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醚化裝置丁烯1車間工藝設(shè)計畢業(yè)論文-在線瀏覽

2024-08-08 22:25本頁面
  

【正文】 t/℃xyt/℃ 可得txy圖 水甲醇體系txy圖 甲醇產(chǎn)品規(guī)格 甲醇產(chǎn)品組成組分質(zhì)量流量,kg/h質(zhì)量分數(shù),%摩爾流量,kmol/h摩爾分數(shù)甲醇水總計100甲醇精餾塔進料組成, 甲醇回收塔進料組成組分質(zhì)量流量,kg/h質(zhì)量分數(shù),%摩爾流量,kmol/h摩爾分數(shù)甲醇水總計根據(jù)物料守恒 回收塔底物料組成組分質(zhì)量流量,kg/h質(zhì)量分數(shù),%摩爾流量,kmol/h摩爾分數(shù)甲醇水總計進料物流的平均摩爾質(zhì)量為 同理可得 原料液、餾出液與釜殘液的流量和組成名稱進料液餾出液釜殘液f/mol(摩爾分數(shù))/%摩爾質(zhì)量沸點溫度t/℃. 脫輕組分塔甲醇水洗塔塔頂出料為輕組分精餾塔的進料,. 泡點計算泡點進料, 泡點溫度試差結(jié)果溫度假設(shè)值/℃6440505351所以,進料泡點溫度為51℃, 51℃下各組分的相平衡常數(shù)物質(zhì)名稱丙烷正丁烷異丁烷丁烯1異丁烯順2丁烯物質(zhì)名稱反2丁烯1,3丁二烯戊烷甲醇水二甲醚輕組分塔主要是分離比丁烯1輕的組分,以丁烯1為重關(guān)鍵組分,則各物質(zhì)相對揮發(fā)度可以用下式表示 51℃時各組分的相對揮發(fā)度物質(zhì)名稱丙烷正丁烷異丁烷丁烯1異丁烯順2丁烯αi物質(zhì)名稱反2丁烯丁二烯戊烷甲醇水二甲醚αi. 脫輕組分塔物料衡算異丁烷為輕關(guān)鍵組分,假定為清晰分割,即 , ,由于異丁烯和丁二烯與丁烯1相對揮發(fā)度相近并且異丁烯和丁二烯含量很少,已符合丁烯1產(chǎn)品規(guī)格要求,所以異丁烯和丁二烯在分離時全部進入塔底產(chǎn)品。根據(jù)物料衡算可以得出(a) 第二超級精餾塔物料衡算編號組分名稱進料fi餾出液di釜液wi1正丁烷2異丁烷0(a)3丁烯14異丁烯05順2丁烯06反2丁烯071,3丁二烯08戊烷09甲醇010水0ΣDW解D和W完成物料衡算如下表(b) 第二超級精餾塔物料衡算結(jié)果編號組分名稱進料fi餾出液di釜液wi1正丁烷2異丁烷03丁烯14異丁烯05順2丁烯06反2丁烯071,3丁二烯08戊烷09甲醇010水0Σ由芬斯克方程計算最少理論板數(shù) 帶入數(shù)據(jù)求得 核實清晰分割的假設(shè)是否合理,計算組分2,4,7在釜液中的含量 , , 同理可得,組分5,6,8,9,10在餾出液中的含量 可見,組分2,4,5,7,8,9,10按清晰分割是合理的,組分6按清晰分割略有誤差應(yīng)進行試差。m3粘度/cP分子量狀態(tài)液態(tài)液態(tài)液態(tài)物流名稱脫輕組分塔氣體去火炬甲醇kg/h%wtkg/h%wtkg/h%wt物流編號456丙烷正丁烷異丁烷丁烯1異丁烯反2丁烯順2丁烯1,3丁二烯戊烷甲醇水二甲醚總計100100100溫度/℃403030密度/kg除此之外,還基本上消除了篩板上下空間的返混。所以,該設(shè)計采用篩板萃取塔。板間距取篩板萃取塔總級效率用下式計算 分散相空塔氣速 連續(xù)相空塔氣速 總級效率 實際級數(shù) 所以塔高 為了保證不發(fā)生液泛,必須使降液管長度LD大于在篩板下面聚積的一層輕液厚度h。一般把分散相流經(jīng)篩板的阻力分為兩項:式中:h0為分散相從篩孔流出的阻力(Pa);hσ為克服界面張力的阻力(Pa)。式中:σ為界面張力(kg/m);d0為篩孔直徑(m)。板上連續(xù)相的厚度為:30020=280mm采用等溫閃蒸脫除氣體雜質(zhì), 然后再送至甲醇回收塔進行精餾回收甲醇。為了在除去雜質(zhì)氣體的同時盡量減少甲醇的損失,閃蒸溫度應(yīng)盡量低。由于浮閥安排比較緊湊,塔板的開孔面積大于泡罩塔板,故其生產(chǎn)能力約比圓形泡罩塔板的大20%~40%,而與篩板塔相近。