化工原理課程設(shè)計(jì)-精餾塔工藝設(shè)計(jì)-wenkub.com
2025-01-15 15:39 本頁(yè)面
【正文】 C8090100110120γ苯，/（kg/kJ）γ甲苯，/（kg/kJ） 表二 苯與甲苯的液相密度溫度/176。所以污垢熱阻查表取. 管內(nèi)對(duì)流傳熱系數(shù)的計(jì)算由于水是被加熱，定性溫度取進(jìn)出口的平均值44oC可以查得所以 又 其中導(dǎo)熱系數(shù)k可查得所以. 管外蒸氣膜冷凝的傳熱系數(shù)換熱器水平安裝，冷凝液在飽和溫度下排出即有 定性溫度取膜溫度的算數(shù)平均值通過(guò)試差解得所以符合要求。管心距的確定 取管間距 管束最外層管心距與殼體內(nèi)邊緣的距離取管程數(shù)的確定 單管程流體的實(shí)際流速 管程數(shù)取2，管程流速殼體直徑的初步確定 若按正三角排列換熱管 ，取10。流體流動(dòng)方向 飽和的苯甲苯蒸氣由換熱器殼程上方進(jìn)入冷凝液由殼程下方排出，冷凝水從換熱器下方進(jìn)入管程，從上方的出口排出。第13章 浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段氣相負(fù)荷液相負(fù)荷塔板數(shù)塊1015塔徑Dm塔板面積m2空塔氣速m/s塔板高m溢流堰上層液體厚度mm25液體在降液管停留時(shí)間s降液管低隙高度h0mm2535塔板結(jié)構(gòu)邊緣區(qū)寬度mm5080安定區(qū)寬度mm8080堰長(zhǎng)m堰高mm6855降液管面積m2降液管寬度m浮閥數(shù)n個(gè)7850塔板開(kāi)孔率%65閥孔氣速m/s單板壓降hfm水柱塔板負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制塔板負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷m3/s氣相最小負(fù)荷m3/s操作彈性塔頂空間HDm塔底空間HBm人孔數(shù)S個(gè)2人孔處塔板間距HT39。按標(biāo)準(zhǔn)選用D185的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭。根據(jù)進(jìn)料液的流量塔頂產(chǎn)品流量塔底殘液流量(釜外加熱)計(jì)算得:A）進(jìn)料接管直徑：初定管內(nèi)流量為1m/s圓整為標(biāo)準(zhǔn)直徑。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。人孔直徑通常為450mm。若需要安裝除沫器時(shí)，要根據(jù)除沫器的安 裝要求確定塔頂空間。②提餾段、。與之對(duì)應(yīng)的氣體負(fù)荷為：D、過(guò)量霧沫夾帶線，取泛點(diǎn)率=80%，有整理得E、液泛線根據(jù)其中堰高 ,其中所以 將上述各式代入 得： 整理得：根據(jù)以上計(jì)算結(jié)果， 提餾段負(fù)荷性能圖由圖可以看出操作負(fù)荷上限受霧沫夾帶控制，下限受漏液控制。得C、氣相負(fù)荷下限取時(shí)氣體負(fù)荷為操作的下限值?？梢?jiàn)，不會(huì)發(fā)生液泛，精餾段塔板間距選擇合適。由此可得總壓力降。塔板開(kāi)孔率：，符合要求。浮閥排列：采用等腰三角形交叉排列，取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度。C、實(shí)際浮閥數(shù)的確定： 精餾段塔板布置圖。D、降液管底隙高度，取25mm②提餾段A、堰長(zhǎng) 因已經(jīng)取,所以B、堰高 取板上清液層高度由弗朗西斯（francis）公式有：因（《化工原理》下）查得所以故C、降液管面積及寬度由，（《化工原理》下） 得 因此 校核液體在降液管中的停留時(shí)間：，所以降液管尺寸合適。C）壓力p/（kpa）密度ρ/（kg/m3）液相氣相液相氣相表面張力σ/（mN/m）粘度μ/（）第7章 精餾塔氣液負(fù)荷計(jì)算. 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算. 提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算第8章 塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)
公司管理相關(guān)推薦
鄂ICP備17016276號(hào)-1