氨水吸收式制冷机的基础理论和设计之十_主要设备及其计算_

氨水吸收式制冷机的基础理论和 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 之十一一主要设备及其计算(I ) 东南大学 杨思文 氨水吸收式制冷机的主要设备包括 : 发生 器 、 精馏塔、 分凝器 、 蒸发器 、 冷凝器 、 吸收 器 、 溶液热交换器和过冷器 等。 其 中的 冷凝 器 、 蒸发器与氨水压缩式制 冷 机 中的基本相 同 , 限于篇幅 , 本文仅就它们在氨水吸收式制 冷机中的特殊问题予以介绍。 氨水吸收式制冷机中的关键问题之一是如 何将制冷剂氨蒸气从氨水溶液中分离出来 , 而 且要求达到0 . 9 98 以上的浓 度 。 为 此 , 除发生 器外 , 必须要有精馏塔 , 塔顶还要有分凝器或 冷凝器提供精馏塔所需回流液。 发生器也可看 作是为精馏塔提供上升蒸气的塔釜 , 所以精馏 塔是分离组分的中心设备。 因此 , 本篇首先介 绍精馏塔的有关计算和设计问题 。 精馏塔的塔板计算 根据塔板结构的不同 , 精馏塔可分为饱罩 塔、 浮阀塔、 筛板塔和填料塔等 。 尽管它们的 结构不同 , 但使气液进行充分的热质交换以达 到组分分离的 目的和作用仍是相同的。 因此计 算塔板数的方法没有什么异样之处 。 塔板数的计算方法通常都是先算出所需的 理论塔板数 , 然后再根据文献中所推荐的经验 数据来选择塔板效率 , 由此得到实际所需的塔 板数。 所谓理论塔板是指由上一层塔板流下来 的液体和从下面一层升上来的蒸气在这一层相 遇并进行热质交换 , 离开时气液相之间能够达 到完全平衡。 确定理论塔板数的方法过 去 大 多 用图解 法 , 其中尤以麦凯勃 一席勒 (M cC o b e-- T hi e le) 法 和庞雄(Pon 。h 。n) 法为最常见 。 随着电 子 计算 机的应用 , 减少了对图解法的依赖 , 但是这些 图对于快速近似地确定塔板数和考察不同设计 参数的影响仍很有用 。 特别是在氨水系统中, 所需塔板数不多, 用图解法 并 不 花费很 多时 间 , 因此予以着重介绍 。 1 . 麦凯勒一席勒图解法 此法是在二元气液系统的 y 一 x 图上 , 用 逐板法得到理论塔板数的。 图 1 为氨水系统在 给定压力下的 y 一 x 图 , 其中 x 和 y 分别代 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 液相与气相的浓度。 浓度可以用摩尔分数、 质 量分数或容积分数来表示 , 但在麦凯勃一席勒 法中 , 都采用摩尔分率 。 在这图上画有 45 。 对 角线 , 线上各点的坐标 y = x , 即气液二相的 浓度相等。 在对角线上方的曲线即为氨水的气 图 17 分 I k 上加工出若干个 齿 形 , 散热面积增加 , 即改平板状为百叶窗状 , 散热效果显著提高 , 壳体温度明显降低 , 防止了压缩机性能下降。 一 盯 一 厂||. . O yd , . , . . . . ‘ 咭. . . . . . . . . . . ~ ~ . , 内 ‘~ . . , . 川 . ‘ , . ~ 月. . . . . . . . 一 均几场 d 丫八lee毯 !||气 洲到咏Ž环一l’n+l猛 Ln戈Lr X r , t r 111叭 今缚 L众十 , X 几 ,卜z 塞才刹队LX图 1 麦凯勃 一 席勒图解法确定塔板数 、.产、,声月任Ž勺.‘、矛‘、 液二相的平衡曲线。 麦凯勃 一席勒法的出发点是将 塔 内截面上 的物料平衡方程式表示为 y 一 x 图 上 的操 作 线 。 