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PAGEPAGE31目录一、任务书… 2二、设计方案… 3三、符号说明… 4四、主要物性数据… 5五、工艺计算… 61精馏塔全塔物料恒算… 62塔板数的确定… 63实际塔板数的求取… 74相关物性参数的计算… 95、塔和塔板的主要工艺尺寸计算… 156、筛板的流体力学计算… 207、塔板负荷性能图… 26六、筛板塔工艺设计计算结果汇总 33七、管路设计 34八、设计评述 35九、参考文献 35任务书(一)设计题目苯-乙苯连续精馏塔的设计(二)设计任务及操作条件40%(质量分数,下同),其余为苯;2%;98%;生产能力为年产 5.5万 吨98%的乙苯产品;操作条件塔顶压力 4kPa(表压)进料热状态 泡点进料回流比 2倍最小回流比加热蒸气压力0.5MPa(表压)单板压降≤0.7kPa。(三)塔板类型筛板塔。(四)工作日每年工作日为300天,每天24小时连续运行。(五)厂址厂址为新乡地区。(六)设计内容1、设计说明书的内容精馏塔的物料衡算;塔板数的确定;精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;精馏塔的塔体工艺尺寸计算;塔板主要工艺尺寸的计算;塔板的流体力学验算;塔板负荷性能图;精馏塔接管尺寸计算;对设计过程的评述和有关问题的讨论设计方案本设计任务为分离苯-乙苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下:工艺流程1符号说明英文字母Ls——液体体积流量, m3/hAa——塔板开孔区面积,m2n——筛孔数目 Af——降液管截面积,m2P——操作压力,kPa Ao——筛孔区面积,m2P——气体通过每层筛板的压降,kPaAT——塔的截面积,m2 T——理论板层C——负荷因子,无因次 t——筛孔的中心距,mC20——表面张力为20mN/m的负荷因子 u——空塔气速,m/sdo——筛孔直径,m uomin——漏液点气速,m/s——塔径m uo——液体通过降液体系的速度ev——液沫夹带量,kg液/kg气 Vn——气体体积流量,m/sR——回流比 Vs——气体体积流量,m/sRmin——最小回流比 Wc——边缘无效区宽度,mM——平均摩尔质量,kg/kmol Wd——弓形降液管高度Tm——平均温度,℃ Ws——破沫区宽度,mg——重力加速度,m/s2 Z——板式塔有效高度,mFo——筛孔气相动触因子hl——出口堰与沉降管距离,m 希腊字hc——与平板压强相当的液柱高度,m ——筛板厚度,mhd——与液体流过降液管压强降 ——液体在降液管内停留时间,s相当的液柱高度,m ——粘度,mPa·sLh——液体体积流量,m3/h ——密度,kg/m3hf——板上清液高度,m ——表面张力,mN/mhl——板上清液层高度,m ——开孔率,无因次ho——降液管的底隙高度,m ——质量分率,无因次how——堰上液层高度,mHw——出口堰高度,m 下Hw'——进口堰高度,m max——最大h——与克服表面张力压强降相 最小当的液柱高度,m L——液相H——板式塔高度,m V——气Hd——降液管内清夜层高度,mHF——进料处塔板间距,mHP——人孔处塔板间距,mHT——塔板间距,mK——稳定系数m主要物性数据1、苯、乙苯的物理性质项目项目苯A分子式CH66CH810分子量78.11106.1680.1136.2临界温度℃288.5348.576833.44307.72、苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/℃20406080100120140(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17苯苯(mN/m)乙苯29.327.1425.0122.9220.8518.8116.82t/℃t/℃020406080100120140 苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184(mPas)乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140 (kg/m3)苯877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1 (kg/m3)乙苯867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7T5、不同塔径的板间距T塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0H/mm200-300250-350300-450350-600400-600工艺计算1、精馏塔的物料衡算FDWFx DxF D
WxW原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量苯的摩尔质量:MA
78.11kg/kmol乙苯的摩尔质量:MB
