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文档简介
1、化工原理课程设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计姓 名学 号 200907120237年 级专 业化学工程与工艺系(院)化学化工学院指导教师 杨兰2012年5月(一)设计题目甲醇-水连续精馏塔的设计(二)设计任务及操作条件1)进料:甲醇含量为 42 % (质量百分率,下同)的常温液体;2)产品的甲醇含量为 90%;3)残液中甲醇含量为1%;4)年处理 甲醇-水混合液:30000吨(开工率300天/年);5)操作条件)塔顶压力: 常压 b)进料热状态:泡点进料c)回流比: R=2.7Rmin d)加热方式:间接蒸汽e)单板压降: 0.7kPa(三)板类型筛板塔(四)厂址临沂地区(五)设计内容1)精馏
2、塔的物料衡算;2)塔板数的确定;3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算;5)塔板主要工艺尺寸的计算;)塔板的流体力学验算;7)塔板负荷性能图;8)精馏塔接管尺寸计算;9)对设计过程的评述和有关问题的讨论。本设计主要符号说明: Pp-气体通过每层筛板的压降 t-筛孔的中心距u -液体通过降液管底隙的速度We-边缘无效区宽度Wd-弓形降液管的宽度Ws破沫区宽度Z-板式塔的有效高度希腊字母0 -液体在降液管内停留时间粘度P密度(T表面张力0 -液体密度校正系数、开孔率 下标max-最大的min-最小的L-精馏段液相的V-精馏段气相的、m L-提馏段液相的V-提馏段气相
3、的英文字母Aa塔板的开孔区面积,m2Af-降液管的截面积,m22Ao-筛孔区面积,mAt-塔的截面积m2C-负荷因子无因次C20-表面张力为20mN/m的负荷因子 do-筛孔直径D-塔径mev-液沫夹带量kg液/kg气Et-总板效率R-回流比Rmin最小回流比M-平均摩尔质量kg/kmoltm-平均温度Cg-重力加速度 9.81m/sFo-筛孔气相动能因子kg1/2/(s.m2)hl-进口堰与降液管间的水平距离mhe-与干板压降相当的液柱高度mhd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 hf-塔板上鼓层高度mhL-板上清液层高度mhi -与板上液层阻力相当的液注高度mho-降液管的义底隙高度
4、m how堰上液层咼度mhw出口堰咼度mhw进口堰咼度mh “ -与克服表面张力的压降相当的液注高度H-板式塔高度mH d-降液管内清液层高度mHd-塔顶空间高度 mHf-进料板处塔板间距mHt塔板间距mK-稳定系数l w堰长m3qv,L,h-液体体积流量 m /h3qv,v,h气体体积流量m /h一、设计方案的确定 5二、精馏塔的物料衡算 5三、塔板数的确定 5四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 错误!未定义书 签。五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 9六、 塔板主要工艺尺寸的计算 11七、筛板的流体力学验算 错误!未定义书签。八、 塔板负荷性能图 错误!未定义书签。九、筛板塔设计计算结
5、果 19十、精馏塔接管尺寸计算 错误!未定义书签。十一、对设计过程的评述和有关问题的讨论 错误!未定义书签。十二、参文献考 错误!未定义书签。一、设计方案的确定本设计任务为分离苯一甲苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流到塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。 塔釜采用间接蒸气加热,塔底产品经冷却后送至储罐。二、精馏塔的物料衡算 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇(A )的摩尔质量为:MA=32.04kg/kmol水(B)的摩尔质量为: MB=18.02kg
6、/kmolxf=(0.42/32.04)/(0.42/32.04+0.58/18.02)=0.289xd=(0.90/32.04)/(0.90/32.04+0.10/18.01)=0.835xw=(0.01/32.04)/(0.01/32.04+0.99/18.01)=0.00565原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=32.04 X 0.289+18.02 X (1-0.289)=22.07kg/kmolMd=32.04 X 0.835+18.02 X (1-0.835)=29.73kg/kmolMw=32.04 X 0.00565+18.02 X (1-0.00565)=18.10k
