標(biāo)準(zhǔn)管徑。2．如果操作點落在負(fù)荷性能圖的五條曲線之外，則設(shè)計的結(jié)構(gòu)尺寸有問題，塔不能完成生產(chǎn)任務(wù)的要求，需根據(jù)操作點的位置修正塔的結(jié)構(gòu)尺寸。即寫成的關(guān)系： （）其中，為氣體流量（），為氣體密度（），為閥孔直徑（m），N為閥孔總數(shù)。 （） （）根據(jù)式（）可得精餾段液相負(fù)荷下限線方程為： 同理根據(jù)式（）可得提餾段液相負(fù)荷下限線方程為： 氣相負(fù)荷下限線氣相負(fù)荷下限線又稱泄漏線，此線表示不發(fā)生嚴(yán)重泄漏現(xiàn)象時的最低氣體負(fù)荷，塔板適宜操作區(qū)應(yīng)在此線上方，氣體負(fù)荷低于此線，泄漏量將高于10%，此時塔板效率將降低。根據(jù)式（）可得精餾段液泛線方程為： 同理根據(jù)式（）可得提餾段液泛線方程為： 液相負(fù)荷上限線液相負(fù)荷上限線又稱降液管超負(fù)荷線，此線反映對于液體在降液管內(nèi)停留時間的起碼要求，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，則氣泡不能及時放出而進入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率，塔板適宜操作區(qū)應(yīng)在此線左方。塔板操作區(qū)應(yīng)在此線以下，否則將可能發(fā)生液泛現(xiàn)象，破壞塔的正常操作。方程獲取的方法是讓泛點率為最大值即等于80％。根據(jù)式（）計算液體流徑長（m）：m根據(jù)式（）計算液流面積（）：根據(jù)式（）計算泛點率：％第六章 負(fù)荷性能圖 確定霧沫夾帶上限線方程霧沫夾帶上限線：此線表示霧沫夾帶量時的關(guān)系。 泛點負(fù)荷系數(shù)與密度的關(guān)系根據(jù)式（）計算液體流徑長（m）：m根據(jù)式（）計算液流面積（）：根據(jù)式（）計算泛點率： 物沫夾帶（2）——提餾段當(dāng)氣體上升時霧沫夾帶量時，泛點率應(yīng)小于80％。根據(jù)式（）計算降液管的壓力降（m）：m根據(jù)式（）計算當(dāng)量清液層高（m）：m:不能產(chǎn)生液泛 流體力學(xué)驗算（三） 物沫夾帶（1）——精餾段當(dāng)氣體上升時霧沫夾帶量時，泛點率應(yīng)小于80％。提餾段塔板平均壓力降（m液柱）：提餾段塔板平均壓力降： Pa 流體力學(xué)驗算（二） 淹塔（液泛）驗算（1）——精餾段判斷是否成立，如不成立，則要發(fā)生液泛當(dāng)量清液層高 （） （）其中，為上升氣體的壓力降（米液柱），為板上液層高（m），為液體通過降液管的壓力降（米液柱），為板間距（m），為堰高（m），—，—。當(dāng)時，可采用式（）計算干板阻力當(dāng)時，可采用式（）計算干板阻力充氣液層阻力 （）其中，——。根據(jù)式（）計算：m/s精餾段塔板平均壓力降（m液柱）：精餾段塔板平均壓力降： Pa 氣體通過塔板的壓力降（2）——提餾段壓力降 （）塔板壓力降應(yīng)為10——526Pa壓力降用液柱高表示為 （）其中，為干板壓力降（m），為氣體通過液層的壓力降（m），為由表面張力產(chǎn)生的阻力損失。當(dāng)時，可采用式（）計算干板阻力當(dāng)時，可采用式（）計算干板阻力充氣液層阻力 （）其中，——。Ws——精餾段，孔心距取75毫米；、80、100毫米中的一種進行作圖；，應(yīng)將塔盤分塊，保持有一塊通道板，兩塊弓形板，其余為矩形板，分塊情況如下： 塔盤分塊數(shù)與塔徑的關(guān)系，其值應(yīng)接近算的閥孔數(shù)；～75mm；： 取60～75mm 取80～110mm 可適當(dāng)減?。介y孔總面積/塔截面積精餾段閥孔數(shù)：如下圖所示 精餾段閥孔數(shù) 塔板布孔——提餾段 提餾段閥孔數(shù)第五章 流體力學(xué)（一）（1）——精餾段壓力降 （）塔板壓力降應(yīng)為10——526Pa壓力降用液柱高表示為 （）其中，為干板壓力降（m），為氣體通過液層的壓力降（m），為由表面張力產(chǎn)生的阻力損失。