苯-甲苯連續(xù)精餾塔浮閥塔的設(shè)計(jì)_化工原理課程設(shè)計(jì)(已改無錯(cuò)字)
2022-10-08 08:47:33 本頁面
【正文】 ??? 由式 445[1]， 222 1 3 7 2)0 2 2 (1 5 *1 5 ssow sd LLhl Lh ???????????? 將 TH 為 ， mhw ? ， ?? 等代入 444[1]及式 446[1]的聯(lián)立式得： 3/223/22 3 7 8 6 )( ssss LLLV ??????? 3/222 sss LLV ??? （ 2） 在操作范圍內(nèi)取若干個(gè) sL 值，依（ 2）式計(jì)算 sV 值，列于附表 2，依表中數(shù)據(jù)做液泛線 附表 2 Ls， m3/s Vs， m3/s 由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線（ 2）， 如附錄四：設(shè)計(jì)圖紙 4. 塔板的負(fù)荷性能圖所示 ： . 液相負(fù)荷上限線 取 液體在降液管中停留時(shí)間為 4秒，由式 429[1] ???? 4 .m a x, ? fTs AHL（ 3） 液相負(fù)荷上限線（ 3）在 sV sL 坐標(biāo)圖上為與氣體流量無關(guān)的垂直線。如下圖三所示： （四） 漏液線 (氣相負(fù)荷下限線 )（ 4） 由 3/ sowwL Lhhh ???? osow AVu min,? ? ? VLLoow hhCu ??? / 0 5 ??? ? ?? ? 3/2m i n, ????? sos LAV oA 前面已算出為 2m 代入上式整理得： 3/2m i n, 1 2 1 0 0 ss LV ?? （ 4） 此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取 n 個(gè) sL 值，依（ 4）式計(jì)算相應(yīng)的 sV 值，列于附表 3， 附表 3 Ls， m3/s Vs， m3/s 依據(jù)附表 3中的數(shù)據(jù)做氣相負(fù)荷下限線（ 4）， 如附錄四：設(shè)計(jì)圖紙 4. 塔板的負(fù)荷性 能圖所示 ： （五）液相負(fù)荷下限線（ 5） 取平堰，堰上液層高度 mhow ? 作為液相負(fù)荷下限條件 依式 445 [1] 取 ?E 則 3/2m in, )36 00(10 w sow l LEh ? 3/2m in, )( sL? 整理上式得 smL s / 34m in, ??? （ 5） 依此值在 sV sL 圖上做線（ 5）即為液相負(fù)荷下限線。如附錄四：設(shè)計(jì)圖紙 4. 塔板的負(fù)荷性能圖所示 ： 第六章 換熱器的設(shè)計(jì)計(jì)算與選型 原料預(yù)熱器的計(jì)算 含 25%的苯和 75%的甲苯混合物在進(jìn)料前經(jīng)過初步的預(yù)熱，加熱介質(zhì)用塔釜留出產(chǎn)品的余熱加熱，混合物料通入管程，塔釜產(chǎn)品通過殼程。 混合物料的初始溫度為湘潭市地區(qū)平均氣溫 ℃ ，出口溫度為 40℃ ，故混合物料的定性溫度 tm=（ +40） /2=℃ ， 塔釜產(chǎn)品的初始溫即為塔釜溫度，根據(jù)試差法計(jì)算得塔釜溫度為 ℃ .其出口溫度為 40℃ ，則產(chǎn)品的定性溫度為 Tm=（ +40） /2=℃ . 兩流體的溫差為 Tmtm==℃＜ 50℃ 因此，選用固定板式列管換熱器。 計(jì)算熱負(fù)荷 Q 按照管內(nèi)釜?dú)堃河?jì)算，即 Q=Whcph(T1T2)=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =106W ，并確定殼程數(shù)。 逆流溫度 Δ tm’ =(Δ t1Δ t2)/錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =℃ Δ tm’ =℃ R=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =錯(cuò)誤 !未找到引用源。 = P=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =錯(cuò)誤 !未找到引用源。 = 由 R 和 P 插圖 213（ a）得 φ Δ t=1，所以 Δ tm=φ Δ tΔ tm’ =1 =℃ 又φ Δ t=＞ ，故可選用單殼程的列管換熱器。 根據(jù)管內(nèi)為有機(jī)液體，管外為水， K 值范圍為 280850W/(m2.℃ ),初選 Ko=500 W/(m2.℃ )。故初選固定管板式換熱器規(guī)格尺寸如下 [3]： 公稱面積 公稱直徑 325mm 管程 2 管子總根數(shù) 32 中心排管數(shù) 14 管程流通面積 列管長度 3000mm 管子直徑 φ 25 管子排列方法 正方形旋轉(zhuǎn) 45176。 So=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 ndo()=320020= 塔釜采用 (表壓 )飽和水蒸汽加熱，溫度 T=℃ 而 t2=120， t1=tw= 則 Δ t1=Tt1= ℃ .Δ t2=Tt2=℃ Δ tm=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =℃ 由于塔釜幾乎為甲苯，則可用純甲苯含計(jì)算釜?dú)堃旱暮? 即： IvmIlm=r 甲苯 =363=而被加熱量 qm=Vs/3600=故加熱量 Qw=qmr==由于 Δ t=t2t1=℃ 溫度差很小，可選用固定管板式換熱器 [3]， 傳熱面積 A=Qw/KΔ tm=1000/(500)= 可選用換熱器規(guī)格如下： 公稱面積 公稱直徑 400mm 管程 4 管子總根數(shù) 146 中心排管數(shù) 14 管程流通面積 列管長度 1500mm 管子直徑 φ 25 3mm 管子排列方法 正三 角形 塔頂溫度 tD=℃ ,冷凝水溫度 t1=℃ ， t2=℃ 所以 Δ t1=tDt1==℃ Δ t2=tDt2==℃ Δ tm=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =℃ 由于 tD=℃ ，查液體比汽化熱共線圖 [1]可得 r 苯 =392kJ/kg 即 r 苯 =塔頂被冷凝量 qm=v/3600=則冷凝熱為 QD=qmr 苯 ==取傳熱系數(shù) K=500w/cm2k. 則傳熱面積 A=QD/KΔ tm=1000/(500)= 由于 Δ t=t2t1=13℃溫度差較小，可選用固定管板式換熱器 [3]。 可選用規(guī)格如下： 公稱面積 公稱直徑 400mm 管程 2 管子總根數(shù) 94 中心排管數(shù) 11 流通面積 列管長度 2020mm 管子直徑 φ 25 管子排列方法 正三角形 第七章 主要工藝管道的計(jì)算與選擇 塔頂蒸氣出口管的直徑 dV 塔頂蒸汽流量 V=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =錯(cuò)誤 !未找到引用源。 =取管內(nèi)蒸汽流速 u=15m/s 則管徑VsV uVd ?4? 1 5 2 8 2 ?????VsV uVd ? m =155mm 故選取回流管規(guī)格 [3]外徑 厚度 φ 1685mm，則管內(nèi)徑 d=158mm. 所以塔頂蒸汽接管內(nèi)實(shí)際流量 u=錯(cuò)誤 !未找到引用源。 = dR 回流流量 L=。塔頂液相平均摩爾質(zhì)量 M=， 錯(cuò)誤 !未找到引用源。 平均 =。則液體流量 Vl=(LM)/ 錯(cuò)誤 ! 未找到引用源。=()/=取管內(nèi)流速 則管徑 ????? 5 0
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