7、g/kmol(3)物料衡算原料处理量qn,F =30000000/(300 X 24 X 22.07)=188.79kmol/h总物料衡算qn,F =qn,D + qn,W即 188.79= qn,D + qn,W甲醇的物料衡算qn,FXF =qn,DXD + qn,wXw即 188.89X 0.289=0.835qn,D+0.00565qn,w联立解得qn,D =64.50kmol/h qn,w=124.29kmol/h(4) 物料衡算结果(5) 表1物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量分数/%90142摩尔分数/%83.50.56528.9摩尔流量/(kmol/h)64.5124.291
8、88.79三、塔板数的确定(1 )平均相对挥发度a取X-y曲线上两端点温度下a的平均值。查甲醇的气液平衡关系表可得:t=92.9 C时:a 1=yAXB/yBXA=y(1 - x)/(1 - y)x=28.34 X (100 5.31)/(100 - 28.34) X 5.31=7.05t=66.9 C时:a 2=y(1 -x)/(1 - y)x=91.94 X (100- 87.41)/(100 - 91.94) X 87.41=1.64 所以 a =( a 1+ a 2)/ 2=(7.05+1.64)/2=4.35(2)回流比的确定泡点进料:Rmin = xd/XF- a (1 Xd)/(
9、1 XF)/( a 1)=0.835/0.289 - 4.35(1 - 0.835)/(1 - 0.289)/(4.35 - 1)=0.561 R=2.7Rmin =2.7 X 0.561=1.52(3 )塔顶气相、液相,进料和塔底的温度分别为:查气液平衡关系表,用内插法算得:塔顶:tVD、tLD、tF、 tw塔釜:进料:(83.5 - 68.49)/(85.62 - 68.49)=(t ld - 70.0)/(68.0 - 70.0)(84.92 - 83.5)/(84.92 - 81.83)=(70.0 - tvD )/(70.0 - 71.3)(0 - 0.565)/(0 - 5.31)
10、=(100 - tW)/(100 - 92.9)(33.33 - 28.18)/(28.9 - 28.18)=(76.7 - 78.0)/叶 78.0)tLD=68.25 CtVD =70.59 CtW=99.24 CtF=77.82 Ctm=( 70.59+77.82)/2=74.20 C温度(C)20406080100120密度(kg/m 3)804.8783.5761.1737.4712.0684.7黏度(mPa s)0.5800.4390.3440.2770.2280.196表面张力(mN/m)22.0719.6717.3315.0412.8010.63甲醇的物性数据水的物性数据精馏段
11、平均温度提馏段平均温度(4 )塔板效率Et表2tm=(99.24+77.82)/2=88.53 C温度(C)6567707580859095100黏度(mPa s)0.43550.40610.37990.35650.33550.31630.29440.2838表面张力(mN/m)64.9164.362.660.758.8表3卩 a =0.268卩 b=0.3408Xa=0.1599内差法求塔顶与塔底平均温度下的液相黏度卩l塔顶与塔底平均温度t=(68.25+99.24)/2=83.74 C(83.74 - 80)/(100 - 80)=(卩 a - 0.277)/(0.228 - 0.277)
12、(83.74 - 80)/(85 - 80)=( 口 b-0.3565)/(0.3355 - 0.3565)(83.74 - 81.6)/(85.0 - 81.6)=(xa- 20.83)/(13.15 -20.83) 可得: 卩 l= aXa+ 卩 b(1 Xa)=0.3292-0 245Et=0.49( ay l) .=0.449(5)理论板层数 Nt的求取a精馏塔的气、液相负荷qn,L=Rqn,D=1.52 X 64.50=98.04kmol/hqn,v=qn,L +qn,D=98.04+64.50=162.54kmol/hqn,L=q n,L+qn,F =98.04+188.79 =2
13、86.83kmol/hqn,v = qn,v = 162.54kmol/hb、精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线:yn+1=RXn/(R+1)+X d/(R+1)=0.603x n + 0.331提馏段操作线:y m+1=qn,LXm/qn,v - qn,WXw/qn,v= 1.76x m - 0.00432c、气液平衡方程x=y/y+ a (1 - y)=y/y+4.35(1 - y)d、逐板计算法求理论塔板层数y1=XD=0.835X1=0.538X2=0.304Iy2=0.655y3=0.534Iy 2=0.340X3=0.196=x iX2=0.106y 3=0.182IIX3=0.
