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1、浮閥精餾塔工藝設計任務書 1． 工藝要求與數(shù)據(jù) （1）料液為苯——甲苯混合液，含苯40 %（質(zhì)量分數(shù)） （2）XD=94 % XW=3 %（質(zhì)量分數(shù)） （3）年生產(chǎn)能力：7萬噸（進料） 2． 設計條件 （1）連續(xù)常壓操作、中間加料、泡點回流 （2）泡點進料 （3）年生產(chǎn)時間330天 （4）塔釜用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力 300 kPa （5）設塔頂冷凝用水進口溫度為25℃ 3． 設計內(nèi)容 （1） 精餾流程設計及論證 （2） 工藝計算 （3） 塔盤設計（精餾段、提餾段各選一塊） （4） 精餾段、提餾段流體力學條件校核 （5） 主要輔助設備的選型（再

2、沸器、冷凝器） （6） 控制系統(tǒng)、節(jié)能措施、工藝調(diào)整、故障處理、廢液處理的方案 4． 設計成果 （1） 設計說明書（含評價與體會） （2） 設計圖紙（畫在設計說明書中：流程圖、t-x-y圖、作圖法求理論塔板數(shù)、負荷性能圖2張）、（畫在圖紙上：塔盤布置圖1張、浮閥塔工藝條件圖1張） 化工原理課程設計 苯-甲苯浮閥塔精餾 班級： _ 姓名： _ 專業(yè)： _ 目 錄

3、緒 論……………………………………………………………………3 第一章 設計方案的選擇和論證 1、設計流程……………………………………………………………5 2、設計要求……………………………………………………………6 3、設計思路……………………………………………………………6 4、相關符號說明………………………………………………………7 第二章 塔的工藝計算 1、基礎物性數(shù)據(jù)………………………………………………………9 2、塔的工藝計算………………………………………………………10 3、逐板計算法求理論板數(shù)計算………………………………………11 4、精餾塔的工藝條件及有關物

4、性數(shù)據(jù)的計算………………………12 5、精餾塔的工藝尺寸的計算…………………………………………16 6、塔板流體力學校核…………………………………………………23 7、塔板負荷性能圖……………………………………………………27 8、設計結果一覽表……………………………………………………31 9、輔助設備的選型……………………………………………………33 10、塔附件設計計算……………………………………………………34 第三章 安全與環(huán)保 1、安全注意事項………………………………………………………38 2、環(huán)境保護……………………………………………………………39 第四章 設

5、計過程的評述和討論 1、回流比的選擇………………………………………………………39 2、塔高和塔徑…………………………………………………………40 3、進料狀況的影響……………………………………………………40 4、熱量衡算和節(jié)能……………………………………………………40 5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié)………………………………………………41 結束語 …………………………………………………………………42 參考文獻 ………………………………………………………………43 緒 論 塔設備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應用的氣液傳質(zhì)設備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件

6、的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。 工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。 板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮

7、閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進入塔板上液層進行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。 浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮閥結構較簡單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應用，已列入部頒標準（JB

8、－1118－81）。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 浮閥塔的主要優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強降及液面落差較小，塔的造價低，塔板結構較泡罩塔簡單。 化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 塔設備是化工、煉油生產(chǎn)中最

9、重要的設備類型之一。本次設計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。 本設計書對苯和甲苯的分離設備─浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設備計算,塔設備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高15.54米，塔徑米，按逐板計算理論板數(shù)為12。算得全塔效率為11。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為10，提餾段實際板數(shù)為12。實際加料位置在第11塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為4.5。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。

10、塔的附屬設備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用臥式浮頭式換熱器。用加熱蒸汽壓力 300 kPa加熱，用15℃循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。 由于時間倉促，再加上水平有限，書中難免有不妥之處，懇請老師批評指正。 編者 2011/4/20 第一章

11、 設計方案的選擇和論證 1、設計流程 本設計任務為分離苯、甲苯混合物。對于二元混合物的分離，采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 3 精餾工藝流程圖 2、設計要求 總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對塔設備的要求大致如下： 生產(chǎn)能力大，即單位塔截面大的氣液相流率，不

12、會產(chǎn)生液泛等不正常流動。 效率高，氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。? 流體阻力小，流體通過塔設備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。? 有一定的操作彈性，當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。? 結構簡單，造價低，安裝檢修方便。? 能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等 本次實驗我們根據(jù)所給條件設計出塔的各項參數(shù)及其附屬設備的參數(shù)。 3、設計思路 在本次設計中，我們進行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達

13、到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。 蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設置。在這里準備用全凝器，因為可以準確的控制

14、回流比。此次設計是在常壓下操作。 因為這次設計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設備和操作費用之和最低。在設計時要根據(jù)實際需要選定回流比。 塔板工藝計算 流體力學驗算 塔負荷性能圖 冷凝器與再沸器的選型 塔附屬設備計算 圖1-2 設計思路流程圖 本設計采用連續(xù)精餾操作方式、常壓操作、泡點進料、間接蒸汽加熱、選R=Rmin、塔頂選用全凝器、選用浮閥塔。 在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點，其突出優(yōu)點是可以根據(jù)氣體的流量

