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正文內(nèi)容

苯-甲苯連續(xù)精餾塔設(shè)計-資料下載頁

2025-06-07 04:14本頁面
  

【正文】 = 0. 5 0. 05 + 0. 4 = 0. 22 5m?? 從而可知 d1 T wH = 415 (H + h ) = 25m?,符合防止 淹塔 的要求。 2 提餾段 (1) P2h = (2)液體通過降液管的靜壓頭降 2d2 = 0 . 1 5 3 = 0 . 0 0 1 2 9 5 m0 . 2 6 ? ??? ???? (3)板上液層高度 Lh = 則: d2H = 0 . 0 8 + 0 . 0 0 1 3 + 0 . 0 6 = 0 . 1 4 1 3 m 取校正系數(shù) =? ,選定板間距 TH = , wh = ? ?Tw(H + h ) = 0. 5 0. 05 + 0. 4 = 0. 22 5m?? 從而可知 d1 T wH = 413 (H + h ) = 25m?,符合防止淹塔的要求。 計算霧沫夾帶量 Ve (1)霧沫夾帶量 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 22 判斷霧沫夾帶量 Ve 是否在小于 10%的合理范圍內(nèi),是通過計算泛點率 1F 來完成的。泛點率的計算時間可用式: vs s LLv1FpρV + 1. 36 L Zρ ρF = 10 0%Kc A ?和vsLv1FTρVρ ρF = 10 0%0. 78 Kc A ? 塔板上液體流程長度 LdZ = D 2W = 2 496 = 008 m? 塔板上液流面積 2b T FA = A 2A = 0. 12 56 2 0. 00 90 6 = 0. 10 75 m? 苯和甲苯混合液可按正常物系處理,取物性系數(shù) K值, K=,在從泛點負荷因數(shù)圖 【 11】 中查得負荷 因數(shù) FC = ,將以上數(shù)值 分別代入上式,得泛點率 F1為 1 659 + 6 001 7 008 = 100 % = 35. 29%1 03 075? ? ? ??? 2 686 + 6 005 98 008790 .62 5 393F = 100 % = 44. 4%1 03 075? ? ? ??? 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(jié)果可知,其泛點率都低于 80%,所以霧沫夾帶量能滿足 ve 0. 1k g ( 液 ) / kg ( 干 氣 )的要求。 ( 2) 嚴重漏液校核 當(dāng)閥孔的動能因數(shù) F0低于 5時將會發(fā)生嚴重漏液,前面已計算 F05,可見不會發(fā)生嚴重漏液。 精餾段 塔板負荷性能圖 霧沫夾帶上限線 對于苯 — 甲苯物系和已設(shè)計出塔板結(jié)構(gòu),霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值ve = ( 液 ) / kg( 干 氣 )所對應(yīng)的泛點率 1F (亦為上限值 ),利用式 vs s LLv1FpρV + 1. 36 L Zρ ρF = 10 0%Kc A ?和vsLv1FTρVρ ρF = 10 0%0. 78 Kc A ?便可作出此線。由于塔徑較大,所以取泛點率 1F=80% ,依上式有 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 23 精餾段 ss + 6L 53 = 03 075 ??? 整理后得 ssV = 提餾段 ss + 6L 038790 .62 5 393 = 03 075 ??? 整理后 得 39。39。ssV = 此式便為霧沫夾帶的上限線方程,對應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個 sL 值便可依式 ssV = 45 23. 99L算出相應(yīng)的 sV 。利用兩點確定一條直線,便可在負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。 LS VS LS ‘ VS ‘ 液泛線 由式 d T wH ≤ (H + h )? , d p w d o w p c l σH = h + h + h + Δ h + h , h = h + h + h, 聯(lián)立。即 則 T w c 0 L L d c d 0 L( H + h ) = h + ε h + h + h = h + h+ ( 1+ ε ) h? 222 3v 0 S S0wL w 0 wρ U L 36 00 = 5. 34 + 0. 15 3 +( 1+ ε ) h+2 ρ g l h 10 00 l??? ? ? ???? ? ? ?? ? ? ??? 式中閥孔氣速 U0與體積流量有如下關(guān)系 S0 20VU=π dN4 式中各參數(shù)已知或已計算出,即 33T w 0 v l= 0. 5。 H = 0. 4m 。 h = 0. 05 m。 ε = 0. 5。 ρ = 2. 72 78 kg / m 。ρ = 80 7. 19 93 kg / m 。 N = 8。? 0U =; 0h = ; 0d = 代入上式。 整理后便可得 sV 與 sL 的關(guān)系,即 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 同理提餾段 sV 與 sL 的關(guān)系 2 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 此式即為液泛線的方程表達式。在操作范圍內(nèi)任取若干 sL 值,依 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 24 222 3S 1 S 1 S 1V = 0 . 0 1 5 1 8 1 . 8 5 L 0 . 2 4 4 L 和 222 3S 2 S 2 S 2V = 0. 01 8 50 4. 39 L 0. 29 L 帶入 LS VS LS VS 液相負荷上限線 為了使降液管中液體所夾帶的氣泡有足夠時間分離出,液體在降液管中停留時間不應(yīng)小于 3~ 5s。所以對液體的流量須有一個限制,其最大流量必須保證滿足上述條件。 由式 fTSAHτ = ≥ 3~ 5秒L? 可知,液體在降液管內(nèi)最短停留時間為 3~ 5秒。