14、0487y 4=0.0814X4=0.0200y 5=0.0308IIX5=0.00725y 6=0.00844IX6=0.00195所以精馏段所需理论板层数为2;提馏段所需理论板层数为5;总理论塔板数 Nt为7,进料板位置Nf为自塔顶数起第3块。(6)实际塔板数的确定精馏段实际塔板数N精=2/0.449=5块提馏段实际塔板数N提=5/0.449=12块四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1 )操作压力的计算设每层塔压降: P=0.7KPa进料板压力:Pf=101.3+5 X 0.7=104.8 KPa精馏段平均压力:Pm=(101.3+104.8)/2=103.05 KPa塔釜板压力:
15、Pw=101.3+17 X 0.9=113.2 KPa提馏段平均压力:Pm=(105.8+113.9)/2=109 KPa(2)操作温度计算由上可知:塔顶温度进料板温度 塔釜温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度(3)平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算tD=70.59 CtF=77.82 Ctw=99.24 Ctm=( 70.59+77.82)/2=74.20 Ctm=(99.24+77.82)/2=88.53 C由 XD=y1=0.835 得X1=0.538MvDm =0.835 X 32.04+(1-0.835) X 18.02=29.73kg/kmolMLDm =0.538 X
16、32.04+(1-0.538) X 18.02=25.56kg/kmolb. 进料板平均摩尔质量计算由 yF=0.514 得X3=0.196MvFm=0.514 X 32.04+(1-0.514) X 18.02=25.23kg/kmolMLFm=0.196 X 32.04+(1-0.196) X 18.02=20.77kg/kmolc. 塔釜平均摩尔质量计算由 y;=0.0308得X5=0.00725Mvwm=0.0308 X 32.04+(1-0.0308) X 18.02=18.45kg/kmolMLwm=0.00725 X 32.04+(1-0.00725) X 18.02=18.12
17、kg/kmold. 精馏段平均摩尔质量Mvm=(29.73+25.23)/2=27.48kg/kmolMLm=(25.56+20.77)/2=23.16kg/kmole. 提馏段平均摩尔质量M Vm=(25.23+18.45)/2=21.84kg/kmolM Lm=(20.77+18.12)/2=19.44kg/kmol(4 )平均密度的计算a. 精馏段平均密度的计算I气相由理想气体状态方程得P vm=PmMvw/Rtm=(103.05 X 27.48)/8.314 X (273.15+74.20)=0.98kg/mn液相查表2、表3并用内差法可得:tLD=68.25 C时:(68.25 60
18、)/(80 60)=( p a 761.1)/(737.4 761.1) 解之得 p la = 751.3kg/m3(68.25 60)/(70 60)=( p lb 983.2)/(977.8 983.2)3解之得 p LB=978.7kg/mtF=77.82 C时:(77.82 60)/(80 60)=( p fa 761.1)/(737.4 761.1) 3解之得p FA=740.0kg/m(77.82 70)/(80 70)=( p fb 977.8)/(971.8 977.8)3解之得p FB=973.1kg/mP LDm =1/(0.90/751.3+0.10/978.7)=769
19、.2kg/m3P LFm=1/(0.1/740.0+0.3/978.7)=798.4kg/m 3精馏段液相平均密度为p Lm=(769.2+798.4)/2=783.8 kg/mb. 提馏段平均密度的计算I气相由理想气体状态方程得P vm=PmMvw/Rtm=(109 X 18.45)/8.314 X (273.15+99.24)=0.65kg/mn液相查表2、表3并用内差法可得:tw=99.24 C 时:(99.24 80)/(100 80)=( p wa 737.4)/(712 737.4)3解之得 p WA = 956.1kg/m(99.24 90)/(100 90)=( p wb 96
20、5.3)/(958.4 965.3)3解之得 p wB=720.0kg/mP LWm =1/(0.01/713+0.99/958.9)=955.6kg/m提馏段平均密度P Lm=(798.4+955.6)/2=877 kg/m 3平均粘度的计算a. 塔顶液相平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得:tD=68.25 C(68.25 60)/(80 60)=(卩 da 0.344)/(0.277 0.344)解之得 卩 DA=0.4233mPa s(68.25 65)/(70 65)=(卩 db 0.4355)/(0.4061 0.4355) 解之得 卩 DB=0.3110mPa s(68.25
21、 68)/(70 68)=(xa 85.62)/(68.49 85.62) 解之得xa=0.8348卩 LDm =卩 daXa+ 卩 db(1 XA)=0.332mPa sb. 进料板平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得:tF=77.82 C (77.82 60)/(80 60)=(卩 fa 0.344)/(0.277 0.344) 解之得 卩 FA=0.284mPa s(77.82 75)/(80 75)=(卩 fb 0.3799)/(0.3565 0.3799) 解之得FB=0.367mPa s(77.82 76.7)/(78 76.7)=(x a 33.33)/(28.18 33.3