15、自行調(diào)節(jié)開度，這樣就可以避免過多的漏液。另外還具有結構簡單，造價低，制造方便，塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設備，其多用不銹鋼板或合金 。近年來所研究開發(fā)出的新型浮閥進一步加強了流體的導向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。 從苯—甲苯的相關物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤板之間的流通面積能隨氣體負荷的變動而自動調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負荷范圍內(nèi)，均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤板上以水平方向吹出，氣液接觸時間長，霧沫夾帶量少，液面落差也較小。 4、相關符號說明 Aa—塔板開孔區(qū)面積,m2；

16、 Af—降液管截面積,m2； A0—篩孔總面積,m2； AT—塔截面積,m2； c0—流量系數(shù),無因次； C—計算umax時的負荷系數(shù),m/s CS—氣相負荷因子,m/s； d—填料直徑,m d0—篩孔直徑,m； D—塔徑,m； ev—液體夾帶量,kg（液）/kg（氣）； ET—總板效率,無因次； F—氣相動能因子,kg1/2/(s·m1/2）； F0— 篩孔氣相動能因子，kg1/2/(s·m1/2) ； g— s2； h—填料層分段

17、高度,m； h1—進口堰與降液管間的水平距離,m； hc— 與干板壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱； hd—與液體流過降液管的壓降相當?shù)囊褐?；hf— 塔板上鼓泡層高度,m； h1—與板上液層阻力相當?shù)囊褐叨?m； hL— 板上清液層高度,m； h0—降液管的底隙高度,m； hOW—堰上液層高度,m； hW—出口堰高度,m； h,W—進口堰高度,m； hб—與阻力表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?；H—板式塔高度,m； Hd—降液管內(nèi)清液層高度,m； HD—塔頂空間高度,m； HF—進料板處塔板間距,m；

18、 HP——人孔處塔板間距,m； HT—塔板間距,m； LW—堰長,m； Lh —液體體積流量,m3/h； Ls —液體體積流量,m3/s； NT—理論板層數(shù)； P—操作壓力,Pa； △P—壓力降,Pa； △PP—氣體通過每層篩板的降壓,Pa； t—篩孔的中心距,m； u—空塔氣速,m/s； u0—氣體通過篩孔的速度,m/s； u0, min—漏液點氣速,m/s； u′0—液體通過降液管底隙的速度,m/s； Vh—氣體體積

19、流量,m3/h； Vs—氣體體積流量,m3/s； Ls——液體質(zhì)量流量,kg/s； vs—氣體質(zhì)量流量,kg/s； Wc—邊緣無效區(qū)寬度,m； Wd—弓形降液管寬度,m； Ws—泡沫區(qū)寬度,m； x—液相摩爾分數(shù)； X—液相摩爾比； y—氣相摩爾分數(shù)； Y—氣相摩爾分比； Z—板式塔的有效高度,m； uF— 泛點氣速,m/s； 下標 max—最大的； min—最小的； L—液相的；

20、 V—氣相的θ—液體在降液管內(nèi)停留時間,s；μ—粘度,mPa·s； Φ—開孔率或孔流系數(shù)，無因次； σ——表面張力,N/m； ρ——密度,kg/m3； 第二章 塔板的工藝設計 1、基礎物性數(shù)據(jù) 表1-1 苯、甲苯的粘度 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 甲苯 表1-2 苯、甲苯的密度 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 --

21、 甲苯 表1-3 苯、甲苯的表面張力 溫度℃ 0 20 40 60 80 100 120 苯 甲苯 表1-4 苯、甲苯的摩爾定比熱容 溫度℃ 0 50 100 150 苯 甲苯 表1-5 苯、甲苯的汽化潛熱 溫度℃ 20 40 60 80 100 120 苯 甲苯

22、 2、塔的工藝計算 物料衡算：含苯40％ XD=94 % XW=3 %（質(zhì)量分數(shù)） 年產(chǎn)量∶7萬噸 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)∶ XF== XD== XW == 平均摩爾質(zhì)量： ××92.13=85.96(kg/kmol) ××92.13=78.83(kg/kmol) ××92.13=91.64(kg/kmol) 物料衡算∶生產(chǎn)時間按330天/年 F= =102.82(kg/h) 而 = = = ∴×0.443=45.55(kmol/h) ∴W=57.27(kmol/

23、h) 根據(jù)最少回流比計算式∶ 根據(jù)工藝條件滿足∶× 故精餾段操作線方程式為∶ y ∴y= 對于飽和液體進料q=1,原料液進入加料板后全部進入提餾段。 即：L′×45.55+102.82=205.763(kmol/h) 3、逐板計算法求理論板數(shù)的計算 由于采用全凝器泡點回流故 代入相平衡方程求出， 所以 ，所以代入相平衡方程求出 ，所以代入相平衡方程求出 同理可得： 通過上述計算可得出： 有5層精餾段，7層提餾段（包括再沸器）第六層為加料板。 通過摩爾分