并作了以下假设 : ( 1 ) 在各层塔板上进行等摩尔滋流 , 即 在精馏段和提馏段中 , 都各自假设由逐层塔板 上流下的液相靡尔量保持不变。 因为液相流量 不变 , 所以由每层塔板上升的蒸气摩尔流量也 必然为常数。 ( 2 ) 两种组分的摩尔气化潜热相等。 这 是上一条假设的必然结果。 ( 3 ) 塔身没有散热损失 , 也不考虑混合 热。 ( 4 ) 只有一个进料 口 , 位于精馏段与提 馏段之间。 在塔顶和塔底所排出的都是液态产 物。 ( 5 ) 塔顶设有全冷凝器 , 塔底设置一次 循环再沸器 (即发生器 ) 。 这样 , 离开塔顶的 蒸气浓度将与返回塔内的回流液浓度相等 , 即 y a = x d o 图 2 就是这种精馏塔的示意图。 在操作线方程导出之前 , 应先知道 : ( 1 ) 塔的操作压力, ( 2 ) 给定的进料 (浓溶液) 犷 馏液 (塔 顶产物 ) 和残液 (塔底排出稀溶液 ) 的浓度 , ( 3 ) 进料的热状态 , 例如为饱和液体或 二相混合物等 , L 。 , 入 图 2 典型精馏系统 1 . 控祝体 A ; 2 . 冷提器 ; 3 . 发生器 ( 4 ) 回流比或称外回流比R = L d / D 。 根据对精馏段中包括任意塔板 n 和塔的顶 部在内的物料平衡 (见图 2 中的控制体 A ) 可 以得到 v 。 、 : = L 二 + n ( l ) 及 v u + 、y。 + 、 = L 二 x 。 + D x 。 ( 2 ) 将式 ( 1 ) 、 ( 2 ) 合并 , 并因为各层塔板的 摩尔流量相等 , 所以可将 v 与 L 的下标略去 , 写成 L . / . L 、 工 。 、 y 。 + , = 未一 x 二 + ( 1 一 东一 ) x d ( 3 )V “ ’ 、一 V / 式中 L Zv 为塔内各个截面上的液气摩尔流量 比, 也称为内回流 比 , 它与外回流比 R 的关系 可以由顶层塔板以及包括冷凝器在内的物料平 衡得到 , 即 L V L d _ R D _ V d ( 1 + R ) D 1 十 R 因而 ( 3 ) y . + : = 式可写成 R 1 + R x , + X d 1 十 R 式 ( 3 ) 或 ( 5 ) 所表示的是在精馏段内从 n 十 l 层塔板 (塔板序号由上往下数) 上升的蒸 一 吞6 一 气与从第 n 层塔板流下的液体之间浓度的关系 式 , 称为精馏段的操作线方程式 。 因为 L 和 v 均为常数 , 所以在 y 一 x 图上 , 它是 一 条 直 线 , L / v 或 R / (1 十 R ) 就是直线的斜率。 显 然这个斜率是小于 1 的 。 同样由提馏段的任一块塔板 m 和包括发生 器在内的物料平衡 , 可得到提馏段的操作线方 程式为 L ‘ / L , , \ _ y 二 = 一若尸 , 二 十 1 一 l带犷- 一 1 )x . ( 6 )‘ · V , 一 ” 、 V ‘ 一 / 式 (6 ) 所表达的是在提馏段内由m + 1 块塔 板 (塔板序号由下向上数) 流下到第 m 块塔板 上的液体与从此层塔板上升的蒸气之间的浓度 关系。 它也是一条直线 。 由于 L’> v’ , 所以 它的斜率大于 1 。 现在只要知道斜率和操作线上任何一点的 坐标就可在 y 一 x 图上先画 出精 馏 段 的 操作 线 。 参看图 1 , 先标明给定的三 种 液 体 浓度 线 : 浓溶液 xr 、 稀溶液 x 。 