106.16kg/kmolM 40%78.1140%106.1689.33kg/kmolFM 2%78.112%106.1678.67kg/kmolDM 98%78.1198%106.16105.6kg/kmolW原料液及塔顶和塔底的摩尔分率0.6x 78.11
0.67F 0.6 0.478.11 0.98x 78.11
0.985D 0.98 0.0278.11 0.02x 78.11
0.027W 0.02 0.9878.11 106.16x、x、
分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数F D W物料衡算5.5107W30024105.6
72.338kmol/h代入前式可得:F220.137kmol/h D147.79kmol/h2、塔板数的确定精馏塔的气液相负荷查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系T/℃xy-11840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200q(x,y)为(0.67,0.91)q qx y 0.9850.91最小回流比R min
D qyxq q
0.91
0.31 R2Rmin
20.310.62精馏塔的气液负荷精馏段:V(R(0.62147.79239.42kmol/hLRD0.62147.7991.63kmol/h提馏段:V'V239.42kmol/hL'LF8.16985.513x取操作线方程x
n1
R xR1
D 0.383xR1
0.608x1
m1
L'
x W xm
1.302xm
0.0082理论塔板数的计算:由t-x-y曲线可知:
t t tt ℃、tD
129.5℃、tF
全塔平均温度tD W F3查手册得,在106.25℃下,相对挥发度5.06因q=1,故两操作线交点的液相值为x x 0.671D F精馏段:提馏段:所以提馏段的理论塔板数为4所以精馏塔的理论塔板数为N 817,进料板为第4块板。T3、实际塔板数的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况,以及板间反混(液沫夹带、气泡夹带和漏液所致)的综合结果。板效率为设计的重要数据。反映了实际塔板上传质过程进行的程度。O'Connell对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳,认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率,其经验式为:E T
245L式中——相对挥发度; ——液相黏度,mPa·s。L上式中、的数据均取塔顶、塔底平均温度下的值。L此经验式的图解见右图用于多元系统时,取关键组分间的相对挥发度;L取液相的平均黏度。可按此式计算 xL i Li式中xi
——进料中各组分的摩尔分数 Li
——i组分的液态黏度,mPa·s。查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度组分组分黏度AB0.230.29则有 0.670.23(10.67)0.290.25LF同理
LD0.23、
0.288 平均黏度 L
0.250.230.2880.2563T则全塔效率ET计算实际塔板数
09
0.2450.495.060.2560.245L
0.46N 3 N 4
T 7 提馏段N T 9P精 ET
0.46
P提 ET
0.46故全塔实际所需塔板数16块,加料板位置在第8块。4、相关物性参数的计算操作压强塔顶压强 PD
4101.3105.3kPa进料板压强 PF
PND P
0.7105.370.7110.2kPa塔釜压强 PW
P NF P
0.7110.290.7116.5kPa精馏段平均操作压强 Pm精
PP D F2PP P提馏段平均操作压强 P m提
W F113.35kPa2全塔平均操作压强 Pm
PP D W 110.9kPa2P平均温度由前tD
83℃、tW
129.5℃、tF
90.5℃精馏段平均温度:t精
tD
tF86.75℃2提馏段平均温度:t提
t tW F2t t全塔平均温度:tD W2平均摩尔质量进料板平均摩尔质量 x4
0.601 y4
0,884气相M
VmF
yM4
y)M4
81.36kg/kmol液相M
LmF
x'M4
(1x4
')MB
89.30kg/kmol塔顶平均摩尔质量 x1
0.928 y1
0,985气相M
VmD
yM1
y)M1
78.53kg/kmol液相M
LmD
x'M1
(1x1
')MB
80.13kg/kmol塔底平均摩尔质量 x8
0.0128 y1
0.0641气相M
VmW
yM8
y)M8
104.4kg/kmol液相M
LmW
x'M8
(1x8
')MB
105.8kg/kmol则精馏段平均摩尔质量78.5381.36气相MVm
(
79.95kg/kmol2液相M
(Lm
80.1389.3084.72kg/kmol2提馏段平均摩尔质量气相MVm液相MLm