24、數(shù)，苯與甲苯氣液相平衡圖可查出：℃ 塔底： ℃ 平均溫度： ℃ 由平均溫度可在粘度表中查出： 苯的粘度 甲苯的粘度 ·s mpa·s 3.實際塔板數(shù) 精餾段: 塊 提餾段: 塊 4、精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 (1)操作壓力的計算 塔頂?shù)牟僮鲏毫? 每層塔板的壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 塔底壓力 提餾段 （2）溫度 ，根據(jù)操作壓力通過試差計算 P=

25、 ,塔頂 ℃, ℃, ℃ ∴精餾段溫度, 提餾段溫度 (3)平均摩爾質(zhì)量 塔頂 ×78.11+(1-0.949) ×(kg/kmol) ×78.11+(1-0.883) ×(kg/kmol) 進料板： ×78.11+(1-0.5991) ×(kg/kmol) ×78.11+(1-0.3770) ×(kg/kmol) 塔 底： ×78.11+(1-0.4439) ×(kg/kmol) ×78.11+(1-0.01846

26、) ×(kg/kmol) =(kg/kmol) =(kg/kmol) =(kg/kmol) =(kg/kmol) (4)平均密度計算 ① 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 ② 液相平均密度計算 液相平均密度計算依下式計算，即： 塔頂液相平均密度的計算 由 ，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算 由 ，查液體在不同溫度下的密度表得 精餾段的平均密度為 塔底液相平均密度的計算 由，查液體在不同溫度下的

27、密度表得 提餾段的平均密度 (5)液體平均表面張力的計算 液相平均表面張力依下式計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算 由 ，查液體表面張力共線圖得 進料板液相平均表面張力的計算 由 ，查液體表面張力共線圖得： 塔底液相平均表面張力的計算 由 ，查液體表面張力共線圖得： 精餾段平均表面張力 提餾段平均表面張力 (6)液體平均黏度計算 液相平均黏度依下式計算，即 塔頂液相平

28、均黏度的計算 由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度的計算： 由 ，查氣體黏度共線圖得： 精餾段液相平均黏度 精餾段液相平均黏度的計算 由 ，查氣體黏度共線圖得： 提餾段液相平均黏度 5、精餾塔工藝尺寸的計算 （1）塔徑的計算 精餾段氣液相體積流率 精餾段的氣、液相體積流率 提餾段的氣、液相體積流率 （2）塔板工藝尺寸計算 塔徑 空塔氣速 精餾段 取板間距HT=

29、0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值為； 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為 根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時的C: 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速 按標準塔徑圓整 塔截面積為 精餾段 取板間距HT=0.45m,取上板液層高度hL=0.07m，則圖中參數(shù)值 由，式中C由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取，圖橫坐標為 根據(jù)以上數(shù)據(jù),由史密斯關聯(lián)圖查得 因物系表面張力為時的C: 取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速

30、 7 按標準塔徑圓整 。 塔截面積 塔的有效高度 Z精=（N精-1）*HT Z提=（Z提-1）*HT 故精餾塔的有效高度為:Z=4.05+4.95=9m (3)塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長 取 溢流堰高度 由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算，即： 近似取E=1.02，則 取板上清液層高度 故 弓形降液管寬度和截面積： 由 ，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：， 驗算液體在降液管中停留時間，即 故降液管

31、設計合理 降液管底隙的流速，則： 故降液管底隙高度設計合理 選用凹形受液盤，深度 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 塔板的分塊，因，故塔板采用分塊式； 查塔板塊數(shù)表得塔極分為3塊。 選用F1型重閥，閥孔直徑d0=39mm，底邊孔中心距t=75mm 精餾段計算 取閥孔動能因子F0=12 孔速 浮閥數(shù) 邊緣區(qū)寬度確定 取， 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算 其中 故 估算其排間距h h= ’ 按t=75mm，t’=0.1m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)140個 按N=140重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)

32、 閥孔動能因數(shù)F0變化不大，仍在9~12范圍內(nèi) 塔板開孔率% 提餾段 堰長lw 取堰長l× 出口堰高hw Lh=3600=3600×/h = 故采用平直堰：堰上高度 近似取 ∴ 故：— 降液管的寬度wd與降液管的面積Af 由：查《化工設計手冊》得： 故w× AA×× 停留時間： ~5s）符合要求 降液管底隙高度h0 塔板布置及浮閥數(shù)目、浮閥排列 取閥孔動能因子：F0=12 孔速： 浮閥數(shù)： 取無效區(qū)寬度：w 安定區(qū)寬度：w 開孔區(qū)面積： 浮閥排列方式采用等腰

33、三角形叉排方式 估算排間距h= 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此，排間距可采用0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列閥孔。實際孔數(shù)為： 閥孔動能因子變化不大，仍在9~12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實排數(shù)適用。 % 6、塔板流體力學校核 精餾段 氣相通過浮閥塔板的壓力降 干板阻力 計算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式 計算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻

