甲醇精餾塔化工原理課程設計-文庫吧在線文庫

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【正文】 80= V’＝V－（1－q）F＝V＝提餾段操作線方程：Y1=XD= 開始作圖得可得板共15塊不足其中第11塊板為進料板精餾段共10塊理論板(從上往下數(shù),不包括再沸器) 由txy圖作圖可得塔頂 XD= tD=℃塔底 XW= tW=℃進料板 XF= tF=℃進料板上一板： X= t=℃進料板下一板： X= t=℃則塔平均溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度汽化焓KJ/mol溫度/℃塔頂塔釜進料板甲醇352633245834445水423814084041900塔頂（冷凝器）放熱塔底（再沸器）吸熱在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質的不完善程度用塔板效率來表示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數(shù)。其中塔頂壓力PD= 單板壓降ΔP=進料板壓力PF=+=塔底壓力P底=+=精餾段平均操作壓力提餾段平均操作壓力平均操作壓力Pm=(+)/2=分子式分子量密度（kg/m3）M(kg/kmol）t=℃t=℃甲醇(a)CH4O水(b)H20Ⅰ、精餾段 p=查txy圖得x= y=液相平均分子量：氣相平均分子量：液相密度：液相流量：氣相密度：（氣相視為理想氣體）氣相流量：Ⅱ、提餾段 p= 查圖得 x= y=液相平均分子量：氣相平均分子量：液相密度：液相流量: 氣相密度: 氣相流量：：溫度/℃℃℃℃表面張力N/m甲醇水塔頂液相表面張力進料板液相表面張力塔底液相表面張力精餾段平均液相表面張力提餾段平均液相表面張力全塔平均液相表面張力液體平均粘度計算塔頂塔釜進料板溫度/℃粘度mPaS甲醇水塔頂粘度進料板粘度塔底粘度精餾段平均液相粘度提餾段平均液相粘度全塔平均液相粘度塔板間距HT的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關。則每層板上的開孔面積為：氣體通過篩孔的氣速為：精餾段：提餾段：干板阻力計算：由/δ==：精餾段：液柱提餾段：液柱的計算：精餾段：查右表得出，液柱提餾段：查表得出液柱液體表面張力的阻力計算計算：精餾段：液柱提餾段：液柱氣體通過每層塔板的液柱高：精餾段：液柱由于，所以不用考慮液面落差(kg液/kg氣)精餾段：；提餾段：；故在設計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。取折流板間距B=200mm 由上面的計算可知：應選取換熱器G40011640公稱直徑D/mm400管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/（MPa）管子長l/m6管程數(shù)Np1管數(shù)n/根137殼程數(shù)Ns1管心距t/mm管子排列正三角排列，殼程的流速及Re 流通截面積：管內水的流速管程的壓降由于鋼管的絕對粗糙度又取管程結垢校正系數(shù) ，故得管程壓降為因此，壓降滿足要求：一般情況下，水平管的給熱系數(shù)大于垂直管的冷凝給熱系數(shù)，所以列管換熱器選用水平安裝方式。minm3/s操作彈性孔流系數(shù)C O液層充氣系數(shù)β相對泡沫密度φ2. 輔助設備輔助設備塔頂冷凝器（列管式換熱器）釜式再沸器原料預熱器實際傳熱面積㎡㎡㎡計算面積㎡㎡㎡安全系數(shù)接管釜殘液出料管回流液管塔頂蒸汽出口管冷凝水管再沸器蒸汽進口管鋼管類型熱軋無縫熱軋無縫熱軋無縫熱軋無縫熱軋無縫鋼管規(guī)格Φ38mmΦ57mmΦ219mm15mmΦ159Φ35015mm實際流速設計感想這是我

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