(提(提
89.30105.8281.36104.42
97.55kg/kmol92.88kg/kmol全塔平均摩尔质量气相MVm液相MLm
(全(全
79.9597.55284.7292.882
88.75kg/kmol88.8kg/kmol平均密度气相密度
PMm VmVm RT108.4579.95精馏段提馏段
() 2.89kg/m3Vm 8.314114.7592.88) 3.30kg/m3Lm 8.314全塔Vm
(
(Vm 2
(提)
2.893.302
3.10kg/m3液相密度1L
AA
B 式中为质量分率B查的在tD
83℃、tW
℃、tF
下苯乙苯的密度为温度(℃)温度(℃)(kg/苯 (kg/乙苯8390.5129.5809.79801.47758.24810.23803.31767.31塔顶平均密度进料板平均密度塔釜平均密度
1LmD1LmF1LmW
0.98 0.02809.79 810.3 0.6 0.4801.47 0.02 0.98758.24 767.31
LmDLmFLmW
/m3802.2kg/m3/m3精馏段平均密度
809.8802.2 ) LmD LmF 806kg/m3Lm 2 2提馏段平均密度
802.2767.1 (提) LmF LmW 784.7kg/m3Lm 2 2全塔液相平均密度 (平)Lm
(Lm 2
(提)
806784.72
795.4kg/m3液体平均黏度查的在tD
83℃、tW
129.5℃、tF
温度下各组成的黏度温度黏度83℃129.5℃90.5℃苯(mPas)0.3010.2810.201乙苯(mPas)0.3500.3270.242由公式 x计算平均黏度m i i进料板 0.670.2810.330.327sm进塔顶 0.9850.3010.0150.35sm顶塔釜 0.0270.2010.9730.242sm釜精馏段平均黏度m提馏段平均黏度m
()(提)
m进 m2 m进 m2
0.2960.30220.2960.2412
0.299kg/m30.269kg/m3全塔平均黏度m
mm2
0.2990.2692
0.284kg/m3液体平均表面张力由公式m
nxi ii1
进行计算查资料得tD
83℃、tW
129.5℃、tF
温度下苯乙苯的表面张力表面张力表面张力83℃90.5℃129.5℃温度温度苯(mN/m)乙苯(mN/m)2122.6720.0821.8915.3317.83进料板表面张力 0.6720.080.3321.8920.68mN/mm进塔顶表面张力 0.985210.01522.6721.03mN/mm顶塔底表面张力 0.02715.330.97317.8517.76mN/mm底精馏段液体平均表面张力m提馏段液体平均表面张力m
()m进m顶2(提)m进m2
20.6821.03220.6817.762
20.86mN/m19.22mN/m全塔液体平均表面张力
((提)20.8619.22 mm m 2 2
20.04mN/m精馏段V(R(0.62147.79239.42kmol/hVM 1239.4280.22V Vm精 1.833m3/ss 3600
36002.91LRD0.62x147.79LM 91.6384.72L Lm精 0.002675m3/ss 3600
3600806L 9.63m3/hh提馏段V'VV'
V'
Vm提
239.42
1.848m3/ss 3600
36003.37L'LF91.63220.137L'ML Lm
311.767
0.008824m3/ss 3600
3600784.7Lh'31.7664m3/h项目符号项目符号单位计算数据气相负荷精馏段Vsm3/s1.833精馏段107.75平均压强提馏段PkPa113.35全塔m110.9精馏段86.75平均温度提馏段t℃110全塔m98.4精馏段84.72液相平均摩尔质量提馏段全塔MLmkg/kmol92.8888.8精馏段79.95气相平均摩尔质量提馏段全塔MVmkg/kmol97.5588.75精馏段806液相平均密度提馏段Kg/m3784.7全塔Lm795.4精馏段2.91气相平均密度提馏段Kg/m33.37全塔Vm3.14精馏段0.299液体平均黏度提馏段mPa·s0.269全塔m0.284精馏段20.86液体平均表面张力提馏段全塔mmN/m19.2220.04提馏段提馏段V's1.848精馏段LhL'h9.63液相负荷提馏段41.76645、塔和塔板的主要工艺尺寸计算5.1塔径塔径的计算按照下式计算:uS式中 D——塔径m;Vs——塔内气体流量m3/s;u m/s。空塔气速u的计算方法是先求得最大空塔气速然后根据设计经验乘以一定的安全系数,即 u(0.6~0.8)umax因此,需先计算出最大允许气速
C LVV式中 umax——允许空塔气速,m/s;ρV,ρL——分别为气相和液相的密度,kg/m3;C——气体负荷系数,m/s,对于气体负荷系数C可用下图确定;而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的,故气体负荷系数C应按下式校正:CC20