34、力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 換算成單板壓降(設計允許值) 提餾段 氣相通過浮閥塔板的壓力降 干板阻力 計算塔板上含氣液層阻力 由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)，已知板上液層高度 所以依式 計算液體表面張力所造成的阻力 由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降液柱高度為 換算成單板壓降(設計允許值) 精餾段計算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd≤φ(HT+hw) Hd=h

35、p+hl+hd 液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰 故 Hd= 取φ=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.055m，則 φ× 可見　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求 提餾段計算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度 Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd 液體通過降液管的壓頭損失，因不設進口堰 故 Hd= 取φ=0.5 又已選定HT=0.45m，hw=0.047m，則 φ× 可見　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求 液沫夾帶 精餾段 液沫夾帶按下式計算： 故在本設計中

36、液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi) 泛點率的計算時間可用式： 和 塔板上液體流程長度 塔板上液流面積 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,取泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點率F1為 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。 提餾段 液沫夾帶按下式計算： 故在本設計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi) 泛點率的計算時間可用式： 和 塔板上液體流程長度 塔板上液流面積 苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，,取泛點負荷因數(shù),將以上數(shù)值分別代入上式，

37、得泛點率F1為 為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%以下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于80%，所以能滿足的工藝的要求。 嚴重漏液校核 當閥孔的動能因數(shù)低于5時將會發(fā)生嚴重漏液，前面已計算，可見不會發(fā)生嚴重漏液。 7、塔板負荷性能圖 （1）霧沫夾帶線 精餾段 按泛點率=80%計 上式整理得： 0．027 0．031 1．51 1．41 提餾段 按泛點率=80%計 上式整理得： 0．025 0．030 1．51 1．41 （2）液泛線 精餾段 φ(HT+hw)= 由此確

38、定液泛線方程： φ(HT+hw)= + +（ 1+）【 化簡整理得： 0．01 1．82 0 提餾段 φ(HT+hw)= 由此確定液泛線方程： φ(HT+hw)= + +（ 1+）【 化簡整理得： 0．01 1．87 0 （3）液相負荷上限線 精餾段 提餾段 求出上限線液體流量的值 以降液管內(nèi)停留時間t=5s 則； （4）漏液線：對于F1型重閥 精餾段：由可得： 提餾段：由

39、可得： (5)液相負荷下限線(精餾段 提餾段) 對于平直堰，取堰上液層高度 將以上五條線標繪在同一Vs～Ls直角坐標系中，畫出塔板的操作負荷性能圖。將設計點（Ls，Vs）標繪在圖中，如P點所示，由原點O及P作操作線OP。操作線交嚴重漏液線①于點A，過量霧沫夾帶線②于點B。由此可見，此塔板操作負荷上下限受嚴重漏液線①及過量霧沫夾帶線②的控制。分別從圖中A、B兩點讀得氣相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得該塔的操作彈性。 精餾段操作彈性:K= 精餾段操作彈性: K= 8、設計結果一覽表 序號 項目 符號 單位 計算結果 精餾段

40、 提餾段 1 平均溫度 tm ℃ 2 平均壓力 Pm kpa 3 平均流量 氣相 Vs m3/s 4 液相 Ls m3/s 5 實際塔板數(shù) Np 塊 10 12 6 塔的有效高度 Z m 4.05 7 塔徑 D m 1.4 1.40 8 板間距 H m 9 塔板溢流形式 單流型 單流型 10 空塔氣速 u m/s 11 溢流裝置 溢流管形式 弓形 弓形 12 溢流堰長度 Lw m 13 溢流堰高度

41、 hw m 14 板上液層高度 hL m 16 安定區(qū)寬度 Ws m 17 開孔區(qū)到塔壁距離 Wc m 18 開孔區(qū)面積 Aa m2 19 閥孔直徑 d m 20 浮閥數(shù)個 n 個 140 140 21 閥孔氣速 u0 m/s 22 閥孔動能因數(shù) F0 12 12 23 開孔率% 24 孔心距 t m 25 排間距 t′ m 26 塔板壓降 ΔP kpa 27 液體在降液管內(nèi)的停留時間 t

42、 s 18 9 28 底隙高度 ho m 30 泛點率，% 48 31 液相負荷上限 Ls max m3/s 32 液相負荷下限 Ls min m3/s 33 氣相負荷下限 Vs min m3/s 34 操作彈性 9、輔助設備的選型 （1）冷凝器的選型 本設計冷凝器選用管殼式全凝器 原因：因本設計冷凝器與被冷凝氣體走管間，對于蒸餾塔的冷凝器，一般選管殼式全凝器或空冷器，螺旋板式換熱器，以便及時排出冷凝液。冷凝水循環(huán)與氣體之間方向相反，當逆流式流入冷凝器時，起液膜減少，傳熱系數(shù)增大，

