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苯-甲苯90000噸精餾塔設計-wenkub.com

2025-06-27 09:06 本頁面
   

【正文】 σ—液體表面張力,N/m或/m τ—時間,s。 ε—板上液層充氣系數(shù),無因次; μ—粘度,mPaWs—安定區(qū)寬度,m。Vs—塔內上升蒸氣流量,m3/s。t—篩孔中心距,mm。hσ—與克服液體表面張力的壓強所相當?shù)囊褐叨?,m。 hL—板上液層高度,m。 hd—與液體流經(jīng)降液管的壓降相當?shù)囊褐叨?,m。 E—液流收縮系數(shù),無因次;ET—全塔效率(總板效率),無因次; ev—物沫夾帶量,Kg(液)/ Kg(氣); Fo—氣相動能因數(shù),m/s(kg/m3)1/2。 Ao—篩孔面積,㎡;AT—塔截面積,㎡。由上圖查得 Vs,max= m3/s Vs,min= m3/s故操作彈性為 Vs,max / Vs,min=4 (1)進料管 進料體積流量取適宜的輸送速度,故經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB23164),規(guī)格:實際管內流速:(2) 釜殘液出料管釜殘液的體積流量: 取適宜的輸送速度,則 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB23164),規(guī)格:實際管內流速:(3) 回流液管回流液體積流量 利用液體的重力進行回流,取適宜的回流速度,那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB23164),規(guī)格:實際管內流速:(4) 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量: 取適宜速度,那么 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(YB23164),規(guī)格:實際管內流速: (5)蒸汽進口管 通入塔的水蒸氣體積流量: 取適宜速度,那么經(jīng)圓整選取螺旋電焊鋼管,規(guī)格: 實際管內流速:(十三)法蘭的選取1. 進料管因為進料管尺寸為φ108mm4mm,查手冊[5]選取法蘭Pg6Dg100HG500658因為回流管尺寸為φ159mm,查手冊選取法蘭Pg6Dg150HG500658因為釜液出口管徑φ194mm14mm,查手冊選取法蘭Pg6Dg175HG500658因為塔頂蒸汽管尺寸為φ377mm9mm,查手冊選取法蘭Pg6Dg400HG500658有關法蘭數(shù)據(jù)如下表:Dg=6公斤/厘米2Dg法 蘭螺 栓DD1D2f b DmS1r d 數(shù)量直徑1002051701483 18128145184M161502602252023 20180155188M16175290225232322209176188M164005354954654284422182316M20 (十四)封頭選取因δ=8mm ,公稱直徑D=1600mm查化工設備設計手冊[5],取封頭 Dg16003mm,其中曲面高度 H1=400mm Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。(3)液相負荷下限線 對于平直堰,取堰上液層高度hOW=。 對提餾段(1) 漏液線 由得在操作范圍內,任取幾個Ls值,依上式計算出Vs值,計算結果列于下表。 根據(jù)以上各線方程,可作出篩板塔的負荷性能圖,如圖所示。由公式得據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。 Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù),故在設計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生,應使降液管中清液層高度依式, 而H=++=取,則故在設計負荷下不會發(fā)生液泛。對精餾段:a)取邊緣區(qū)寬度Wc=(30~50mm),安定區(qū)寬度,(當D〈,Ws=60~75mm〉b)依公式:計算開空區(qū)面積得:,c)篩孔數(shù)與開孔率:取篩空的孔徑為,正三角形排列,一般碳鋼的板厚為,取,故孔中心距篩孔數(shù):個, 則(在5—15范圍內)則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為對提餾段:a)取邊緣區(qū)寬度Wc=(30~50mm),安定區(qū)寬度,(當D〈,Ws=60~75mm〉b)依公式 計算開空區(qū)面積c)篩孔數(shù)與開孔率:取篩空的孔徑為,正三角形排列,一般碳的板厚為,取,故孔中心距篩孔數(shù)個, 則(在5—15范圍內)則每層板上的開孔面積為氣體通過篩孔的氣速為(十) 篩板的流體力學驗算 塔板的流體力學計算,目的在于驗算預選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作,以便決定對有關塔板參數(shù)進行必要的調整,最后還要作出塔板負荷性能圖。s 故 ET≈52﹪精餾段實際板層數(shù) N精=6/=12提餾段實際板層數(shù) N=9/=18(七). 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)計算以精餾段為例進行計算(每塊塔板壓降△P=)塔頂操作壓力PD=+4=進料板壓力PF=總壓降為△P總=24△P=24= KPa精餾段平均壓力Pm= KPa(試差法)泡點方程:安托尼方程:① 求塔頂溫度tD其中P=由xD=y1==設tD=℃lgPA*= PA*= lgPB*= PB*= ∴兩x值近似相等,℃② 求進料板溫度tF其中P=查平衡曲線得xF=設tF=℃℃同理可得=℃∴精餾段平均溫度t=(+)/2=℃提餾段平均溫度t=(+)/2=℃ 塔頂平均摩爾質量計算由xD=y1=,查平衡曲線,得x1=MVDm=+()=MLDm=+()=進料板平均摩爾質量計算由理論板,得yF=查平衡曲線,得xF=MVFm=+()= Kg/KmolMLFm=+()= Kg/Kmol精餾段平均摩爾質量MVm=(+)/2=MLm=(+)/2=① 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算,即ρvm=PmMvm/RTm=()/[(+)]=② 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算,即1/ρLm=∑ai/ρi1〉塔頂液相平均密度計算由tD=℃查得ρA=ρLDM=1/ (+)= Kg/m32〉進料板液相平均密度計算由tF=℃ 進料板液相的質量分率αA = ρLFM= ∴精餾段液相平均密度為ρLm = Kg/m3液相平均表面張力依下式計算,即σLm=∑xiσi① 塔頂液相平均表面張力的計算: 由tD=℃,
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