和馏 出液 xd , 根 据 yd = x d 的条件 , 可在对角线上定出代表顶 层塔板上气液之间关系的点 A , 又根据己知的 回流比 R 算出斜率 , 就可画出精 馏 段 操作线 A B 。 假设进料浓溶液为饱 和 液 体 , 则此操作 线在进料层将与浓溶液浓度 x r = 常数的垂直线 q 相交于 B 点。 后面我们将再讨论 , 如果进料 并非饱和液体 , 而为二相混 合 物 等其它状态 时 , 则 q 线将不是垂直线。 至于提馏段 , 因它和精馏段相会于进料层 塔板 , 所以提馏段的操作线也必然通过 B 点。 另外 , 从式 (6 ) 可知 , 这条操作线必定通过 对角线上 y = x = x . 的点 C , 所以连接这两点 的直线 , 就是提馏段的操作线 , 如图中BC 所 示 。 精馏过程将在平衡曲线与这两条操作线之 间进行 。 在作图计算塔板数时 , 可以从塔顶画起 , 也可从塔底开始 , 或分别从塔顶和塔底开始。 现以从塔顶开始为例来说明作图步骤 。 从 A 点 出发 , 它的纵坐标就代表离开顶层 塔板时的蒸气浓度。 由此点往左作水平线 , 与 平衡曲线相交点 (点 1 ) 的横坐标 , 就代表着 离开顶层塔板溢流的平衡液体 浓 度 x 、。 由 1 点作垂线向下与操作线A B相交于 1 产点 , 其 纵 坐标为 yZ , 即为由第 2 层塔板 上 升至第 1 层 的蒸气浓度。 再 由此点作水平线与平衡曲线相 交于 2 点 , 又可得平衡液体浓度 x Z , 依 此 类 推 , 直至达到进料层塔板液体浓度 x : 为止。 这时精馏段结束 , 其所经历的阶梯数就代表所 需的理论塔板数 。 接着就进人提馏段 , 上述步 骤就改在提馏段的操作线与平衡曲线之间继续 进行 , 直至液体浓度低到塔 底 稀 溶 液浓度为 JL 。 这时所得到的提馏段中的阶梯数即为该段 内的理论塔板数。 倘若所得到的理论塔板数 n : 不是整数 , 可用分数表示 。 由于工质的性质 、 塔板的结构设计和水力 设计以及安装等因素 , 气液二相在离开塔板时 不可能达到平衡, 也即达不到 理 论 塔 板的要 求 , 通常就通过简单地选用塔板效率 刀。 的办 法来得 出实际塔板数n r 。 即 n r = -卫二 刀。 ( 7 ) 氨水精馏塔的塔板效率通常在0 . 3~ 0 . 8范围内 选取 。 实际塔板数应调整成整数 。 现在来考虑进料热状态的影响 。 通常用每 m ol 进料中所包含的饱和液体 m ol 数 q 作为 进料状态的量度 , 各种可能的进料热状态的 q 值为 : 过冷液体 : q > 1 饱和液体 : q = 1 二相气液混合物 : 1 > q > O 饱和蒸气 : q = 0 过热蒸气: q < o 对于 q q 二 的具体数值可由下式来估算 : 将 1 摩尔进料变为饱和蒸气所需的热量 摩尔气化潜热 ( 8 ) 由 q 值可以导 出 q 线方程 , 这是上下塔两 条操作线在进料层相交点的轨迹 , 所以它的坐 标必须同时满足两条操作线方程 , 井与对角线 相交于、t 。 经过推导 , q 线的方程为 〔” q x , J 二二— X 一一q 一 l q 一 l ( 9 )这条直线的斜率为 q/ (q 一 1) , 对于不同 q 值的进料 , 可以得到各异的 q 线 , 如图 3 所示 。 S 图 4 庞雄图解法求理论塔板数 图 3 1 . 过冷液体 ; 2 4 . 饱和燕气; 5 不同 q 值时的 q 线 . 饱和液体 ; 3 . 气液二相混合物 ; . 过热燕气。 2 . 庞雄I 解法或 h一雪圈法 麦凯勃一席勒法的优点是能形象地显示塔 内液体与蒸气浓度逐层变化的过程 , 提供了一 个快速而简易的计算方法。 