43、利于節(jié)省面積，減少材料費用。 取進口（冷卻水）溫度為t1=25℃(夏季)；冷卻水出口溫度一般不超過40℃，否則易結垢，取出口溫度t2=35℃。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的用量 塔頂溫度tD=℃ 冷凝水t1=25℃ t2=35℃ =℃ 則 由tD=℃ 查液體比汽化熱共線圖得 塔頂被冷凝量 冷凝的熱量 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k， 則傳熱面積 冷凝水流量 (3)選用釜式再沸器 塔底溫度tw=℃ 用t0=℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=℃ 則 由tw=℃ 查液體比汽化熱共線圖得 又氣體流量Vh=1.1 m3/S

44、密度 則 取傳熱系數(shù)K=900W/m2k， 則傳熱面積 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 10、塔附件設計計算 接管 (1)進料管 進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設計采用直管進料管。F=8838.4Kg/h , 則體積流量 管內(nèi)流速 則管徑 取進料管規(guī)格Φ57×3.5 則管內(nèi)徑d=50mm 進料管實際流速 (2)回流管 采用直管回流管，回流管的回流量 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度 則液體流量： 取管內(nèi)流速 則回流管直徑 可取回流管規(guī)格Φ57×4.5 則管內(nèi)直徑d=48mm 回流管內(nèi)實際流速 (3)塔頂蒸汽接

45、管 塔頂蒸汽密度 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 則整齊體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ325×12 則實際管徑d=301mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (4)釜液排出管 平均摩爾質(zhì)量 體積流量 取管內(nèi)流速 則 可取回流管規(guī)格Φ45×3 則實際管徑d=39mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (5)塔釜進氣管 V′=148.49 相平均摩爾質(zhì)量 塔釜蒸汽密度 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量 則塔釜蒸汽體積流量 取管內(nèi)蒸汽流速 則 可取回流管規(guī)格Φ237×8 則實際管徑d=257mm 塔頂蒸汽接管實際流速 (6)法蘭 由于常壓操作，

46、所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭 進料管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010 回流管接管法蘭：PN6DN50 HG 5010 塔釜出料管接法蘭：PN6DN40 HG 5010 塔頂蒸汽管法蘭：PN6DN300 HG 5010 塔釜蒸汽進氣管法蘭：PN6DN250 HG 5010 筒體與封頭 (1)筒體 向上圓整為 所用材質(zhì)為16MnR (2)封頭 選用封頭 DN1400×6，J13-1154 (3)進料位置 取板間距1200mm (4)裙座 由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm 基礎環(huán)

47、內(nèi)徑： 基礎環(huán)外徑： 圓整 基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取2.2m， 地角螺栓直徑取M22采用Q-235B 人孔數(shù)目 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設置一個人孔；對于易結垢、結焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450mm，本設計選擇DN500mm人孔，其中人孔處塔板間距為600mm，人孔數(shù)一共2個。 塔總體高度的設計 塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊板的距離為600mm） 塔總體高度 H=H+H 第三章 安全與環(huán)保

48、 1、安全注意事項 苯類產(chǎn)品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應特別注意防火，強化安全措施。 不準有明火和火花，設備必須密封，以減少苯蒸汽揮發(fā)散發(fā)入容器中，設備的放散管應通入大氣，其管口用細金屬網(wǎng)遮蔽，使貯槽或蒸餾設備中的苯類產(chǎn)品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應設有良好的通風設備，防止苯類蒸汽的聚集。 所有金屬結構應按規(guī)定在幾個地點上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產(chǎn)生，將引入貯槽中所有管道均應安裝到接近貯槽的底部，電動機應放在單獨的廠房內(nèi)。 應設有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。 工人進入貯槽或設備進行清掃或修理前,油必

49、須全部放空,所有管道均需切斷,設備應用水蒸汽徹底清掃后才允許進入并注意通風,檢修人員沒有動火證嚴禁在生產(chǎn)區(qū)域內(nèi)動火。 進入生產(chǎn)區(qū)域或生產(chǎn)無關人員，不得亂動設備和計量儀表等。 及時清除設備管線泄漏情況，嚴防中毒著火、爆炸等事故的發(fā)生。 泄漏應急處理迅速撤離泄漏污染區(qū)人員至安全區(qū)，并進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源，防止進入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散劑制成的乳液刷洗，洗液稀釋后放入廢水系統(tǒng)。大量泄漏：構筑圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發(fā)。用防爆泵轉移至槽車或?qū)Ｓ檬?/p>

50、集器內(nèi)，回收或運至廢物處理場所處置。 2、環(huán)境保護 認真執(zhí)行環(huán)境保護方針、政策、堅持污染防治設施與生產(chǎn)裝置同時設計、同時施工、同時投產(chǎn)?，F(xiàn)將“三廢”治理措施分析述如下： 廢水：各設備間接冷卻水回收用于煉焦車間熄焦用，工藝產(chǎn)品分離水送往生化裝置進行處理。設備沖洗水經(jīng)初步沉淀和油水分離后送入生化處理。 廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產(chǎn)品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發(fā)污染大氣環(huán)境。 廢渣：生產(chǎn)過程中生產(chǎn)的廢渣送往回收工段作為原料使用。 定期檢測個生產(chǎn)崗位苯含量和生產(chǎn)下水中各污染均含量，嚴防超標現(xiàn)象的發(fā)生。 第四章 設計過程的評述和討論 1、回流比的選擇 回流是保證

