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30萬噸每年甲醇精餾工段常壓精餾塔工藝分析畢業(yè)論文(參考版)

2025-06-25 15:50本頁面
  

【正文】 參考文獻【1】 師少杰 ,崔文科 .30萬t/a甲醇精餾裝置工藝技術(shù)選擇與設(shè)備配置. 化肥工業(yè)2009年2期【2】謝書勝,王憶軍,閆魯忠. 對甲醇精餾幾個問題的認(rèn)識. 煤化工2002年2期【3】張文獻. 甲醇精餾的工藝流程選擇 化工部第二設(shè)計院 太原030001【4】, 大化科技1997年2期【5】賈民選. 甲醇精餾工藝及裝置 科技情報開發(fā)與經(jīng)濟2005年18期【6】 化工設(shè)計2006年2期【7】 黃風(fēng)林, 石油與天然氣化工2007年1期【8】王永全. 甲醇精餾技術(shù)簡述 (寧波遠東化工科技有限公司,寧波市315040)【9】 張蔚 . 甲醇精餾技術(shù)淺析 山西化工2009年1期【10】 趙紹民,王磊, (兗礦魯南化肥廠,山東滕州 277527)【11】 吳嘉,[J]. 化工學(xué)報,2005,56(3):477487.【12】 褚雅志,秦麗,[J].化工進展,2008,27(10):16591662.【13】 陸文斌,[J].現(xiàn)代化工,2005,25(25):5457.【14】 [M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2004.【15】 錢自強 林大鈞 蔡祥興 大學(xué)工程制圖 華東理工大學(xué)出版社【16】 [M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2006.【17】 [M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,1999.【18】 周志超,[J].化工學(xué)報,2007,58(12):32103214.【19】 蔡紀(jì)寧 張秋翔 化工設(shè)備機械基礎(chǔ)課程設(shè)計指導(dǎo)書 化學(xué)工業(yè)出版社【20】 董大勤 化工設(shè)備機械基礎(chǔ) 化學(xué)工業(yè)出版社【21】 Sun Jinsheng Tian Yufeng Methanol Distillation System : Process Analysis and Column Design CHECMICAL INDUSTRY AND ENGINEERING PROGRESS。同時還要感謝我的同學(xué)們,謝謝他們這些年來對我的幫助和鼓勵。在此我衷心的向陳老師表示誠心的感謝!我的設(shè)計能夠很順利的完成,化工系各位老師對我的指導(dǎo)同樣使我受益匪淺。認(rèn)真負(fù)責(zé)的陳老師們?yōu)槲覀兊脑O(shè)計傾注了大量心血和精力,在畢業(yè)設(shè)計的各個環(huán)節(jié)都給我們悉心指導(dǎo),才使得設(shè)計能夠順利進行。以后的工作中,我一定會努力學(xué)習(xí),不斷充實和豐富自己,做好自己的本職工作。因此,這對我其他各方面能力的提高也起到的重要的作用。畢業(yè)課題的設(shè)計意在檢查我們對本科階段所學(xué)知識的掌握和應(yīng)用情況以及學(xué)生的知識儲備和學(xué)術(shù)水平,也是對本科階段所學(xué)知識的鞏固和升華。 本文利用化工模擬軟件ASPEN PLUS對甲醇精餾系統(tǒng)進行了單元操作模擬,用DSTUW得到了常壓塔的理論級數(shù)和回流比為甲醇精餾裝置優(yōu)化設(shè)計提供參考。 通過此次課題的設(shè)計,我了解了年產(chǎn)30萬噸甲醇精餾工藝的具體設(shè)計流程和工藝技術(shù),深入學(xué)習(xí)了甲醇的生產(chǎn)原理、生產(chǎn)工藝等相關(guān)知識。進料管接管法蘭:PN6DN70 HG 5010回流管接管法蘭:PN6DN50 HG 5010塔釜出料管接法蘭:PN6DN80 HG 5010塔頂蒸汽管法蘭:PN6DN500 HG 5010塔釜蒸汽進氣管法蘭:PN6DN500 HG 5010 根據(jù)以上的計算結(jié)果繪制相關(guān)的物料流程圖、塔設(shè)備圖。本設(shè)計采用直管進料管。當(dāng)氣液混合物由切向進氣管進塔后,沿著上下導(dǎo)向擋板流動,經(jīng)過旋分分離過程,液體向下,氣體向上,然后參加化工過程。小孔直徑和數(shù)量,由工藝條件決定,常用于直徑較大的塔中。圖(c)所示為有傘罩的結(jié)構(gòu),它能防止氣體直沖和異物落入管中。圖3是用于板式塔的典型進氣管結(jié)構(gòu)圖。有的設(shè)在兩塔盤間,有的設(shè)在塔體下部。圖 1 管式噴灑器(a)直管;(b)彎管;(c)缺口管 出料管出料管一般需通過裙座上的通道管引到裙座的外部,如圖2所示。由圖查得Vs,max= m3/s Vs,min=故操作彈性為=篩板塔設(shè)計計算結(jié)果序號項目數(shù)值1平均溫度 , tm , ℃2平均壓力Pm , kPa3氣相流量 Vs , (m3/s)4液相流量 Ls , (m3/s)5實際塔板數(shù)236有效段高度 Z , m7塔徑 , m8板間距 , m9溢流形式雙溢流10降液管形式弓形11堰長 , m12堰高 , m13板上液層高度 , m14堰上液層高度 , m15降液管底隙高度 , m16安定區(qū)寬度 , m17邊緣區(qū)寬度 , m18開孔區(qū)面積 , m219篩孔直徑 , m20篩孔數(shù)目362721孔中心距 , m22開孔率 , %23空塔氣速 , m/s24篩孔氣速 , m/s25穩(wěn)定系數(shù)26每層塔板壓降27負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶 ev , (kg液/kg氣)30氣相負(fù)荷上限 , m3/s31氣相負(fù)荷下限 , m3/s32操作彈性 塔設(shè)備附件——接管塔設(shè)備上的接管與一般容器上接管結(jié)構(gòu)相同,僅有液體進料管、進氣管、出料管局部結(jié)構(gòu)稍具特色。