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苯甲苯筛板精馏塔设计


河 西 学 院
Hexi University

化工原理课程设计

题 目: 学 院: 专 业: 学 号: 姓 名: 指导教师:

苯-甲苯筛板式精馏塔设计 化学化工学院 化学工程与工艺

2014 年 12 月 6 日

河西学院化工原理课程设计

/>目录
化工原理课程设计任务书 1.概述 .................................................................................................................................... 5 1.1 序言 .......................................................................................................................... 6 1.2 再沸器 ...................................................................................................................... 6 1.3 冷凝器 ...................................................................................................................... 6 2.方案的选择及流程说明 .................................................................................................... 7 3.塔的工艺计算 .................................................................................................................... 7 3.1 原料及塔顶塔底产品的摩尔分率 .......................................................................... 8 3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .......................................................... 8 3.3 物料衡算 .................................................................................................................. 8 4.塔板数的确定 .................................................................................................................... 8 4.1 理论塔板数 NT ......................................................................................................... 8 4.2 最小回流比及操作回流比 ...................................................................................... 9 4.3 精馏塔的气、液相负荷 .......................................................................................... 9 4.4 操作线方程 ............................................................................................................ 10 4.5 图解法求理论塔板数 ............................................................................................ 10 4.6 实际板层数 ............................................................................................................ 10 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据 .............................................................................. 10 5.1 操作压力 ................................................................................................................ 10 5.2 操作温度 ................................................................................................................ 11 5.3 平军摩尔质量 ........................................................................................................ 11
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5.4 平均密度 ................................................................................................................ 12 5.5 液体平均表面张力 ................................................................................................ 13 5.6 液体平均黏度 ........................................................................................................ 13 6.精馏塔的塔体工艺尺寸 .................................................................................................. 14 6.1 塔径 ........................................................................................................................ 14 6.2 空塔气速 ................................................................................................................ 14 6.3 实际空塔气速 ........................................................................................................ 15 6.4 精馏塔有效高度 .................................................................................................... 16 7.踏板主要工艺尺寸的设计 .............................................................................................. 16 7.1 塔板布置 ................................................................................................................ 19 7.2.塔板布置………………………………………………………………………….18 8.筛板的流体力学验算 ...................................................................................................... 20 8.1 塔板压降 ................................................................................................................ 20 8.2 液面落差 ................................................................................................................ 21 8.3 液沫夹带 ................................................................................................................ 21 8.4 漏液 ........................................................................................................................ 22 8.5 液泛 ........................................................................................................................ 22 9.塔板负荷性能图 .............................................................................................................. 23 9.1 漏液线 .................................................................................................................... 23 9.2 液沫夹带线 ............................................................................................................ 23 9.3 液相负荷下限线 .................................................................................................... 24 9.4 液相负荷上限线 .................................................................................................... 25
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9.5 液泛线 .................................................................................................................... 25 10.板式塔常见附件 ............................................................................................................ 27 10.1 进料罐线管径 ...................................................................................................... 28 11.附属设备 ........................................................................................................................ 31 11.1 塔顶空间 .............................................................................................................. 31 11.2 塔底空间. ............................................................................................................. 31 11.3 人孔 ...................................................................................................................... 31 11.4 塔高 ...................................................................................................................... 31 12.设计筛板塔的主要结果汇总: .................................................................................... 31 参考文献 ............................................................................................................................. 33 设计心得体会 .................................................................................................................... 33 成绩评定: ......................................................................................................................... 34

化工原理课程设计任务书
一、设计题目 苯-甲苯板式精馏塔设计 二、设计任务及操作条件
1.设计任务 生产能力(进料量) 80000 吨/年 操作周期 进料组成 7920 小时/年 56% (苯质量分率,下同)
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塔顶产品组成 ≥98.5% 塔底产品组成 2.操作条件 操作压力 4kPa 进料热状态 加热蒸汽 3.设备型式 4.厂址 泡点进料 低压蒸汽 筛板塔 天津 ≤1.5%

三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明 2.塔的工艺计算 3.主要设备工艺尺寸设计 ⑴.塔径塔高及板结构尺寸的确定 ⑵.塔板的流体力学校核 ⑶.塔板的负荷性能图 ⑷.总塔高总压降及接管尺寸的确定