51、精餾塔連續(xù)穩(wěn)定操作的必要條件之一，且回流比是影響精餾操作費用和投資費用的重要因素?？傎M用中最低所對應的回流比即為適宜回流比。 在精餾設計中，一般并不進行詳細的經(jīng)濟衡算，而是根據(jù)經(jīng)驗選取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍。我計算的回流比為1.33，我取的回流比R=Rmin=。 2、塔高和塔徑 影響塔板效率的因素有很多，概括起來有物性性質(zhì)﹑塔板結構及操作條件三個方面。物性性質(zhì)主要是指黏度﹑密度﹑表面張力﹑擴散系數(shù)及相對揮發(fā)度等。塔板的結構主要包括塔板類型板間距堰高及開孔率等。操作條件是指溫度壓強氣體上升速度及氣液流量比等。影響塔板效率的因素多而復雜，很難找到各因素之間的定量關系。

52、設計中所用的板效率數(shù)據(jù)，一般是從相近的生產(chǎn)裝置或中式裝置中取得經(jīng)驗數(shù)據(jù)。因此，我通過經(jīng)驗數(shù)據(jù)和查表在綜合算得塔徑為1.40m，塔高為13.04m。 3、進料狀況的影響 由于不同進料狀況的影響，使從進料板上升蒸汽量及下降液體量發(fā)生變化，也即上升到精餾段的蒸汽量及下降到提留段的液體量發(fā)生了變化。我們選擇泡點進料，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此，原料液全部進入提留段，作為提留段的回流液，兩端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。 4、熱量衡算和節(jié)能 對連續(xù)精餾裝置的熱量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的熱負荷以及冷卻介質(zhì)和加熱介質(zhì)的消耗量，并為設計這些換熱設備提供基本數(shù)據(jù)。從

53、傳質(zhì)角度而言，宜將熱量加入塔底，即選擇冷進料，這樣可提供更多的氣相回流。 隨著進料帶入熱量增加，塔底再熱器供熱必將減少，加熱蒸汽消耗量降低，但全塔總的耗熱量是一定的。從廢熱回收利用和能量回收品味而言，加熱原料所需的品味較低，且多可利用廢熱。因此我們采用熱進料。 精餾過程需要消耗大量的能量，我們采取的降低能耗的具體措施如下： 選擇經(jīng)濟合理的回流比； 回收精餾裝置的余熱，以用作本裝置和其他裝置的熱源； 對精餾過程進行優(yōu)化控制，減小操作裕度，使其在最佳狀況下操作，可確保過程能耗為最低。 5、精餾塔的操作和調(diào)節(jié) 對于我們的精餾塔和物系，保持精餾穩(wěn)態(tài)操作采取的措施是： 1)塔壓穩(wěn)定；

54、2)進出塔系統(tǒng)物料平衡和穩(wěn)定； 3)進料組成和熱狀況穩(wěn)定； 4)回流比恒定； 5)再沸器和冷凝器的傳熱條件穩(wěn)定； 6)塔系統(tǒng)和環(huán)境間散熱穩(wěn)定等。 結束語 經(jīng)過這段時間的查閱文獻、計算數(shù)據(jù)和上機敲電子版，化工原理課程設計的基本工作已經(jīng)完成，并得出了可行的設計方案，全部計算過程已在前面的章節(jié)中給以體現(xiàn)。 課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認識，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力，同時也讓我深深地感受到工程設計的復雜性以

55、及我了解的知識的狹隘性。所有的這些為我今后的努力指明了具體的方向。 設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用. 在此次化工原理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學好基礎知識的重要性。同時通過這次課程設計，我深深地體會到與人討論的重要性。因為通過與同學或者是老師的交換看法很容易發(fā)現(xiàn)自己認識的不足，從而讓自己少走彎路。 在此，特別感謝化工原理教研室的于津津

56、老師以及我的組員，通過與他們的交流使得我的設計工作得以圓滿完成。在此我向他們表示衷心的感謝！ 參考文獻 [1]陳英男、劉玉蘭.常用華工單元設備的設計[M].上海：華東理工大學出版社，2005、4 [2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設計[M].山東：石油大學出版社，2001、5 [3]賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設計[M].天津：天津大學出版社，2002、8 [4]路秀林、王者相.塔設備[M].北京：化學工業(yè)出版社，2004、1 [5]王明輝.化工單元過程課程設計[M].北京：化學工業(yè)出版社，2002、6 [6]夏清、陳常貴.化工原理（上冊）[M].天津