取 5s?? 為液體在降液管中停留時間的下限,所對應(yīng)的則為液體的最大流量 smaxL ,即液相負荷上限,于是可得3f T f Ts m a x s m a xA H A H0 . 0 0 9 0 6 0 . 4L = = = 0 . 0 0 0 7 2 5 m / s 顯 然 由 式 L=5 5 5??? 漏液線 對于 F1型重閥,因 0F 5 時,會發(fā)生嚴重漏液,故取 0F=5 計算相應(yīng)的氣相流量 39。smin(V) 精餾段 2 2 30s m i n 0 V1Fπ π 5( V ) = d N = 0 . 0 3 9 8 = 0 . 0 2 8 9 m / s44 ρ ? ? ? 提餾段 39。 2 2 30s m i n 0 V2Fπ π 5( V ) = d N = 0 . 0 3 9 9 = 0 . 0 3 1 9 m / s44 ρ ? ? ? 液相負荷下限線 取堰上液層高度 owh = 作為液相負荷下限條件,作出液相負荷下限線,該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 2 3Sw E = l?????? 取 E= , 代入 wl 的值則可求出 ? ?s minL為 3 2 3wsmin l0 . 0 0 6 1 0 0 0L = = 0 . 0 0 0 2 2 1 8 m / s2 . 8 4 E 3 6 0 0??? ????? 所的負荷性能圖如下: 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 25 0120 Ls m^3/sVs m3/s漏液線液沫夾帶線液相負荷下限線液相負荷上限線液泛線操作線 精餾段負荷性能圖 0120 Ls m^3/sVs m3/s漏液線液沫夾帶線液相負荷下限線液相負荷上限線液泛線操作線 提餾段負荷性能圖 小結(jié) 1. 從塔板負荷性能圖中可看出,按生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣相和液相流量所得到的操作點 P在適宜操作區(qū)的適中位置,說明塔板設(shè)計合理。 2. 因為液泛線在霧沫夾帶線的上方,所以塔板的氣相負荷上限由霧沫夾 帶控制,操作下限由吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 26 漏液線控制。 3. 按固定的液氣比,從負荷性能圖中可查得氣相負荷上限 smaxV = m3/s,氣相負荷下限 sminV ≤ m3/s,所以可得 smaxsminV 作 特 性 = = = 3 . 4 3V 0 . 4 6 塔板的這一操作彈性在合理的范圍 (3~ 5)之內(nèi),由此也可表明塔板設(shè)計是合理的。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 27 第 3 章 熱量衡算 加熱介質(zhì)的選擇 選用飽 和水蒸氣,溫度 140℃, 工程大氣壓為 。 原因:水蒸氣清潔易得,不易結(jié)垢,不腐蝕管道。飽和水蒸氣冷凝放熱值大,而水蒸氣壓力越高,冷凝溫差越大,管程數(shù)相應(yīng)減少,但水蒸氣壓力不宜太高。 冷凝劑 選冷卻水,溫度 25℃,溫升 10℃。 原因:冷卻水方便易得,清潔不易結(jié)垢,升溫線越高,用水量越小,但平均溫差小,傳熱面積大,綜合考慮選擇 15℃。 塔頂熱量 C VD LDQ =(R + 1) D (I I )?? 其中 VD LD D VA D VBI I = X Δ H (1 X ) Δ H?? V2 V1 r11 TΔ H= Δ H ( )1 T? 則 : Dt = 0C r2r1T = ( 8 0 . 4 8 + 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 = 1 . 2 3T = ( 8 0 . 1 + 2 7 3 . 1 5 ) / 2 8 8 . 5 = 1 . 2 2 39。C VD LD6Q = (R + 1) D (I I )= 8 351 9 386 .92= 4 10 kJ / kg????? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 28 塔底熱量 C VD LDQ =(R + 1) D (I I )?? 其中 VD LD D VA D VBI I = X Δ H (1 X ) Δ H?? V2 V1 r11 TΔ H= Δ H ( )1 T? 則 : Wt = 0C 表 14 苯 甲苯的摩爾定比熱容 【 11】 溫度℃ 0 50 100 150 苯 kJ/(kmol k)? 甲苯 kJ/(kmol k)? 由前面的計算過程及結(jié)果可知:塔頂溫度 Dt = ℃,塔底溫度 wt = ℃,進料溫度 Ft = ℃。 Dt = ℃下 : P1C = 99. 14k J /(km ol k)? .P2C = 124 36k J /(km ol k)? pD P1 D P2 DC = C x + C (1 x )?? = 99 .1 4 0. 97 96 + 12 4. 36 0. 02 04 = 99 .6 54 kJ / (k mo l k)? ? ? Ft = ℃下: P1C = 24. 529 kJ /(km ol k)? P2C = 35. 848 kJ /(km ol k)? PF P1 F P2 FC = C x + C (1 x )?? ? ?= 2 4 . 5 2 9 0 . 4 5 5 6 + 3 5 . 8 4 8 1 0 . 4 5 5 6 = 3 0 . 6 9 1 k J / ( k m o l k )? ? ? wt = ℃下: P1C = 106 .98 kJ /(km ol k)? P2C = 133 .6k J /(km ol k)? PW P1 W P2 WC = C x + C (1 x )?? = 10 6. 98 0. 01 18 + 13 3. 6 0. 90 02 = 12 1. 53 kJ / (k mo l k)? ? ? 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 29 塔頂溫度 Dt 下的汽化潛熱 表 31苯 甲苯的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度 【 12
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