(0.02
)0.2精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道:精馏段的气,液相体积流率为:L 0.002675m3/s、V 1.833m3/ss s精馏段的汽,液相平均密度为: 806kg/、L
2.91kg/m3板间距与塔径的关系塔径D/mm300~500500~800800~16001600~2400200~300250~350300~450350~600那么分离空间,初选板间距HT
0.45m,取板上液层高度hL
0.06m。H hT L
0.40.060.39mL 0.5 0.0026758060.5sVss
L
1.134
2.91
0.0389S S
0.2查上图smith关联图得C200.083依式CC2020 校正到物系表面张力为 20.86mN/m时的CCC
20.860.2 8062.912.91208062.912.91
0.084L VVmax
0.084 1.395m/s取安全系数为0.7,则u0.7u 0.71.3950.98m/smax4Vsu41.8333.144Vsu41.8333.140.98调整塔径为1.6m;提馏段塔径的计算L0.008824m3/s、V1.848m3/ss s提馏段的汽,液相平均密度为: 784.7kg/、L
3.37kg/m3L''0.5 0.008824784.70.5 sL
0.0729sSV' sS
1.848 3.37smith
0.083,依式C20C
0.2校正到物系表面张力C C 为19.22mN/m时的CC'C
'19.220.20.08320 20 784.73.37784.73.373.37umax
'C'
0.083 1.264m/s''LV'Vu'0.7u '0.7''LV'Vmax4V'u's41.8483.144V'u's41.8483.140.89调整塔径为1.6m,综上,则取塔径为1.6m,空塔气速为0.75m/s溢流装置采用单溢流,弓形降液管,平行受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。
,取堰长为0.6D,则L 0.61.60.96m 出口堰高hw W , w由h hw l
h ,选用平直堰,堰上液层高度how
2.84 l 321000Els2w式中h──堰上液流高度,m; 塔内平均液流量,m3/h;owlw──堰长,m; E──液流收缩系数。一般情况下可取E=1,对计算结果影响不大。近似取E=1,则精馏段 2.84 h 1000 E 0.84
0.0144mow h 0.060.01440.0456mw提馏段h '
2.84
24.1660.50.02666mow 1000E 0.84 h'0.060.026660.03333mwWdAf由lw0.66查下图得:DA Wf0.0722A
d0.124D
系数T则有W 0.1241.60.1984md3.14A 0.0722f
4 1.620.134m2t t 精Af TLs0.1340.00267522.54s5st 提AHf TL'0.1340.008827.35s5ss故符合要求。5.4降液管底隙高度h olsluw0式中──降液管底隙处液体流速,m/s;(根据经验一般)取降液管底隙处液体流速为0.08m/s,则精oLl 0.08ws0.0026750.840.080.0353m提oL'l ws0.0088240.840.080.0398m塔板布置边缘区宽度确定取w w'0.065m(安定区宽度)w0.035m(无效区宽度)s s c开孔区(鼓泡区)面积计算 x开孔区面积按Aa
2x R2x2180R2n
R
u'0.07~0.25m/s0Dx2Dd
W1.60.065、R1.60.0350.765S 2 2 0.5718a故A 20.5718 0.76520.571821800.7652sina
0.665
1.282m2筛孔计算及其排列选用3mm碳钢板,取筛孔直径d0
5mm,筛孔按正三角形排列,取孔中心距t3d03515mm计算塔板上的筛孔数,即 n A 1.015 3290t2 a 0.015计算塔板上开孔区开孔率 A d 2
12o0.907o 0.907 10.08%A ta
3A Ao a
10.08%12820.129m2气体通过筛孔的气速V 1.833 V' 1.848u精 s 14.2m/s u提 s 14.33m/so A 0.129o
o A 0.129o塔有效高度精馏段Z 0.453.15m 提馏段Z 90.454.05m1 2总的有效高度为ZZ Z 7.2m1 26、筛板的流体力学计算蒸馏塔塔底温度的主要依据。气体通过每层塔板的压降为Pp
h gp L上式中液柱高度h
可按下式计算hp
hh hc L 式中hchlh
塔板本身的干板阻力ΔPC板上充气液层的静压力ΔPL液体的表面张力ΔPδ干板阻力hc计算干板阻力由如下公式计算:C0u 2 h0.051 0 c c 0
Lm提d0
51.67查干筛孔的流量系数图3c 0
u 2
14.22 806