4.辅助设备选型与计算 5.设计结果汇总 6.工艺流程图及精馏工艺条件图 7.设计评述

1.概述
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1.1 序言 化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程( 《物理化学》 , 《化工制图》等)所学知识,完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学,是理论 联系实践的桥梁,在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计,要求 更加熟悉工程设计的基本内容,掌握化工单元操作设计的主要程序及方法,锻炼和提 高学生综合运用理论知识和技能的能力, 问题分析能力, 思考问题能力, 设计能力等。 精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作,在化 工,炼油,石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下(有时加质量 剂) ,使气液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分的挥发度的不通, 使易挥发组分由液相向气相转移难挥发组分由气相向液相转移, 实现原料混合液中各 组分的分离。根据生产上的不同要求,精馏操作可以是连续的或间歇的,有些特殊的 物系还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计得题目是苯-甲苯 连续精馏板式塔的设计,即需设计一个精馏塔用来分离一会发的苯和不易挥发的甲 苯,采用连续操作方式,需设计一板式塔将其分离。 1.2 再沸器 作用:用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔,使塔内气液两相间的接触传 得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器,它是一垂直放置的管壳式换热器。液体 在自下而上通过换热器管程时部分汽化,由在壳程内的载热体供热。 1.3 冷凝器 用以将塔顶蒸气冷凝成液体,部分冷凝液作塔顶产品,其余作回流液返回塔顶, 使塔内气液两相间的接触传质得以进行,最常用的冷凝器是管壳式换热器。

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2.方案的选择及流程说明 精馏是通过多级蒸馏,使混合气液两相经多次混合接触和分离,并进行质量和热 量的传递, 使混合物中的组分达到高程度的分离, 进而得到高纯度的产品。 流程如下: 原料(丙稀和丙烷的混合液体)经进料管由精馏塔中的某一位置(进料板处)流 入塔内,开始精馏操作;当釜中的料液建立起适当液位时,再沸器进行加热,使之部 分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶,由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。 将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出,称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔 顶。回流液从塔顶沿塔流下,在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分 离。当流至塔底时,被再沸器加热部分汽化,其气相返回塔内作为气相回流,而其液 相则作为塔底产品采出。 多为分离苯—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。塔顶上升蒸汽采 用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经冷却器冷却后送至储 罐。该物系属易分离物系,最小回流比较小,取操作回流比为最小回流比的 2 倍。塔 釜采用间接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐。

图 1 筛板精馏塔操作流程图

3.塔的工艺计算
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3.1 原料及塔顶塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量: M A ? 78.11kg ? kmol?1 甲苯的摩尔质量: M B ? 92.13kg ? kmol?1
0.56 / 78.11 ? 0.600 0.56 / 78.11 ? 0.44 / 92.13 0.985 / 78.11 ? 0.987 xD = 0.985 / 78.11 ? 0.015 / 92.13 0.015 / 78.11 ? 0.018 xW = 0.015 / 78.11 ? 0.985 / 92.13 xf ?

3. 2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

M F = 0.600 ? 78.11 ? ( 1 ? 0.600) ? 92.13=83.72kg ? kmol?1 M D = 0.987 ? 78.11 ? (1 ? 0.987) ? 92.13 ? 78.29kg ? kmol?1
M W = 0.018 ? 78.11 ? (1 ? 0.018) ? 92.13 ? 91.88kg ? kmol?1
3. 3 物料衡算 原料液处理: F ?
10101.01 ? 120.65kmol ? h ?1 83.72

总物料衡算: 120.65 ? D ? W 苯物料衡算: 120.65 ? 0.6 ? 0.987 D ? 0.018W 联立解得: D ? 72.46kmol ? h?1
W ? 4 8 . 1k 9m o ? l ?1 h

4 塔板数的确定 4.1 理论塔板数 NT 苯-甲苯属理想物系,可采用图解法求理论塔板数。 绘制苯-甲苯物系的气液平衡数据 绘制 x-y 图,如下:

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表 1 苯-甲苯物系的气液平衡数据表

苯(x)

0

0.058 0.155 0.128 0.304

0.256 0.453

0.376 0.596

0.508 0.720

0.659 0.830

0.923 0.922

1 1

甲苯 (y) 0

图 2 苯-甲苯物系的气液平衡图

4.2 最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图 4-2 中对角线上,自点 e(0.6,0.6) 即为进料线(q 线) ,该线于平衡线的交点坐标为
yq = 0 . 7 8 6 x q = 0 . 6

作垂线 ed

故最小回流比为

Rm i = n

x D -yq yq -x q

?