但需作若干假设 , 特别是等摩尔流的假设 , 要求两种组分的摩尔 气化潜热相等 , 这在许多系统 中难 以 符 合实 际 , 因而在 y 一 x 图上的操作线 方 程就将偏 离直线 , 产生误差 。 而应用庞雄图解法则可以 避免。 庞雄图解法就是在 h 一雪图上的作图法 。 关于氨水精馏过程在 h 一盆图 上 的表示 , 已在 本讲座之四中作了较为详尽的介绍。 如图 4 所 示 , 首先在 h 一重 图上画出发生器压力下的沸 点线与琳点线 , 并标明进料浓溶液、 塔顶馏液 和塔底排出的稀溶液的浓度 舀: (即 氛) 、 氛 (即 氛) 和 雪. (即 氛), 都以质量分数表示 。 根据热 力计 算 已得到的精馏热 q , 和以每公 斤稀溶液量计的发生器热负荷q 。〔q 。= q 、 / (f - 一1)〕, 分别在占。= 常数线和 君2 = 常数线上得到 精馏上极点 P 和下极点 P^ 。 连接 P 和 P 人 两 点之间的直线 , . 就是 主 操 作 线 PPA , 它 与进 料 舀r 二常数线的相交点就是进料状态点 1 。 一 和 一 现在可从提馏段最底层开始 , 由沸点线上 的 2 点作气液二相区等温线 t 、使与露 点线相 交于 v , 点 , v : 点就是与 2 点平 衡的蒸气状 态点。 连接v , 和 P 人 的直线则是由塔底往上的 第一层塔板的操作线 , 它与露点线交于L ,点。 再由 L : 点作 t : 等温线与露点线交于 V : 点 , 连接 V : 与 P ‘ 点可得第二条操作线 , 依此类 推。 当所得到的 v 、 点首次位于主操作线右边 时 , 即已进入精馏段。 于是连接上极点 P 与vl 点并延长至沸点线得 L , 点 , 即为精馏段底部 的第一条操作线 。 接着由 L 。 点作等温线 t ; , : 得到 V , 十 : 点 , 再 由PV ; + , 线得 L . 十 : 点 , 依 此类推 , 直到 .下 二 点达到 5 点或 5 点右边时为 止。 表明这时得到的蒸气浓度已达到或超过所 需 的 氛。 图 中P^ v 、操作线以左为提馏段 , 其 中的操作线数 i 即为该段的理 论 塔 板 数 。 在 P v ; 操作线以右为精馏段 , 其中的操作线数 j 即为精馏段的理论塔板数 。 在氨水吸收式制冷 系统中 , 一般精馏段的理论塔板数只 2 ~ 3 块 , 提馏段的也类似。 . 有关塔板效率的选取与实际 塔板数的求得是和麦凯勃一席勒法一样的。 在 h 一君 图 上 的图解法不要 先 作 任 何假 设 , 因此可以比较精确的得到结果。 而且值得 特别提到的是 , 应用这个方法时可不必顾及进 料浓溶液的热状态 。 只要浓度一定 , 则不论其 一一叫一L.一一 为何种热状态 , 都必定位于 蚕r = 常数 线 上。 状态点在这条线上的位置高低 , 就已代表了不 同的进料热状态 , 因为图上已指明 了 它 的 烩 值 。 塔的主操作线总是通过这一进料状态点。 所以它较之麦凯勃 一席勒法更为简捷 。 3 . 应用电子计算机的计算方法简介 从麦凯勃 一席勒图解法可知 , 求 理 论塔板 数的过程是在操作线与气液平衡曲线之间往返 进行的 , 因此应用电子计算机来计算理论塔板 数时 , 就需知道操作线与气液平衡线的数学关 系式 。 前者也己导出 〔如式 ( 3 ) 、 ( 5 ) 、 ( 6 ) 等〕, 而二元系统的气液平衡方程则可 利用相对挥发度 a 来计算。 