57、：天津大學出版社，2005、1 [7]夏清、陳常貴.化工原理（下冊）[M].天津：天津大學出版社，2005、1 —氣液傳質(zhì)設備[M]。北京： 化學工業(yè)出版社，1989、7 [10]化工單元操作、譚平主編。-北京：化學工業(yè)出版社，2010、8 工業(yè)水 《車輛制冷與空調(diào)》第二次作業(yè)參考答案 《車輛隔熱壁》、《制冷方法與制冷劑》、《蒸汽壓縮式制冷》 一．簡答題 1. 什么是隔熱壁的傳熱系數(shù)？它的意義是什么？ 答：隔熱壁的傳熱系數(shù)指車內(nèi)外空氣溫度相差1℃時，在一小時內(nèi)，通過一平方米熱壁表面積所傳遞的熱量。可以概括為單位時間、單位面

58、積、單位溫差傳遞的熱量。 它可以表示出車體隔熱壁允許熱量通過的能力，愈大，在同樣的傳熱面積與車內(nèi)外溫差的情況下，通過的熱量就愈大，隔熱性能就愈差。 2. 熱量是如何從隔熱壁一側的空氣中傳至另一側空氣的？ 答：熱量從隔熱壁一側的空氣中傳至另一側的空氣中，其傳熱過程可以分為： 1）表面吸熱——熱量從一側的空氣中傳至隔熱壁的一側表面； 2）結構透熱——熱量從隔熱壁的一側表面?zhèn)髦亮硪粋缺砻妫? 3）表面放熱——熱量從隔熱壁另一側表面?zhèn)髦亮硪粋鹊目諝庵小? 3. 如何改善隔熱壁的性能？ 答：（1）盡可能減少熱橋；（2）不同材料必須完全密貼；（3）減少漏泄；（4）選用隔熱性能較好的材

59、料。 4. 蒸汽壓縮制冷循環(huán)系統(tǒng)主要由哪些部件組成，各有何作用？ 答：在蒸汽壓縮制冷循環(huán)系統(tǒng)中，蒸發(fā)器、冷凝器、壓縮機和節(jié)流閥是制冷系統(tǒng)中必不可少的四大件。 蒸發(fā)器是輸送冷量的設備。制冷劑在其中吸收被冷卻物體的熱量實現(xiàn)制冷。 壓縮機是心臟，起著吸入、壓縮、輸送制冷劑蒸汽的作用。 冷凝器是放出熱量的設備，將蒸發(fā)器中吸收的熱量連同壓縮機功所轉化的熱量一起傳遞給冷卻介質(zhì)帶走。 節(jié)流閥對制冷劑起節(jié)流降壓作用、同時控制和調(diào)節(jié)流入蒸發(fā)器中制冷劑液體的數(shù)量，并將系統(tǒng)分為高壓側和低壓側兩大部分。 實際制冷系統(tǒng)中，除上述四大件之外，常常有一些輔助設備，如電磁閥、分配器、干燥器、集熱器、易熔塞、

60、壓力控制器等部件組成，它們是為了提高運行的經(jīng)濟性，可靠性和安全性而設置的。 5. 蒸發(fā)器內(nèi)制冷劑的汽化過程是蒸發(fā)嗎？蒸發(fā)與沸騰有什么區(qū)別？ 答：是。蒸發(fā)是汽化的一種形式，只在液體表面發(fā)生，而沸騰是汽化的又一種形式是在液體內(nèi)部和表面同時發(fā)生的。 液體蒸發(fā)在任何溫度下都能進行,且只在液體表面進行。 液體沸騰是在一定溫度下發(fā)生的劇烈的汽化現(xiàn)象。液體沸騰時要吸熱，但液體溫度保持不變。 6. 制冷劑在蒸汽壓縮制冷循環(huán)中，熱力狀態(tài)是如何變化的？ 答：制冷劑蒸汽由蒸發(fā)器的末端進入壓縮機吸氣口時，壓力越高溫度越高，壓力越低溫度越低。制冷劑蒸汽在壓縮機中被壓縮成過熱蒸汽，壓力由蒸發(fā)壓力P

61、0升高到冷凝壓力Pk。為絕熱壓縮過程。外界的能量對制冷劑做功，使得制冷劑蒸汽的溫度再進一步升高，壓縮機排出的蒸汽溫度高于冷凝溫度。 過熱蒸汽進入冷凝器后，在壓力不變的條件下，先是散發(fā)出一部分熱量，使制冷劑過熱蒸汽冷卻成飽和蒸汽。飽和蒸汽在等溫條件下，繼續(xù)放出熱量而冷凝產(chǎn)生了飽和液體。 飽和液體制冷劑經(jīng)過節(jié)流元件，由冷凝壓力Pk降至蒸發(fā)壓力P0，溫度由tk降至t0。為絕熱膨脹過程。 以液體為主的制冷劑，流入蒸發(fā)器不斷汽化，全部汽化變時，又重新流回到壓縮機的吸氣口，再次被壓縮機吸入、壓縮、排出，進入下一次循環(huán)。 7. 制冷劑在通過節(jié)流元件時壓力降低，溫度也大幅下降，可以認為節(jié)流過程近

