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正文內(nèi)容

甲醇水分離過程板式精餾塔的設(shè)計(編輯修改稿)

2024-07-27 06:47 本頁面
 

【文章內(nèi)容簡介】 精餾段實際塔板數(shù) N精= 提餾段實際塔板數(shù) N提= η= xDD/(xFF)=**=%100第五章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作壓力:查甲醇—水的圖,可知:塔頂溫度:tD=℃進料板溫度:tF=℃塔底溫度:tW=℃精餾段平均溫度:tm=(+)/2=℃由y1= xD=,查平衡曲線,得x1=,則MVDm =+()= kg/komlMLDm =+()= kg/koml由xF=,查平衡曲線,得yF=MVFm =+()= kg/komlMLFm =+()= kg/komlMLm=(+)/2= kg/komlMVm=( +)/2= kg/koml 精餾段的平均密度 氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程:ρVm=P MVm/R Tm=[(+)]=液相平均密度依下式計算:①塔頂液相平均密度由tD=℃,查手冊得ρA=745. kg/m3,ρB= kg/m3,且已知塔頂中甲 ,則ρLDm=1/[+()/]= kg/m3②進料板液相平均密度由tF=℃,查手冊得ρA=717kg/m3,ρB= kg/m3,則ρLFm=1/[+()/]= kg/m3③精餾段液相的平均密度 ρLm=(+)/2= 液體平均表面張力液體表面平均張力依下式計算,即①塔頂液相平均表面張力的計算由tD=℃,查手冊得σA= mN/m,σB= mN/mσLDm=+() =②進料板液相平均表面液體表面平均張力依下式計算,即由tF=℃,查手冊得σA= mN/m,σB=σLFm=+() =③精餾段液相平均表面張力計算 σLm=(+)/2= mN/m 第六章 塔板主要工藝尺寸的計算精餾段氣、液相體積流率為: Vs=V MVm/3600ρVm=(R+1)D(3600)= m3/s Ls= L MLm/3600ρLm=R*D(3600)= m3/s由式中C由求取,其中C20由圖查取,圖的橫坐標為 Ls/ Vs(ρL/ρV)1/2=() () 1/2=取板間距HT=,板上液層高度hL=,則 HT hL==其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖(姚玉英《化工原理(下)》P158頁圖37史密斯關(guān)聯(lián)圖),HT= 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20= C=( /20)= umax=[()/ ] 1/2= m/s,則空塔氣速為: u= umax== m/s =(4) 1/2=按標準塔徑圓整后為D=塔截面積為AT =*D2/4=**實際空塔氣速為u= 精餾塔有效高度計算精餾段有效高度為 Z精=(N精1) HT=(171) = m提餾段有效高度為 Z提=(N提2) HT=(91) =在進料板上開兩個、下方開一個人孔。故精餾塔的有效高度為 Z= Z精+ Z提+2=++2= 塔板溢流形式有:U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑D=,選用單溢流弓形降液管,采用凹型受液盤。各項計算如下取=== m 由=hLhow,選用平直堰,堰上液層高度式中 —堰高,m —板上液層高度,m —堰上液層高度,m近似E=1,則 =1(3600/)2/3/1000=取板上清液層高度hL= m,故 =hLhow== m由弓形降液管的參數(shù)圖(姚玉英《化工原理(下)》P163頁圖312弓形降液管的寬度與面積)查得由/D=,查弓形降液管寬度和面積圖,得Af/ AT=,Wd/D=故 Af= AT== Wd=== m液體在降液管中的停留時間 t=3600 AfHT/ Ls=36003600= s5 s故降液管設(shè)計合理。式中 Lh—塔內(nèi)液體流量,m3/h HT—板間距,m Af—弓形降液管截面積,m2底隙 h0:通常在 3040mm,若太低易于堵塞。,取u0’= m/s式中 Lh—塔內(nèi)液體流量,m3/h lw—堰長,m —液體通過降液管底隙時的流速,m/s。根據(jù)經(jīng)驗,一般取= m/s ~ m/s h0= Ls/3600 u0’=3600/(3600) = 2m h0= 2= m故降液管底隙高度設(shè)計合理。 塔板布置因,故塔板采用分塊式。查分塊式單流型塔板的堰長、弓形寬及降液管總面積的推薦值表得,塔板分為3塊。取Ws=Ws’= m,Wc= m。x=(D/2)( Wd+Ws)=()(+)= m r=(D/2) Wc=() =故開孔區(qū)面積 =2[() 1/2+sin1()/180] = m2式中 —邊緣區(qū)寬度,m —開孔區(qū)面積,m2 —弓形降液管寬度,m —破沫
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