简介于下 : 在一定的系统压力下 , 混合物内每一种组 分处于平衡状态下的气液相浓度之间的关系可 用气液平衡比 K 来表示 , 即 进料浓溶液的流量 、 浓度、 烩或 q 值 , 塔顶馏 液的浓度和回流比以及塔底排出稀溶液的流量 与浓度。 计算从塔顶或塔底开始均可。 现以塔 底开始为例说明其具体步骤如下 : ( 1 ) 先求出由发生器升入塔底第一块塔 板的蒸气量 v 孟与排出稀溶液摩尔数 L . 之比 R ( x , 一 x . ) + q (x d 一 x . ) 一 (x d 一 x r X d 一 X r (14 ) ( 2 ) 将 x . 代入式 (1 3 ) 的 x , 求 得升 人塔底第一块塔板的蒸气浓度 y . ; 、 , 产、产八J6( 程式 ( 将所得 y . 值代入由下塔操作线方 导得的下式以求 x , , 即 X . + 一= 刀y, + x · 刀 + 1 (1 5) K , = 一立- X i (1 0 ) 不同组分之间的 K , 值之比 , 称为 相 对 挥发 度 , 它表达了这两种组分之间相对挥发能力的 大小 , 即 ( 4 ) 重复步骤 ( 2 ) , 由 x : 求得 y , ( 5 ) 重复步骤 ( 3 ) 由 y : 计算 x : ( 6 ) 依次类推 , 直至算出的 y> y , , 这 里 y: 为操作线与 q 线相交点的数值 , 即为进 料层的燕气浓度 , 可由下式算得 : yi = q x一 (刀+ 1)x r (1 6) 、少、、/‘.一 2 门里占J.几了‘了叮、玖一‘一一a 对于氨水二元系统则有 。 _ K : _ y : / x , _ y , x z , J , 一一一一一一K : yZ / x : y: x l其中下标 1 代表氨 , 2 代表水。 因为 x : = 1 - 一‘ : 和 y : = 1 一 y : ,所以上式可写成以氨浓度表 达的关系式 执行步骤 ( 2 ) 的次数即为包括发生器 (假设 其结构可起一块塔板作用) 在内的提馏段塔板 数 。 ( 7 ) 更换成精馏段操作方程 , 即由( 5 ) 式得到的 (R + 1 一 + 1 一 X d (17)为一R 口X n 1+ ’ (a 一 ’ 1)式 ’ (13) 此式所表示的是第 n 层塔板上气液平衡浓度之 间的关系, 也即在给定压力下在 y 一 : 图上的 平衡曲线之但应注意其中的 a 可 能 有 几种选 择 : ( 1 ) 常数; ( 2 ) 与液相浓度 x 为线性 关系, (3 ) 与 x 为二次关系。 第一种情况计 算最简单 , 但与实际有较大差距 , 第三种最接 近实际情况 , 不过计算比较复杂。 文献 〔2 〕介绍了利用可编程序的计算器 或袖珍计算机的设计步骤 。 在计算前应先知道 将前面所得进料层的 y. 值代入 , 可算 出进料 层以上第一层塔板处的 x 值。 ( 8 ) 将 x 代人 (1 3) 式 , 求平衡蒸气浓 度 y ( 9 ) 重复步骤 ( 7 ) 、 ( 8 ) , 直至 y > xa , 执行步骤 ( 7 ) 、 ( 8 ) 的次数即为精 馏段的理论塔板数 。 (1 0 ) 如所得塔顶 yd 。 值大于 x d (全冷 凝) , 则另行选定一稍小的回流比 R , 重新从 步骤 (1 ) 开始计算 , 使得到的塔顶 yd 。 值更 趋近 x d 值。 直至 }yd 。 一 x 。1 小于 规 定 值为 一 6 1 一 止。 曲线一直被广泛地采用着, 如图 5 ‘” 所示。 二 、 精馏塔设计中 的几个问题 门”,份份弱乙沈一 关于在氨水吸收式制冷机 中较 常 用的塔 型, 如浮阀塔和填料塔的结构与水力计算 , 在 文献 〔3 〕中已作了较详细的介绍。 