0.987 ? 0.786 ? 1.08 0.786 ? 0.6

操作回流比为

R ? 2Rm i n= 2 . 1 6
4.3 精馏塔的气、液相负荷
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精馏段: 液相负荷: L ? RD ? 2.16 ? 72.46 ? 156.51kmol ? h ?1 气相负荷: V ? 228.97kmol ? h ?1 提馏段: 液相负荷: L' ? 156.51 ? 120.65 ? 277.16kmol ? h ?1 气相负荷: V' ? V ? 228.97kmol ? h ?1 4.4 操作线方程 精馏段操作线为
yn + = 1 R R xn ? x D ? 0.66x n ? 0.366 R ?1 R ?1

提馏段操作线方程为
ym?1 ? L ? qF W xm ? x w =1.226 xm ? 0.004 L ? qF ? W L ? qF ? W

4.5 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论板数,如图 1 所示。 求解结果为: 总理论板层数: NT ? 14.2 (包括再沸器) 进料板位置: N F ? 7 4.6 实际板层数 精馏段实际板层数: N精 =6/0.61 ? 10 提馏段实际板层数: N提 =( 14.2 ? 7)/0.61 ? 12 所以实际板层数: N实 ? N精 ? N提 ? 22 块 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据 5.1 操作压力 塔顶压力: PD ? 105.3kPa 每层塔板压降: ?P ? 0.7kPa 塔底压力: P W ? 105.3 ? 22 ? 0.7 ? 120.7kPa
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进料板压力: PF ? 105.3 ? 0.7 ?10 ? 112.3kPa 精馏段平均压力: Pm ? (105.3+112.3)/2=108.8kPa
' 提馏段平均压力: Pm ? (120.7 ?112.3) / 2 ? 116.5kPa

5.2 操作温度 5.2.1 计算方法 由内插法求
80.21 ? 80.66 t D ? 80.66 = ? t D ? 80.89 C 99 ? 97.0 98.0 ? 97.0 86.52 ? 90.11 87.63 ? t F = ? t F ? 88.82 C 进料板温度: 70 ? 55 65 ? 60 108.79 ? 109.91 t D ? 109.91 = ? t D ? 110.36 C 塔底温度: 3 ?1 1.8 ? 1 80.89 ? 88.82 ? 84.86 C 所以精馏段平均温度: t m =(t D +t F ) / 2 ? 2 t ?t 提馏段平均温度: t= F W ? 99.59 C 2

塔顶温度:

5.3 平军摩尔质量 5.3.1 塔顶平均摩尔质量 由 x D ? y1 =0.987 ,查平衡曲线(附录 1) ,得

x1 ? 0 . 9 7 1
塔顶气相平均摩尔质量为

MVDm = 0 . 9 8 ?7 7 8 ? ( .1 1-0.987 1 ) ? 92.13 78.29 = ?
塔顶液相平均摩尔质量为

1 k? g kmol

M LDm = 0 . 9 7 ?1 7 8 ? ( .1 1-0.971 1 ) ? 92.13 77.60 = ?
进料板气相平均摩尔质量为 由图知

1 k ?g kmol

yF = 0 . 7 6 9 x F = 0 . 5 7 5
1 k? g kmol

MVDm = 0 . 7 6 ?9 7 8 ? ( .1 1-0.769 1 ) ? 92.13 81.35 = ?
进料板液相平均摩尔质量为

M LDm = 0 . 5 7 ?5 7 8 ? ( .1 1-0.575 1 ) ? 92.13 84.07 = ?
同理得:

1 k? g kmol

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M VWm ? 91.88kg ? kmol?1
M LWm ? 92.02kg ? kmol?1
5.3.2 平均摩尔质量 精馏段; 气相平均摩尔质量为

(7 8 . 2? 9

81 ) . /2=79.82 35

?

k g?1 k m o l

液相平均摩尔质量为

(77.60 ? 8 4 . 0 ) 7/2=80.84
提馏段:

?1 ?k g k mol

M 'Vm ? 86.62kg ? kmol?1 M 'Lm ? 88.05kg ? kmol?1
5.4 平均密度 5.4.1 气相平均密度 由理想气体状态方程计算,即

?Vm =

Pm MVm 108.8 ? 79.82 = 2.92kg ? m?3 RTm 8.314 ? (84.86+273.15)

? 'Vm =

P'm M 'Vm =3.26kg ? m?3 ' RT m

5.4.2 液相平均密度 液相平均密度依下式计算,即

1 /?Lm = aA ? / L? Aa

B

?/

LB

塔顶液相密度的计算 由 t D ? 80.89 C ,内插法得

?A ? 8 1 4 . 0 ?k g?3 m
1

?B ? 8 0 9 . 1 ?k g?3 m

? LDm

0.985 = ? 814.0

0.015 ?3 ? ? LDm ? 8 1 3 . 9? k g m 809.1

进料板液相平均密度计算
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由 t F ? 88.82 C ,附录 2 得

? A ? 8 0 5 . 1 ?k g?3 m
进料板液相的质量分率
aA = 0 . 5 7?5

?B ? 8 0 1 . 3 ?k g?3 m

0.575 =0.540 7 8( ? .1 1-0.575 1 )? 92.13

1

? LDm

0.54 = ? 805.1

0.46 ?3 ? ? LDm ? 8 0 3 . 3? k g m 801.3

精馏段液相平均密度为

? Lm =
同理

8 1 3 .? 9 2

803.3 3 =808.6 ? k ?g m

提馏段液相平均密度为

' ?Lm ? 791.6kg ? m?3

5.5 液体平均表面张力 液体平均表面张力依下式计算,即

? Lm =? x ? i
i ?1

n

i

5.5.1 塔顶液相平均表面张力 由 t D ? 80.89 C ,附录 3 得

?A ? 2 1 . 1 6 N m ?

?1

m

?B ? 2 0 . 7 2 N m ?

?1

m

1 ?B ? 0 . 9 8? 7 2 1 .? 1 6? (1 0? . 9 8 7 ) ? 2 1 .N 5 9 ?? 21.17m

m

5.5.2 进料板液相平均表面张力 由 t F ? 88.82 C ,附录 3 得

?A ? 2 0 . 2 1

?B ? 2 0 . 7 2
?1

? LFm ? 0 . 5 7 ?5 2 0 ?. 2 ? 1 (1 ? 0.575 ? ) 2 0 .N 7 ?2
精馏段液相平均表面张力为
2 1 . 1? 7 2

20.43m

m

? Lm =

20.43 = 2 0 . 8N 0 ?m

?1

m

同理得:
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提馏段液相平均表面张力为
' ? Lm ? 19.42mN ? m?1

5.6 液体平均黏度 液体平均黏度依下式计算,即
l g? Lm = ? l gi ? x i
i ?1 n

5.6.1 塔顶液相平均黏度 由 t D ? 80.89 C ,附录 4 得

?A = 0 . 3 0 5 m ? Pa ? s B= 0 . 3 0 9 m ? Pa s
lg ?LDm =0.987 ? lg0.305+(1-0.987) ? lg0.309 ? ?LDm =0.305mPa ? s 3.6.
进料板液相平均黏度 由 t F ? 88.82 C ,附录 4 得

?A = 0 . 2 8 5 m ? P a s ?B = 0 . 2 9 0 m ? Pa s
lg ?LDm =0.575 ? lg0.285+(1-0.575) ? lg0.290 ? ?LDm =0.287mPa ? s
精馏段液相平均黏度为