根據(jù)式（）計算精餾段液體停留時間：s根據(jù)式（）、()計算精餾段理論閥孔數(shù)：m/s同理根據(jù)式（）、（）、（）計算：提餾段液體停留時間：提餾段理論閥孔數(shù)： 塔板布孔塔板閥孔的排布是根據(jù)下面原則進行的：矩形板寬為377mm,長為M，通道板為400mm，長為M，弓形板寬為E,長為M （） （）其中，為矩形板數(shù)，為塔盤分塊總數(shù)?？v坐標(biāo)值： （） （）塔截面積： （）其中，I、J為由橫坐標(biāo)K值在圖中查得的縱坐標(biāo)值，為塔截面積（），為降液管面積（），為降液管寬（）。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，由這兩點分別作水平線與縱軸分別交于兩點I和J，I=Wd/D，J=Af/AT,AT為塔截面積。2．由于精餾段與提餾段流體的體積流量相差很多，因此在設(shè)計溢流裝置時，選用的參數(shù)應(yīng)考慮流量的影響（最好精餾段和提餾段的的結(jié)構(gòu)不一樣），以滿足流體力學(xué)要求。查史密斯關(guān)聯(lián)圖得方法：分別由精餾段和提餾段的參數(shù)得史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)值A(chǔ)（精）、A（提），以及曲線值B，在圖中查得值。由設(shè)定的板間距計算出塔徑后，再核實板間距是否合適，如不合適，重新設(shè)定板間距后計算塔徑。根據(jù)式（）計算精餾段效率：同理根據(jù)式（）計算全塔效率得：根據(jù)式（）計算精餾段實際塔板數(shù)：根據(jù)式（）計算全塔實際塔板數(shù)：第四章 結(jié)構(gòu)計算 確定物系負(fù)荷系數(shù)C1．查史密斯關(guān)聯(lián)圖的方法是分別由精餾段和提餾段的參數(shù)得史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)A(精)和A（提），以及曲線值B,獲得C20值。 3. 使用圖解法時，階梯的水平線和垂線一定要交于相平衡線和操作線上，否則結(jié)果誤差較大。根據(jù)式（）計算精餾段氣體摩爾流量： Kmol/h根據(jù)式（）計算提餾段氣體摩爾流量： Kmol/h根據(jù)式（）計算精餾段氣體體積流量：根據(jù)式（）計算提餾段氣體體積流量： 用逐板法計算理論塔板數(shù)計算公式：精餾段操作線方程： 　　　 （）相平衡方程： 　　 （）提餾段操作線方程： （）由方程（）、（）解出加料板的摩爾分律、然后逐板計算：　　　 1. 在用逐板法計算理論塔板數(shù)時，如為泡點進料，判斷加料板位置的判據(jù)為, ，如為冷液進料，必需求加料扳回流液的含量,以此值判斷加料板位置，此值根據(jù)精餾段和提餾段操作線方程聯(lián)立求得。根據(jù)式（）計算熱狀態(tài)參數(shù)q：由相平衡方程與加料板操作線方程式（）、（）計算，可得：解方程得：： ， ：根據(jù)式（）計算最小回流比：因此，得回流比： 計算塔內(nèi)各段液體的摩爾流量及體積流量 （） （） （） （）其中，、分別為精餾段、提餾段回流液摩爾流量（kmol/h），R為回流比，D為塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h），q為熱狀態(tài)參數(shù)，F(xiàn)為進料量（kmol/h），、分別為A、B組分及料液的平均摩爾質(zhì)量，、分別為精餾段、提餾段的體積流量（），、分別為精餾段、提餾段的平均密度（kg/）。 各組分的表面張力與溫度的關(guān)系根據(jù)式（）、（）可得精餾段平均表面張力： 根據(jù)式（）、（）計算，同理可得：根據(jù)式（）計算得：dyn/cm根據(jù)式（）、（）、（）計算，同理可得：提餾段平均表面張力： 汽化熱和熱容的計算內(nèi)插關(guān)系式： （）內(nèi)插關(guān)系式： （）混合物的汽