取E=1據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3 液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4 液泛線令 由聯(lián)立得,整理得,式中帶入相關(guān)數(shù)據(jù)得故 操作范圍取LS值,計算VS,作表LS,m3/sVS,m3/s由上表數(shù)據(jù)可作液泛線在負(fù)荷性能圖上,作出操作點,連接即作出操作線。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式關(guān)系甲醇—水物系屬于一般物系,取則而 板上不設(shè)進口堰故本設(shè)計不發(fā)生液泛現(xiàn)象。(2)邊緣區(qū)寬度的確定取WS=W`S= WC=(3)開孔區(qū)面積計算A=2()其中 m故 (4) 篩孔計算及其排列設(shè)計處理物系無腐蝕性,可選用碳板鋼,取篩孔直徑d0=14mm篩孔按正三角形排列,取空中心距t為t===35mm篩孔數(shù)目n為n=開孔率為氣體通過閥孔的氣速為 篩板的流動力學(xué)驗算 塔板壓降(1)干板阻力hC計算hC=由 d0/=14/3=,查得C=故 hC=(2)氣體通過液層的阻力h1計算h1= = m 液柱(3) 液體表面張力的阻力計算=氣體通過每塊塔板的液柱高度hp計算氣體通過每層塔板的壓降為 液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算故 eV== kg液/kg氣 kg液/kg氣故本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。各項計算如下,(1) 堰長lW取 lW=== m(2) 溢流堰高度hW由 hW=hLhOW選用平直堰,堰上液層高度hOW為hOW=近似取E=1,則hOW== m取板上清夜層高度 hL=60mm故 hW=-= m(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af由 查圖得 故 Af=== m2Wd== m驗算液體在降液管中的停留時間,即故降液管設(shè)計合理(4)降液管底隙高度h0h0=取 u`0=則 h0=hWh0==故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤,深度70mm。nP ——人孔數(shù);HP ——設(shè)人孔處得板間距,m。人孔的直徑一般為450mm~600mm,其伸出塔體得筒體長為200~250mm,人孔中心距操作平臺約800~。其值由如下因素決定;① 塔底儲液空間依儲存液量3~8min而定;②再沸器的安裝方式及安裝高度;③塔底液面至最下層塔板之間要留1~2m的間距。若要安裝除沫器時,要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間距。 操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=+30=每層塔板壓降 △P=進料板壓力 PF=+=精餾段平均壓力 Pm=(+)/2= 操作溫度計算依據(jù)操作壓力,由泡點方程通過視差法計算泡點溫度,其飽和蒸汽壓由安托尼方程計算,結(jié)果為:塔頂溫度 tD=℃進料板溫度 tF=90℃精餾段平均溫度 tM=(+90)/2=℃ 平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1= ,查平衡曲線,得x1=MVDm=+() 18= kg/molMLDm=+() 18= kg/mol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由圖解理論板,得yF=查平衡曲線,得xF=MVFm=+() 18= kg/hMLFm=+() 18= kg/h精餾段平均摩爾質(zhì)量MVm=(+)/2= kg/molMLm=(+)/2= kg/h 平均密度計算(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算,即=== kg/m3(2)液相平均密度計算液相平均密度依下式計算,即=塔頂液相平均密度的計算由tD= ℃,查手冊得= kg/m3 = kg/m3== kg/m3進料板液相平均密度的計算由tF=90 ℃,查手冊得= kg/m3 = kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率==== kg/m3精餾段液相平均密度為=(+)/2= kg/m3 液體平均表面張力的計算液體平均表面張力依下式計算,即=塔頂液體平均表面張力的計算由tD= ℃,查手冊得= mN/m = mN/m=+= mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tF= 90℃,查手冊得 = mN/m = mN/m=+= mN/m精餾段液相平均表面張力為=(+)/2= mN/m 液相平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算,即 lg=由tD= ℃,查手冊得= = lg =()+()得= 進料板液相平均粘度的計算由tF= 90℃,查手冊得= = lg =()+()解出= 精餾段液相平均粘度為 =(+)/2= 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 塔徑的計算精餾段的汽液相體積流率為VS= == m3/sLS= == m3/s由umax=C式中C由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得,橫坐標(biāo)為==取板間距HT=,板上液層高度hL=,則HThL==查圖得C20=C=C20==umax== m/s,則空塔氣速為u=== m/sD=== m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后
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