?L m =

0 . 3 0? 5 2

0.287 =0.296m ? Pa s

6.精馏塔的塔体工艺尺寸 6.1 塔径 6.1.1 精馏塔的气、液相体积流速分别为
Vs = VMVm 228.97 ? 79.82 = =1.739m3 ? s ?1 3600 ?Vm 3600 ? 2.92 LM Lm 156.56 ? 80.84 = =0.0043m3 ? s ?1 3600?Lm 3600 ? 808.6

Ls =

同理得提馏段

Vs' ? 1 . 6 9m 03? ? s
6.2 空塔气速

1

3 ? L's ? 0 . 0 0 6 m 2 ? s

1

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空塔气速是指在没有塔板和液体的空塔中的流动速度, 可定性反映气流在穿越塔 板数及液层时的速度。在流量一定的条件下,空塔气速越大,则气流穿越塔板的速度 越快,塔径越小,气液两相的接触时间越短,板效率越低,所需的塔板数越多,同时 易发生过量液沫夹带等不正常操作现象;反之亦然。因此,操作空塔气速必须合理确 定。 由 u max =C

?L ? ?V ?V

C=C 20 (

?L
20

)0 . 2

C—蒸汽负荷因子, m ? s ?1

? L --液相密度,kg ?m?3

?V --气相密度,kg ?m?3
式中 C 由上式计算,其中的 C 20 由史密斯关联查图可知

Lh ?L 1 808.6 1 0.0043 ? 3600 2 ( ) =( )2 ? ( ) ? 0.0411 Vh ?V 2.92 1.739 ? 3600
取板间距 HT ? 0.4m ,板上液层高度 h L =0.06m ,则

HT ? h L = 0 . 3 4 m
6.2.1 精馏塔塔径 查史密斯关联图得,精馏段 C20 =0.073
C=C20 (

?L
20

2 )0 . =0.073 ? (

20.80 0 . 2 ) =0.0736 20
1 1 .?2 28ms

u m a x= C

? L ? ?V ?V

8 0 8 .? 6 2.92 = 0 . 0? 736 ? 2.92

取安全系数为 0.75,则空塔气速为

u = 0 . 7m 5au x

?1 =? 0.75 1.228 ?= 0 . 9 2 1m s

所以精馏塔的塔径为

D=

4Vs 4? 1 . 7 3 9 = =1 . 5 5 m ?u ? ? 0 . 9 2 1
D=1.6m

按标准塔径圆整为 6.3 实际空塔气速 塔的截面积为

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AT ?

?
4

D 2 ? 2.010m 2

实际空塔气速为
u= Vs 1 . 7 3 9 1 ? ? 0 . 8 6 5?? m s AT 2 . 0 1 0

同理得:
u' ? 1.690 ? 0.841m ? s ?1 2.010

6.4 精馏塔有效高度 6.4.1 精馏段有效高度

Z精 =(N精 -1)HT ? (10 ?1) ? 0.4 ? 3.6m
6.4.2 提馏段有效高度

Z提 =(N提 -1)HT ? (12 ?1) ? 0.4 ? 4.4m
在进料板上方开一入口,其高度为 0.7m 故精馏塔的有效高度为: Z= Z精 ? Z提 ? 0.7=8.7m 7.踏板主要工艺尺寸的设计 7.1 溢流装置 为提高传热和传质的效果,降低液面落差,减少倾向性的可能行,液体在塔 板上常采用不同的溢流方式。主要有单溢流,双溢流,阶梯溢流,u 型流等几种 形式。确切的选择方式见下表:
表 2 液体负荷与溢流类型表

塔径 /mm U 型流 1000 1400 2000 3000 4000 5000

液体流量( m 3 ? h ?1 ) 单溢流 双溢流 阶梯溢流

? 7 ? 9 ? 11 ? 11 ? 11 ? 11

? 45 ? 70 ? 90 ? 110 ? 110 ? 110
90~160 110~200 110~230 110~250 200~300 230~350 250~400
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6000

? 11

? 110

110~250

250~450

因塔径 D=1.6m ,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项设 计如下: 7.1.1 堰长 l w 是维持板上液位,保证两相接触时间的装置,一般有平堰与齿堰两种,多采平堰 取: lw =0.75D=0.75 ?1.6=1.2m 7.1.2 溢流装置高度 由: h w =h L ? hW 选用平直堰,堰上液层高度 h ow 由下式计算,即
h ow = 2.84 Lh 2 / 5 E( ) 1000 l w

近似取 E ? 1 ,则
h ow = 2.84 0.0043 ? 3600 2 / 3 ? 1? ( ) =0.017m 1000 1.2

同理得:
' how ? 0.023m

取板上清液层高度: h L ? 0.06m ? 60mm 故: h w ? 0.06 ? 0.017 ? 0.043m 同理得:
' ' ' hw ? hL ? ho 0.037 m w?