22、3) 解之得xa=0.2889卩 LFm=卩 faXa+ 卩 fb(1 XA)=0.343mPa s精馏段平均粘度卩 Lm=(0.332+0.343)/2=0.338mPa sc. 塔底液相平均粘度的计算查表2、表3并用内差法可得:tw=99.24 C(99.24 80)/(100 80)=(卩 wa 0.277)/(0.228 0.277)解之得 wA=0.230mPa s(99.24 95)/(100 95)=( i wb 0.2994)/(0.2838 0.2994) 解之得 1 wB=0.286mPa s(99.24 92.9)/(100 92.9)=(xa 5.31)/(0 5.31
23、)解之得xa=0.005681 LWm= i waXa+ i wb(1 XA)=0.286mPa s提馏段平均粘度 i Lm=(0.343+0.286)/2=0.314mPa s平均表面张力的计算a. 塔顶液相平均表面张力的计算查表2、表3并用内差法可得:tD=68.25 C (68.25 60)/(80 60)=( r da 17.33)/(15.04 17.33)解之得 d DA=64.91mN/m(68.25 67)/(70 67)=( d db 64.91)/(64.3 64.91) 解之得d DB=18.30mN/md LDm= d daxa+ d db(1 xa)=24.36 mN
24、/mb. 进料板液相平均表面张力的计算查表2、表3并用内差法可得:tF=77.82 C(77.82 60)/(80 60)=( d fa 17.33)/(15.04 17.33)解之得 d FA=15.29mN/m(77.82 70)/(80 70)=( d fb 64.3)/(62.6 64.3) 解之得 d FB=63.0N/md LFm= d faXa+ d fb(1 Xa)=49.2 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算查表2、表3并用内差法可得:tw=99.24 C (99.24 80)/(100 80)=( d wa 15.04)/(12.8 15.04)解之得 d wA=12
25、.9mN/m(99.24 90)/(100 80)=( d wb 60.7)/(58.8 60.7) 解之得 d wB=14.40N/md LWm= d waXa+ d wb(1 xa)=58.6 mN/m精馏段液相平均表面张力d Lm=(24.36+49.2)/2=36.78mN/m提馏段液相平均表面张力d Lm=(49.2+58.2)/2=53.9 mN/m五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)精馏段塔径的计算由上面可知精馏段qn,L=98.04kmol/hqn,v=162.54kmol/h精馏段的气、液相体积流率为qv,v=qn,vMvm/3600 p vm=(162.54 X 27.48)
26、/(3600 X 0.98)=1.27m3/s qv,L=qn,LMLm/3600 p Lm=(98.04 X 23.16)/(3600 X 783.8)=0.0008m3/sI Pl - PV 5s 故降液管设计符合要求。4 )降液管底隙高度hoho= qv,L/ (3600 XwXjo)取 uo=0.08m/s则 ho=0.0008 X600/(3600 0.6 X.07) =0.017mhw-ho=0.042-0.017=0.025 0.013m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度hw=50mm。b.塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm ,所以选择采用分块式,查塔板分块数表
27、”可得,塔板可分为 3块。2) 边缘区宽度确定取 Ws=W s= 65mm , Wc=35mm3) 开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算,则有Aa=2【x (r2-x2) 0.5+n 2r/180 &n-1 (x/r )】 其中 x=D/2 - (Wd+ Ws)=0.325mr= D/2 Wc=0.465m由上面推出Aa=0.55m24) 筛孔计算与排列本设计所处理的物系基本上没有腐蚀性,可选用S = 3mm碳钢板,取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为2n=1.155A a/t =2823 个开孔率为 0 =0.907 (do/t)
28、 2=10.1%气体通过阀孔的气速为Uo =qv,v/Ao=1.27/ (Aax $ ) =22.86m/s提馏段(计算公式和原理同精馏段)a.溢流装置计算因塔径D=1.0m ,所以可选取单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下:1) 堰长lw可取 lw=0.60D=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hL how可选取平直堰,堰上层液高度how由下列公式计算,即有(2/3)how=2.84/1000 E(qv,L/lw)近似取用 E= 1.0,则 how=0.016m取板上清液层高度 hL=0.05 m故 hw=0.05-0.016=0.034 m3) 弓形降液管的宽度 Wd和截面积
