化工課程設(shè)計-氯苯分離過程板式精餾塔設(shè)計-wenkub.com
2025-06-14 13:12 本頁面
【正文】 最后，我們還要感謝路老師在這次課程設(shè)計中給予我們的敦促和指導(dǎo)工作。通過這次課程設(shè)計提高了我們的認識問題、分析問題、解決問題的能力。 、堰高、降液管底隙高度進行統(tǒng)一圓整，以便加工。(1)進料管本設(shè)計中采用直管進料，則體積流量 管內(nèi)流速則管徑選用的無縫鋼管，則實際流速(2)回流管.則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑選用的無縫鋼管，則回流管內(nèi)實際流速(3)塔頂蒸汽接管則蒸氣體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格的無縫鋼管，則塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管體積流量：取管內(nèi)流速則 可取回流管規(guī)格的無縫鋼管,則塔頂蒸汽接管實際流速 (5) 則塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)流速 可取回流管規(guī)格的無縫鋼管,則塔頂蒸汽接管實際流速符號說明：a ——填料的有效比表面積，㎡/m3at——填料的總比表面積，㎡/m3aw——填料的潤濕比表面積，㎡/m3Aa——塔板開孔區(qū)面積，m2Af——降液管截面積，m2A0——篩孔總面積，m2At——塔截面積，m2c0——流量系數(shù)，無因次C——計算umax時的負荷系數(shù)，m/sd ——填料直徑，md0——篩孔直徑，mD ——塔徑，mDL——液體擴散系數(shù)，m2/sDV——氣體擴散系數(shù)，m2/sev——液沫夾帶量，kg(液)/kg(氣)E——液流收縮系數(shù)，無因次ET——總板效率，無因次F——氣相動能因子，kg1/2/()F0——篩孔氣相動能因子，g——重力加速度，h——填料層分段高度，m HETP關(guān)聯(lián)式常數(shù)h1——進口堰與降液管間的水平距離，mhc——與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱hd——與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，mhf——塔板上鼓泡層高度，mhl——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱hL——板上清液層高度，mhmax——允許的最大填料層高度，mh0——降液管的低隙高度，mhOW——堰上液層高度，mhW——出口堰高度，mh’W——進口堰高度，mhδ——與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱H——板式塔高度，m溶解系數(shù)，kmol/(m3由上圖查得 操作彈性：提餾段：（1）以氣為限，求關(guān)系如下 （71）式中：將已知數(shù)據(jù)代入式（71） （72）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（72）算出對應(yīng)的值列于下表：表71依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出霧沫夾帶線（1）（2） （73） （74）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（74）算出對應(yīng)的值列于下表：表72依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出液泛線（2）（3）以 （75）（氣相負荷下限線）（4）漏液點氣速 整理得： （76）在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依式（76）算出對應(yīng)的值列于下表： 表73依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線（4）（5）取平堰堰上液層高度m。提餾段：而板上不設(shè)進口堰，則成立，故不會產(chǎn)生液泛。故孔心距。液體在降液管內(nèi)的停留時間（滿足要求）提餾段：由，查化原下P147圖1116得，即：。mN/mmN/m 精餾段：mN/m提餾段：mN/m（六）液體的平均粘度溫度6080100120140苯氯苯塔頂：mPas,mPas（℃）mPas 進料板：mPas，mPas (94℃ )mPas 塔底：mPas ，mPas(℃)mPas 精餾段：mPas 提餾段：mPas 、汽液負荷計算 精餾段汽液負荷計算汽相摩爾流率V=(R+1)D=(+1)=汽相體積流量V=m/s汽相體積量 液相回流摩爾流率L=RD==液相體積流量L==液相體積流量L=提餾段汽液負荷計算汽相摩爾流率V=(R+1)D=(+1)=汽相體積流量V=m/s汽相體積流量V=液相回流摩爾流率L=RD+F=+=液相體積流量L=液相體積流量L= 、 主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算精餾段：（一）塔徑=400mm及板上液層高度，則：Hh==2. 按Smith法求取允許的空塔氣速查Smith通用關(guān)聯(lián)圖得C=負荷因子C= 泛點氣速：3. ，則空塔氣速為=4. 精餾段的塔徑D=圓整取D=1400mm，此時的操作氣速u=。s的烴類物系，式中的為全塔
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