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填料塔塔径的圆整值是多少？
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规整填料每块填料的高度有多少？100mm?200mm？
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250Y的填料一般是150mm和200mm高吧
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精馏塔塔高塔径有标准吗？
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精馏塔塔高有统一标准吗？比如我计算出来塔径5.9m。我要选多大的塔？有相应的型号吗？
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精馏塔高是非标的，没有统一的标准或型号，不过从制造方面来说，塔板或填料高需圆整的，而总塔高可以考虑凑成一定整数或考虑平台、裙座高等的维修或操作等而进行适当的调整。
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根据计算应该是有一个相应的塔高，选取一个整数进行制作就好
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精馏塔规格 学过化工原理的进精馏塔规格 我算出来的精馏段塔径是2.53米.问一下圆整后应该是多少,空塔气速是多少15小时内回答无
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仅给你方法,数据自己算啊!精馏是根据各种物质挥发性的差异对一个多组分溶液进行分离的方fa,是一种最具代表性的传播质单元操作．精馏可集中在精馏塔中进行,了为达到对某一多组分溶液的分离要求,精馏塔需要安装一定数量的塔板,以及根据原料的组成和进料状态确定进料板．计算精馏塔中某一分离过程的理论塔板数的方fa通常有逐板计算fa、理论板图解fa和理论塔板简捷计算fa．1 逐板计算fa逐板计算fa,就是利用物料的气一液相平衡关系和操作线方程联立得到提馏段和精馏段的方程,然后利用精馏的方程由塔顶馏出液液相组成开始,逐板算出精馏段各块塔板的液相组成,同时将X+ 1与X (同口线方程联立操作线方程所确定)比较,确定进料板位置；进料板位置确定以后,改用提馏段的迭代方程求算提馏段各块塔板的液相组成,直至X 小于X 为止, 即为该分离操作所需的理论塔板数．假定精馏的原料F,X,进料的温度丁,压力P,分离要求.、z ,回流比R,以及操作压力条件下,即可进行精馏塔设计,由物料衡算方fa确定采出量D、W 以及口.已知体系操作范围内地平均相对挥发度口,于是则有精馏段操作线方程提馏段操作线方程一体系相平衡关系— F T1．1 精馏段的计算当塔顶蒸气全部被冷凝时,则有： 一z.由于冷凝器全凝,无分离能力,不计为理论板,则以塔顶计xuexicn.com第一块理论板．因.由工艺所规定,故Y.为已知．由平衡关系计算与Y.呈相平衡的液相组成.通过.采用精馏段操作线方程计算来自第二板蒸气的组成Yz与此类推,交替使相平衡与物料平衡关系,计算精馏两相的组成．1．2 进料板的计算当精馏段逐板计算到液相组成即.时,物料衡算关系应换为提馏段操作方程．将 此更换物料衡算关系式的理论板,作为进料板为宜,即最佳进料位置．1．3 提馏段的计算交替使用相平衡及物料平衡关系,逐级计算提馏段的组成分布,计算的液相组成略低于或等于时,即可结束计算．计算中采用平衡关系的次数即塔满足分离要求所需的理论板数N．由于再沸器存在部分化,具有分离能力,相当一块理论板．迭代计算fa可用如下框图表示：本文以苯一甲苯二组分溶液例常压下用连续精馏塔分离含苯44 的苯一甲苯混合物．进料为泡点液体,进料流率取100kmol／h为计算基准．要求馏出液中含苯不小于94 ．釜液中含苯不大于8 (以上均为摩尔百分率)．设该物系为理想深液．相对挥发度为2．47．塔顶设全凝器,泡点回流,选用的回流比为3．试计算精馏塔两端产品的流率及所需的理论塔板数．解由全塔物料衡算：F= D+WFXF= DXD+ WX将已知值代入,可解得D 一41．86kmol／h W = 58．14kmol／h精馏段操作方程为· 一+即3, .= z + 一o．75x．+ o．235提馏段操作方程为, = } 一又L= RD = 3×41．86= 125．86kmol／h泡点液体进料时q= 1,故提馏段操作方程为xuexicn.com相平衡方程为一rF T或一一一对于泡点进料,X.一XF= 0．44设由塔顶开始计算,第1块板上升及汽组成.一.=0．94．第1块板下降液体组成.由相平衡方程式(iii)计算： 第2板上升蒸汽组成Y2由精馏段操作方程(i)计算：Y2— 0．75×0．5— 0．8829第2板下降液体组成.由相平衡方程(iii)计算,可得z一0．7532如此逐级往下计算,可得Y3— 0．8 3— 0．6184— 0．6985 3— 0．484Y5— 0．598 3— 0．376因.< .一0．44,故第5板为进料板；习惯上,将进料板包括在提馏段内,故精馏段有4块理论塔板．自第5块开始,应改用提馏段操作方程式(ii)由求下一板上升蒸汽组成故Y6— 1_6—0．0278— 0．4787第6板下降液体组成th~(iii)计算：X 一= 一0．271 如此继续计算,可得y7— 0．3373 z7— 0．1709Y8— 02024 z8— 0．09316Y9— 0．0977 z9— 0．042因Y.< 一0．08,故所求的总塔板数为9块(包括釜)．