现就精馏 塔设计中常见的几个问题加以讨论 。 1 . 塔板效率的选取 前面谈到 , 通常在将理论塔板数换算成实 际塔板数时 , 可在0 . 3 ~ 0 . 8的范围内选取塔板 效率 冲. 的数值 。 显然 , 这样宽广的范围 , 可 以使实际塔板数的变化很大。 例如当理论塔板 数为 5 块时, 实际塔板数就可在6 . 25 ( 7 块 ) 至17 块之间变动 , 倘若选择不当 , 则将使务求 精确的理论塔板数的计算完全失去意义 。 结果 或者是因塔板数过多而引起浪费, 或者使精馏 达不到预期效果 。 因此尽可能选择符合实际的 塔板效率至为重要 。 在作理论塔板设计计算时 , 对每层塔板上 的蒸气和液体的浓度都认为只有单一的数值, 同时认为热质交换是在瞬时间完成的 , 没有考 虑时间的因素 。 但实际上塔板上液体的浓度到 处不同 , 从上一层溢流下来横过塔板直至再滋 流到下一层去 , 、 沿途存在着浓度梯度 , 同样, 蒸气浓度也各处不一。 塔径愈大 , 这种情况愈 明显 。 此外 , 气液之间需要有充分的接触时间 和接触面积来完成热质交换。 因此影响塔板效 率的主要因素为 : 塔板的结构和尺寸 , 被分离 物质的物理性质和热力学性质, 进行接触的液 体与蒸气的浓度和数量以及塔板上的温度等。 可以想象 , 在同一层塔板上各处的接触效率是 不同的 , 在不同层次塔板上的效率也应有不同 的数值 , 只是影响的因素太多 , 情况太复杂 , 所以只得用一个笼统的塔板效率来概括。 但设 计人员应该经过 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 后再予选用 。 在诸多因素 中, 普遍认为影响最大的是液体的粘度和系统 组分的相对挥发度 , 进料液 体 的 粘 度拜 (厘 拍 ) 与相对挥发度 a 的乘积与塔板效率的关系 3 0 6 0 1 0 在 , 粼 图 5 塔板效率与 a · 拼 的关系 2 . 回流比的选取 由式 ( 5 ) 可知 , 回流 比 R 的数值决定了 操作线的斜率。 斜率愈小 , 操作线就愈乎坦。 在精馏过程能够进行的范围内 , 极限情况是操 作线与平衡曲线相交 , 如图 6 所示 。 这时的 R尸尸尸 图 6 具有最小回流比的操作线 具有最小数值 , 称为最小回流比 , 对应的塔板 数将为无眼多。 增大 R 可减少塔板数。 如果不 断增大, 最后可达到另一个极限情况 , 即操作 线将与45 。对角线重合 , 其斜率为 1 , 如图7所 0 育 : X 图 7 全回流 一 62 一 示 。 这时通过塔板的蒸气量与溢 流 液 体 量相 等 , 称为全回流 , 虽然相应的塔板数为最少 , 但从物料平衡关系可知 , 塔顶产物馏出液将为 零 , 精馏过程将毫无效果。 所以实际的回流比 数值应在这两个极限范围内选择 。 回流比在很大程度上决定着每块塔板上的 精馏效果 , 也就 决 定 了 塔板数和精馏塔的尺 寸。 又由于回流比的大小影响着精馏热 q R 和 发生器热耗量 q 、 (参见本讲座之九式(2 8)、 (30) ) , 因而也就和分 凝 器 或 冷凝器的大 小 、 冷却水的耗量 、 发生器的尺寸及其能耗等 密切相关。 所以在选用回流比时应作技术经济 分析。 如图 8 所示 , 在一定的精馏负荷下 , 随 着回流比的增大 , 以建塔身为主的投资费将不 断减少 , 而包括能耗和冷却水消耗等在内的运 行费将上升 , 其年耗总费用将有一极小值 , 这 是设计时应该选用的。 一般认为 , 最佳回流比 应为最小回流比的 1 . 