/δd塔板孔流系数 0dh精0.051
o
L0.051
0.062m c C
0.772
2.91h提0.051uo
'2
0.05114.332
784.70.075mc C o V
0.772
3.37气体通过液层的阻力h计算l V
1.833 u精
S
1.06m/sa A A
1.860.134 T f
2.9112 12.9112F精u精 1.06
1.812
sm2a a V 根据右图查的β0.58
Fu
1/2
kgmm
1/2 h精hL l
hw
h 0.0348mow
a a V sm3 V'
1.848 u提
S
1.07m/sa A A 3.37T f3.37
1.860.134
12 112 'F提 '
1.07
1.96
sm2查的β'为0.56a a V h提'hL l
''w
'how
'0.0336m液体表面张力的阻力h计算由公式 h
4gd 计算L oh精
420.86103
0.00211m gdL o
8069.810.005h提
'
419.22103
0.001997m 'gdL o
784.79.810.005h精0.0380.03720.002110.0773mph提0.0460.03480.0019970.08276mp气体通过每层塔板的压降用公式Pp
hp
g计算LP精0.07738069.81611.5Pa700PapP0.08276784.79.81637.1Pa700Pap单板压强降符合设计要求。液面落差对于筛板塔液面落差很小,液沫夹带是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带由下式计算,即5.7106
3.2Hae Hav hL T f式中hf
2.5hL
2.50.060.15me精Ve提
5.710620.861035.7106
0.795 0.006kg液/kg气液/kg气 0.452.50.06 0.801 0.006kg液/kg气液/kg V 19.22103 0.452.50.06故在本设计中液沫夹带量e在允许范围内,设计合理。v漏液对于筛板塔,漏液点气速u
(0.0056(0.00560.13h h)L/Lv
可由式uo,min
4.4c 计算0u 精4.40.772owu 提4.40.772ow
5.16m/s(0.00560.130.372(0.00560.130.3720.00211)8062.91(0.00560.130.3483.37K
uo Kuo
14.22.75、K'uo'14.333.07u uow
5.16 uow
' 4.67故在本设计中无明显漏夜。液泛顶之后,便漫但上层塔板上去,这种现象,称为液泛(淹塔)如气速过大,便有大量液滴从泡沫层中喷出,被气体带到上一层塔板,或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时,降液管的截面便不足以使液体及时通过,于是管内液面即行升高。HdHd
HT
hw而H h hh由于板上不设进口堰,d p L dL 2h 可由式d
0.153 s 计算d lhwo0.924 h精0.1530.924 d
0.00103m、hd
提0.153 0.008824 20.9240.924
0.00881mH0.0770.03720.001030.116m(Hd
h)0.225mwH提0.0830.03480.08810.126m(H h')0.217md因H Hdd T
T whw故在本设计中不发生液泛现象7、塔板负荷性能图(液线、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成。精馏段漏液线0.13h h/LL v由u0,min
4.4c0v
2.84 L233u0,min.00560.13h02.841000ELlh23hLw w V
s,minA04.43CA
h 1000Elhowwowsmin o o整理得Vsmin
5.820.0096080.09590.0096080.0959L2s3sLsVs0.00030.5830.0010.598s0.0030.62690.0060.65780.0090.6826
值,依上试计算出v
值,计算结果列于下表雾沫夹带线当气相负荷超过此线时,雾沫夹带量过大,使塔板效率大为降低。对于精馏,eV≤0.1kg/kge=0.1kg/kgV-Lv s s5.7106
3.2
V 1.134 e a
u S
0.795m/sHv h HL T f
a A AT f
1.540.111h f L
2.5hw
h how
0.060.01050.0495m222.84 3600L22
2.84 3600L3 2ss3 2 h
1000E
0.84
0.749L3sh 1000Es
0.84
0.749L3 ow sow s3hh 0.620.04950.749L20.030690.46438L23l w ow s s2 2故h 0.1241.87Lf
3 H hT f3.2
0.2761.87L3s5.7106 e
s
0.1V 20.86103