62、似為絕熱過程（即與外界沒有熱量交換），那么制冷劑降溫時的熱量傳給了誰？用于干什么？ 答：這個過程中熱量傳給了自身，使部分制冷劑液體汽化成蒸汽。 8. 單級蒸汽壓縮式制冷理論循環(huán)有哪些假設條件？ 答：理論循環(huán)假定： ① 假設進入壓縮機的為飽和蒸汽，進入節(jié)流閥的為飽和液體； ② 假設壓縮過程是等熵過程，節(jié)流過程是等焓過程； ③ 假設蒸發(fā)與冷凝過程無傳熱溫差； ④ 假設除兩大換熱器外，系統(tǒng)與外界無熱交換； ⑤ 假設制冷劑無流阻損失。 9. 什么叫液體過冷？液體過冷對循環(huán)各性能參數(shù)有何影響？、 答：過冷液體：當冷凝劑在冷凝器中被冷凝成液體后，如果液體繼續(xù)向外放熱，制

63、冷劑的溫度就會低于飽和溫度（對應于冷凝壓力的冷凝溫度），低于飽和溫度的制冷劑液體稱為過冷液體。 液體過冷對循環(huán)各性能參數(shù)的影響： ① 使單位制冷量增大； ② 使單位容積制冷量增大； ③ 單位功保持不變； ④ 使制冷系數(shù)增大。 總之，制冷劑液體的過冷有利于制冷循環(huán)，可提高制冷循環(huán)經(jīng)濟性。 10. 試寫出制冷劑R11、R115、R32和R12、Rl2B1的化學式。 答：R11: CFCL3 R115: C2F5CL (注意區(qū)分：R1150：C2H4) R32: CH2F2 R12: CF2Cl2 Rl2B1：CF2CLBr 11. 試寫出CF3C

64、l、CH4、CHF3、C2H3F2Cl、H2O、CO2的編號。 答： CF3CL：R13 CH4: R50 CHF3：R23 C2H3F2Cl: R142B H2O：R718 CO2：R744 12. 寫出與下列制冷劑的符號規(guī)定式相對應的化學分子式(要求寫出過程) （1）R22 （2）R134 答：（1）R22符號規(guī)定式通式為R（m-1）（n+1）x m-1=2 n+1=2 x=2 所以m=1 n=1 x=2 符號規(guī)定式通式為：CmHnFxCIy y=2m+2-n-x=

65、2+2-1-2=1 所以R22的符號規(guī)定式為CHCIF2 （2）R134符號規(guī)定式通式為R（m-1）（n+1）x m-1=1 n+1=3 x=4 所以m=2 n=2 x=4 符號規(guī)定式通式為：CmHnFxCIy y=2m+2-n-x=4+2-2-4=0 所以R134的符號規(guī)定式為C2H2F4 13. 單級蒸汽壓縮式制冷實際循環(huán)與理論循環(huán)有何區(qū)別？ 答：單級蒸汽壓縮式制冷實際循環(huán)與理論循環(huán)的區(qū)別： 在實際循環(huán)中存在： （1）制冷劑在流動過程中會產(chǎn)生阻力壓降； （2）蒸發(fā)器出口蒸

66、汽過熱 （3）冷凝器出口液體過冷； （4）壓縮機壓縮空氣的過程不等熵。 與理論循環(huán)相比，實際循環(huán)單位實際壓縮功增大，而壓縮機實際輸氣量減小。 14. 什么叫有效過熱？什么叫有害過熱？有效過熱對哪些制冷劑有利，對哪些制冷劑不利？ 答：有效過熱：即吸入蒸汽的過熱量全部來自冷藏貨物間內(nèi)的吸熱。如果吸入蒸汽的過熱發(fā)生在蒸發(fā)器本身的后部，或者發(fā)生在安裝于被冷卻室內(nèi)的吸氣管道上，或者發(fā)生在二者皆有的情況下，那么因過熱而吸收的熱量來自被冷卻空間，如吸入蒸汽的過熱熱全部來自冷藏貨物間或客車室內(nèi)的西熱，因而產(chǎn)生了有用的制冷效果。這種過熱稱之為“有效”過熱。 有效過熱對R502 R600a R290 R134a等制冷劑有利，而對R22 和Nh3等制冷劑不利。 有害過熱：吸入蒸汽的過熱全部來自冷藏貨物間外。由蒸發(fā)器出來的低溫制冷劑蒸汽，在通過吸入管道進入壓縮機前，從周圍環(huán)境中（如冷藏貨物間之外）吸取熱量而過熱，制冷劑所增加的吸熱量Δq0r并沒有對冷卻對象產(chǎn)生任何制冷效應，即沒有提高制冷裝置的有效制冷量，習慣上稱這種過熱為“無效”過熱。在這種吸氣過熱時，過熱度越大，制冷系數(shù)和單位容積制冷