2 理论板图解fa理论板图解fa是一种采用绘图求解塔板数的方fa,具体的解题步骤如下：(1)在直角坐标中绘出体系相平衡曲线z～ Y,(2)连接对角线,绘出精馏段操作线且精馏段操作线通过D(x.,z.),C(O, )两点·(3)由q线方程—r z一绘出q线且经过F(Xf~5of),G(0,等)两点．(4)绘出精馏操作线并交q线方程于Q点．(5)绘出提馏段操作线且通过b~x , )Q( ,y )点．(6)因y 一z.所以从塔顶D 点开始作水平线交平衡曲线于1,求得呈现平衡的液相相成z ,再由1点作垂线交精馏段操作线于1 点,求得第二板蒸气组成Yz,如fa在平衡线与精馏段操作线之间作梯级,当求得z z.时,应由精馏更换提馏的操作线,即在平衡线与提馏段操作线之间作梯级,当求得液相组成z 时结束．此时梯级数N(含再沸器)为所求的理论塔板数N,跨过两操作线交点的板为最佳进料板N ．上述例题变可在—Y图上利用图解fa进行计算．首先,作得物系在操作压力下的平衡曲线和给定条件下的两条操作线如图所示．由于Y 一.,可在对角线上确定点D(xo, o),然后从D点出发,在平衡线与精馏段操作线之间作梯级．当获得< 时,则在平衡线与提馏段操作线间作梯级至< ,获得总理论板数为N 一9(含再沸器),进料位置为第5板N,一5,和前逐板计算结果相同．显然,上述图解过程也可从表示塔底的点w 出发一进行．3 理论塔板简捷计算方fa在实际生产过程中我们将许多不同精馏塔的回流比、最小回流比、理论板数及最小理论板数即R、Rmin、N、Nmin四个参数进行定量的研究得出四个参数的关系式,并用此式绘制成图称为吉利兰图(Gillilad)(图略),关系式如下：-o．75『一c 鲁.66.]简捷fa具体步骤：(1)根据精馏给定条件计算R(2)由Fenske方程及给定条件计算NN 一logI(1 X~x,o)／(1 X --~x)7． F n k 方程(3)计算一／P二(4)由吉利兰图求-解． I- ]Y值,并解得理论板数N 一(N及Nm 竹均含再沸器理论板)．采用简捷fa也可估算精馏塔精馏段及提馏段理论塔板数或进料位置．如果计算精馏段理论塔板数,则求精馏段最少理论板数N,擅, 由进料组成z,代替,a为精馏段平均相对挥发度a ,按以上步骤求得精馏段理论板数N 一N— 1．同理,求得提馏段理论板数N ．4 结束语在以上三种计算方fa中我们经常采用逐板计算fa．它比图解fa具有概念清晰、计算准确的特点,且能避免图解fa在塔板数较多时误差过大的缺点．用逐板计算fa求算理论塔板数,我们也可以采用EX—CEL软件简化计算．总之作为一名专业人员我们应该在不同的情况下熟练应用每一种方fa．
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塔径15m的吸收塔。
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最近设计了一套醇胺吸收CO2的设备。由于烟气量较大。最后计算结果为吸收塔直径15m。塔高30m。请问各位有经验的专家该塔是否可行？
发起有意义的议题
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我想你應該用多塔並聯才好
吸收塔直径15m,第一次聽到
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& & 那吸收塔的直径一般都在多少那？我设计的都在2-5m。请教你设计过最大的是多少？
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& & 比3.6m小
因為加板或填充材,所以直徑不大
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我们是专门做塔设备和精馏工艺的。还真没听过直径15m的塔，3m以上的都是大塔了。塔太大了，液体的不均匀流动会变的很严重，即时使用最好的高效导向筛板和规整填料都不能保证活塞流。建议改为多塔，可以把你的气液负荷给出来，大家讨论以下
同意你的观点
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太大了。这么大的塔径，液体分布会很不均匀，而且15米塔径，才30米高！
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建议多套并联，多级吸收
又高又大，不经济不合理效率差，没有一点好处
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最近设计了一套醇胺吸收CO2的设备。由于烟气量较大。最后计算结果为吸收塔直径15m。塔高30m。请问各位有经验 ...
mg8868 发表于
这么大的塔径，只有电厂烟气脱硫FGD装置中才有，15m直径的塔器对应的烟气量~200万m3/h，流速~3m/s，至于可靠与否，这点不用怀疑，大型电厂，如600 MW机组的FGD吸收塔直径大多都超过12m，总高40~70m，但一般FGD的吸收塔多为喷淋空塔，空塔气速较高，因为采用喷嘴大面积覆盖喷淋的方式，所以几乎不存在液体分布的问题。
据本人所知，还没有哪个600 MW的电厂敢于采用醇胺吸收烟气中低浓度CO2的工艺回收CO2，因为那样的工艺会造成CO2解吸能耗很高，电厂对能耗很敏感，不会采用这样的工艺。
电厂烟气中低浓度CO2的回收是难度很大的工艺，因其烟气量巨大，故而难不在技术，而在于用较低的成本达到回收CO2的目的。楼主在做这方面的工作？
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& & 恩。刚入行。学习学习！
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吸收塔直径15m,第一次聽到
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