0.2761.87L23s3整理得VLsLsVs0.00032.41830.0012.3250.0032.142460.0061.935970.0091.76278
22.49416.9L3液相负荷下限线液相负荷低于此线,就不能保证塔板上液流的均匀分布,将导致塔板效率下降。对于平直堰,取上液层高度how
0.006m作为最小液体负荷标准由下式得22.84 32h E s0.005ow 1000 Lw
0.0061000
0.84E=1,
3
0.000384smin
2.84 3600据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。液相负荷上限线降液管内停留时间过短,进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板,造成气相返混,降低塔板效率。以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得AH AHt f TLs
5s Lsmin
f 5
0.00888据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。液泛线若操作的气液负荷超过此线时,塔内将发生液泛现象,使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况,在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板,降液管内须维持一定的液层高度Hd。令H Hd T
hhw
hhhc l Lh
0.153 20.842
2 550.32L2dh h
lhw ohh
0.01985 sp c l 0.0295V
20.030690.46438L
20.00211
0.45m、
0.0495m、0.5s s3 T w0.0328
20.46438L
2 代 入3得:V
sLSVss30.00032.154990.001LSVss30.00032.154990.0012.0976s0.0031.95100.0061.67340.0091.2407s
s218655L
(HT
h)hw
h h hw ow d提馏段漏液线由u0,min
4.4c0.13h h/LL vv
22.84 L233u 0,min
s,minA0
、h ow
1000Elhw得V0.0079320.0079320.0974Ls23
A0.00560.13h2.841000El L2h3hLw wV整理得VLsVLsVs0.00030.487590.0010.50300.0030.53180.0060.56270.0090.5874
5.33雾沫夹带线当气相负荷超过此线时,雾沫夹带量过大,使塔板效率大为降低。对于精馏,eV≤0.1kg/kge=0.1kg/kgV-L5.7106
v s s3.2Hae Hav hL T f V 1.144 u S /sa A AT f
1.540.111h f L
2.5hw
h owh 0.060.02670.0333mw2s2.84 3600L3 22sh 1000E
0.84
0.749L3ow s3故h 0.083331.87L23f sH hT f
0.31671.87L3s3
3.2e 5.7106 e
0.7Vs
0.1V 19.22103
0.31671.87L23s3整理得VLsLsVs0.00032.71600.0012.6250.0032.44670.0062.24520.0092.0761
22.7916.5L3液相负荷下限线取上液层高度how
0.006m作为最小液体负荷标准0.00610002 0.84取E=1,则 L 3 0.000384smin
2.84
3600据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。7.2.4液相负荷上限线以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,得AHt f T
5s
AfHT
0.00888L smin 5s据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。7.2.6液泛线h l w
h ow
L 23h 30.620.03330.749L2 s
d lhw o L 20.020660.46438L
0.153 s 0.84s3 33.97L2s
0.0799将H 0.4m、hT
0.0333m、0.5代入(HT
h)hw
h h hw ow d得:V24.5834.57L2967.8L2S s3 sLLsVs0.00032.10350.0012.05750.0031.96270.0061.84490.0091.73372.84 3600L 23 232h E s 0.749L3ow 1000 0.84 soh 0.051uo
2 Lc C
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