1~ 1 . 5倍 , 这与本讲座之 九的式 (2 6) 中提到的 , 精馏效率在。. 7 ~ 0 . 92 范围内选取是一致的。 尺而 , 回流比 ,泛 一 产生的气泡 , 不可避免地会形成大量泡沫和雾 状液滴随着蒸气上升 , 这种现象 称 为 雾沫夹 带。 雾沫夹带的后果是将下一层塔板上浓度已 经变稀的液体重新带到上一层塔板上去 , 从而 影响了精馏效果 , 降低了塔板效率。 对于顶层 塔板来说 , 这种情况尤其严重。 因为从顶层塔 板上溢流下去的液体浓度较离开塔顶的蒸气浓 度要低得很多。 例如在 l . 5 7 MPa (1 6 k g f / e m ’) 压力下 , 倘若由塔顶出来的氨蒸气浓度 重, 为 。. 9 9 8 4 , 与它平衡的液体浓度则可由有关图表 中查得为。. 7 9 0 5 , 这样低浓度的液滴一旦被燕 气大量夹带出去 , 就将大大降低进人分凝器或 冷凝器的蒸气平均浓度 , 从而使最终馏出液的 浓度也显著降低 , 甚至达不到预期的要求。 因 此影响雾沫夹带率的因素和消除或减轻的 办法 鲁班奖评选办法下载鲁班奖评选办法下载鲁班奖评选办法下载企业年金办法下载企业年金办法下载 历来是许多学者的研究内容 , 并发现这是一个 相当复杂的问题 。 一般认为 , 雾沫夹带率主要 将视流体动力学 、 塔板的机械设计 、 塔内雾沫 分离和捕集装置的结构以及塔的瞬时生产负荷 等而定 。 关于减少雾沫夹带的措施 , 读者可参 看一般化学工程书籍 , 如参考文献 〔1 〕 。 一 般要求雾沫夹带率不超过10 % 。 在计算塔板数时 , 为了把雾沫夹带所产生 的影响考虑进去 , 文献 〔4 〕曾介绍在用庞雄 图解法时 , 可根据雾沫夹带率的大小来变动 h 咭 图上的操作线 , 即将蒸气的烩一浓度曲线由 原来干饱和蒸气露点线的位置下移到含湿燕气 的位置 , 因为夹带雾沫的蒸气其治和浓度都将 减小。 这个办法不仅对高浓度的顶层塔板计算 有用 , 对于蒸气浓度在99 %以下的那部分塔板 数的正确计算也可以适用 。 图 8 最佳回流比的决定 1 . 投资费, 2 . 运行费; 3 . 总费用 今 考 文 献 〔1 〕 3 . 井沫夹带 在计算理论塔板数时 , 都认为液体是很平 静而稳定地流过塔板的 , 离开塔板上升的蒸气 则是干饱和的 , 二者相互处于平衡状态 。 但实 际情况却是塔板上处于沸点状态的液体在流动 过程中不断地翻滚沸腾 , 蒸气在穿过液体时所 E Z j [ 3 〕 [ 4 〕 P er r y ’。 c he m ie al E n g in e e r ‘5 H a n d bo o k , S ix th E d ition , 19 84 · B u ek le y P . 5 . e t a l一 H o w to U s e a S m a ll Ca · e u la to r In D is ti lla tio n D es ig n 一 c be m i e a l E n g - in e e rin g p r o g res s , v o l · 7 4 , 冲 6 , p · 4 9 · 制冷工程设计手册编写组 , 制冷工程设计手册 , 中国建筑工业出版社 , 1 978 . B o g a r r , M a r e e l, A m m o n ia A b so rPtio n R e fr ig - 。r a tio n i“ In d u 、tr i以 Pr o e e o se s , 19 8 1 , P . 2 2 0 . 一 6 3 一