29、Af由lw/D=0.6查弓形降液管的参数图可求得Af/AT=0.055Wd/D=0.112Af=0.055 X.785=0.0432 mWd=0.11 X.0=0.11 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间,即0 =3600 AfHT/qv,L= 3600 X0432 X40/ (3600 0.0023)=7.51s 5s其中Ht即为板间距0.40m , qv,L即为每小时的体积流量 验证结果为降液管设计符合要求。4 )降液管底隙高度hoho=qv,L/ ( 3600 lW Uo)取 u;=0.17m贝V ho=0.0023 600/(3600 06 .17) =0.022 m 0.02m
30、Hw-ho=0.034-0.022=0.012m 0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘,深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D 800mm ,所以选择采用分块式,查塔板分块数表”可得,塔板可分为 3块。2) 边缘区宽度确定取 Ws=W s= 65mm , Wc=35mm3) 开孔区面积计算开孔区面积Aa按式子5-12计算,则有Aa=2【x (r2- x2) 0.5+ n r2/180 Sin-1 (x/r)】其中 x=D/2 - (Wd+ W沪0.325mr= D/2 Wc=0.465m由上面推出 Aa=0.55m24) 筛孔计算与排列本设计所处理的物系基本上没有
31、腐蚀性,可选用S = 3mm碳钢板,取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为t=3do=15mm筛孔的数目n为2n=1.155Aa/t =2823 个开孔率为 0 =0.907 (do/t) 2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=qv,v/Ao=1.52/ (0.101 .55) =27.36m/s七、筛板的流体力学验算精馏段1) 塔板压降a干板阻力计算干板阻力hc计算由公式2hc=0.051(uo/co) (p Vm/p Lm )并取do/ S = 5/3=1.67 ,可查“干筛板的流量系数图”得,co=0.772所以 hc=0.051(22.86/0.772) 2 0.
32、98/783.8)=0.056m 液柱b气体通过液层的阻力hL的计算气体通过液层的阻力hL由公式hL= 3 hLUa=qv,v/ (A A f) =1.27/(0.785-0.0432)=1.71m/sFo=1.71 (0.98)1/2=1.69kg1/2/(s m2)可查“充气系数关联图”得,得3 =0.58所以 hL= 3 hL=0.58 .05=0.029m 液柱c液体表面张力的阻力h -计算液体表面张力的阻力ha由公式ha =4(T Lm/ ( p Lmgdo)计算,则有3ha=(4 36.78 K0- )/(783.8 9.81 0.005)=0.0038 m 液柱气体通过每层塔板的
33、液柱高度hp,可按下面公式计算hp=hc+hL+ha=0.056+0.029+0.0038=0.089m 液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPP Lmg =0.089 783.8 9.81=683.0Pav 0.7KPa (设计允许值)2) 液面落差对于筛板塔,液面落差很小,由于塔径和液流量均不大,所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带63 2液沫夹带量,采用公式ev=5.7 10 / a L ua/(HT hf).由 hf=2.5hL=2.5 0.05=0.125m所以:633 2ev=5.7 10- /(36.78 10- )1.71/(0.4-0.125) . =0.054kg
34、液/kg 气v 0.1kg 液 /kg 气 可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔,漏液点气速U,min可由公式1/2Uo,min=4.4C0(0.0056+0.13 h L-h a)/ p l / p v=8.75m/s实际孔速为Uo U o,min稳定系数为 K=u o/Uo,min=22.86/8.75=2.61 1.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液高度Hd应服从式子Hd $ (Ht+ hw)甲醇与水属于一般物系,取$ = 0.5,则$ (Ht + hw)=0.5 X (0.40+0.042)=0.41m而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口
35、堰,则有2 2hd=0.153(uo) =0.153 2.08) =0.001m 液柱Hd=hp+h L+hd=0.08+0.05+0.001=0.221m 液柱则有:Hd u o,min稳定系数为K= uo / u o,min =27.38/10.6=2.58 1.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛,降液管内液高度Hd应服从式子HdW 0 (H t+ hw)甲醇与水属于一般物系,取0 = 0.5 则0 (Ht + hw)=0.5 X( 0.40+0.034) =0.217m而 Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰,则有 2hd=0.153(u o) =0.001m 液柱H
36、 d=h p+h L+hd=0.087+0.05+0.00仁0.138 m 液柱则有:Hdua/(HT hf) .Ua=q v,v,s /(A t-A f)=1.348 Vshf=2.5h l=2.5(hw+ h ow)hw=0.042how=2.84/1000 E(qV,L,s /lw)(2/3)2/32/3hf=2.5(0.042+ 0.94q v,l,s )=0.105+2.35q v,l,sHt hf=0.40-(0.105+2.35q v,L,s2/3)=0.95-2.35qv,L,s2/3aQO /Q Q Cev=5.7 M0- /(36.78 10 ) 1.348q v,v,s/