由于閥片可以自由升降而適應(yīng)氣量的變化,故其維持正常操作所容許的負荷波動范圍比泡罩塔及篩板塔的要寬。由于上升氣體以水平方向吹入液層,故氣體與液體接觸時間較長而霧沫夾帶量較小,即板效率較高。浮閥塔的造價約為具有同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的60%~80%,而為篩板塔的120%~130%。. 塔板數(shù)的確定. 回流比由于是泡點進料, ,過e(,)作直線交平衡線與點d,由d點可讀得 ,因此 由平衡線的形狀可以看出最小回流比只有一個,所以取操作回流比 . 理論塔板數(shù)的確定精餾段操作線方程 提留段操作線方程 q線方程: xy圖根據(jù)甲醇~水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得 由相平衡方程 求得 全塔的平均相對揮發(fā)度 相平衡方程為 采用逐板計算法計算甲醇精餾塔的塔板數(shù),結(jié)果如下表 逐板法計算結(jié)果塔板數(shù)1234567yx塔板數(shù)891011121314yx塔板數(shù)15161718192021yx所以,可得理論塔板數(shù)為 其中,精餾段7塊,提餾段14塊. 全塔效率的估算(O39。取同一橫排的閥孔中心距t=25mm,相鄰兩排間距t39。Ⅲ、校核氣體通過閥孔時的實際速度: 實際動能因數(shù): (在8~11之間)開孔率:開孔率在10%~15%之間,滿足要求. 流體力學(xué)驗算. 氣體通過浮閥塔板的壓力降氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)Ⅰ、干板阻力浮閥由部分全開轉(zhuǎn)為全部全開時的臨界速度為: Ⅱ、板上充氣液層阻力對于浮閥塔板,由于克服鼓泡時液體表面張力阻力很小,所以液層有效阻力只由板上液層阻力決定。. 霧沫夾帶驗算霧沫夾帶量由以下經(jīng)驗公式計算: 其中, 霧沫夾帶在允許范圍內(nèi). 操作負荷性能圖 ①、霧沫夾帶上限線 泛點率= 泛點負荷因數(shù)查得物性系數(shù),泛點負荷系數(shù) 取泛點率為80%代入泛點率計算式,有: 整理可得霧沫夾帶上限方程為: ②、液泛線液泛線方程為其中 代入上式化簡后可得: ③、液體負荷上限線取,那么 ④、漏液線取動能因數(shù),以限定氣體的最小負荷: ⑤、液相負荷下限線取代入的計算式: 整理可得: ⑥、操作負荷性能圖由以上各線的方程式, 甲醇回收塔的操作負荷性能圖 甲醇回收塔工藝計算結(jié)果項目數(shù)值與說明備注塔徑板間距塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速溢流堰長度溢流堰高度板上液層高度降液管底隙高度浮閥數(shù)個47等腰三角形順排閥孔氣速閥孔動能因數(shù)9臨界閥孔氣速孔心距同一橫排的孔心距排間距相臨橫排的中心距離單板壓降液體在降液管內(nèi)的停留時間精餾段提餾段降液管內(nèi)的清液高度霧沫夾帶量,氣相負荷上限霧沫夾帶控制氣相負荷下限漏夜控制開孔率,%操作彈性. 各接管尺寸的確定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(GB816387),規(guī)格: 實際管內(nèi)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(nèi)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(nèi)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(nèi)流速:. 脫輕組分塔. 塔板數(shù)的確定由下式試差計算θ值 由于是泡點進料,所以q=1,則有 取θ=,則 θ1,所以再設(shè)θ= θ= θ= θ= 再由下式計算最小回流比
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