37、(0.295-2.35 q v,l,s ) . =0.1 整理得qv,v,s=1.65-13.1 qv,L,s2/3在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出qv,v,s值计算结果列于下表3qv,l,sm /s0.00050.00150.00300.00453.qv,v,s m /s1.5671.4781.3781.293c液相负荷下限线对于平流堰,取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准,由式(2/3)how=2.84/1000 E0qv,L,s/lw)=0.006qv,L,s,min =0.00051m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d液相负荷上限线 以B =
38、4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式9 =A f0HT/qv,L,s=4故 qv,L,s,max=AfXHT/4= (0.0432 0.40) /4=0.00432 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限e 液泛线令 Hd= (H t+ hw)Hd=hp+hL+hd hp=hc+hL+h。hL= 3 hLhL= h w +h ow联立得 Ht + ( - 3 -1)hw=( 3 +1) how+ hc + hd + h。忽略hff,将how与qV,L,s、hd和qV,L,s、hc与Vs的关系代入上式,得 a V2s=b-c qv,L,s2-d qv,L,s2/3 式中a=
39、0.051/(A oCo) 0 ( p v/ p i) b= Ht + ( - 3 -1)hw2c=0.153/(lwho)-3(2/3)d=2.84 10 X( 1+ 3 )(3600/lw)( 3 将有关数据代入,得2a=0.051/(0.101 0.55X0.772) 0(0.98/783.8) =0.0347b=0.5 04 + (0.5-0.58-1) 0.002=0.1552c=0.153/(0.6 0.007) =1470.6d=2.84 10-3X1 X( 1+0.58)(3600/0.6) (2/3)=1.482 故2 22/3qv,v,s =4.24-28716.22 qv
40、,L,s -39.03 qv,L,s在操作范围内,任取几个qv,L,s值,依上式计算出qv,v,s的值,计算结果如下表3.qv,L,s m /s0.00050.00150.00300.00453:- qv,v,s m /s2.051.951.7881.56操作上限为雾沫夹带线控制,下限为漏液线控制。由图查得33qv,v,s,max= 1.51m /sqv,V,s,min=0.780 m /s故操作弹性为qv,V,s,max/ qv,V,s,min=1.51/0.780=1.94提馏段a 漏液线1/2Uo,min=4.4co(0.0056+0.13 h L-h )/ p L / p VUo,mi
41、n= qv,V, min/A ohL= h w +howhow =2.84/1000 EX(qv,L,h/lw)3)(2/3)1/2qv,v, min =4.4c0 Ao0.0056+0.13( h w+2.84/1000 E(qv,L,h/lw)- h p Lm / p vm2/31/2=7 (0.00502+0.12q v,l,s )在操作范围内,任取几个qv,L,s值,依上式计算出 Vs值计算结果列于下表qv,L,s (m3/s)0.00050.00150.00300.0045qv,v,s (m3/s)0.5320.5680.6070.637b液沫夹带线ev =0.1kg 液/kg 气为
42、限,求 qv,v,s qv,L,s 关系如下:-6.3.2ev=5.7 M0 / o l ua/(HT hf)Ua=qv,v,s /(A t-A f)=1348q v,v,shf=2.5h l=2 5(hw+ h ow)hw=0.034how=2.84/1000 BKqv,L,h/lw)(2/3)2/3hf=0.085+2.35q v,l,s2/3Ht hf=0.315-2.35qv,L,h-6-32/33.2ev=5.7 M0 /(53.9 10 ) 1.348q v,v,s/(0.315-2.35 qv,L,s )=0.1整理得qv,v,s=1.99-14.8q vs在操作范围内,任取几个
43、qV,L,s值,依上式计算出qw,s值计算结果列于下表3.qv,L,s m /s0.00050.00150.00300.00453,qv,v,sm /s1.8971.7961.6821.586c液相负荷下限线对于平流堰,取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准,由式hw=2.84/1000 喙(qv,L,s/lw)(2/3) =0.006qv,L,s,min =0.00051m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d液相负荷上限线 以B =4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式0 =A f 0HT/qV,L,s =4故 qv,L,s,max=AfXHT/4= (0.0432 0.40) /4=0.
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