7.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af

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图 3 弓形降液管的宽度与截面积

由:

lw =0.75 D

查图手册可知

Af AT

?0.124

Wd ?0.171 D

故: Af =0.124AT ? 0.0963m2

Wd =0.171D=1.6 ? 0.171=0.165m
依下式计算液体在降液管中的停留时间,即

?=

3600 Af HT Lh

=

3600 ? 0.0963 ? 0.4 =8.96s>5s 0.043 ? 3600

? ' ? 6 . 2s1? s 5
故降液管设计合理。若不满足,则需通过加大板间距及他竟的方法解决。 7.1.4 降液管底隙高度 h0
h0 ? Lh ' 3600lwu0

' 取: u0 ? 0.70m / s

则: h0 ?

0.0043 ? 3600 ? 0.018m 3600 ?1.2 ? 0.20
18

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hw ? h0 ? 0.043 ? 0.018 ? 0.025 ? 0.006m
同理得:
' ho ? 0.025m

' ' hw ? ho ? 0.037 ? 0.025 ? 0.012m ? 0.06m

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受溢盘,深度: hw' ? 50mm 。 7.2 塔板布置 7.2.1 塔板的分块 因 1400mm ? D ? 1600mm ,故塔板采用分块式。查表 7-4 得,塔板分为 4 块。分 块式塔板即降液管区以外的部分是由若干块钢板组装而成, 装焊与塔体内壁的塔板支 撑上,塔身为焊制整体圆筒,不分节。
表 3 踏板分块参考表

塔径/mm 塔板分块数 7.2.2 边缘区的宽度

800 ~ 1200

1400 ~ 1600

1800 ~ 2000

2200 ~ 2400

3

4

5

6

开孔区面积 Ws =Ws ' ? 91mm , Wc =0.05m=50mm 7.2.3 开孔区面积 开孔区面积 Aa 按下式计算,即
Aa ? 2(x Y 2 ? X 2 ?

? r2

x sin ?1 ) 180 r

其中: x ?

D 1.6 ? (Wd ? Wd ) ? ? (0.165 ? 0.91) ? 0.544m 2 2 D 1.6 r ? ? Wc ? ? 0 . 0 5? 0 0 .m 750 2 2

故:
Aa ? 2 ( 0 . 5 5 0 02. ? 7X 50
2 2 3 . 1? 4 (0.7 5 0?) 1 0.550 ? 0.550 s i?n 180 0.750

)2

1.474 m

7.2.4 筛孔计算及排列 苯-甲苯物系无腐蚀性,可选用 ? ? 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 t 为
19

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t ? 3d0 ? 15mm
筛孔数目 n 为
n? 1.155 A0 1.155 ?1.474 ? ? 7576个 t2 0.0152

开孔率为

?=

A0 d 5 ?100% ? 0.907( 0 ) 2 ? 0.907( ) 2 ? 10.1% Aa t 0.015

气体通过筛孔的气速为
u0 ? Vs 1.739 ? ? 1 1 . 6m 8 ?? s1 A0 0 . 1 0 ?1 1 . 4 7 4

8.筛板的流体力学验算 8.1 塔板压降 8.1.1 干板阻力 hc 干板阻力 hc 由下式计算,即
u ? hc ? 0 . 0 5 10( V )( c0 ? L )

由 d0 / ? ? 5 / 3 ? 1.667 ,查手册可知, c0 ? 0.772 故: hc ? 0.051?
2.92 11.68 ?( ) ? 0.0424m 液柱 808.6 0.772

hc' ? 0 . 0 4 m 8 1 液柱
8.1.2 液体通过液层的阻力 h1 气体通过液层的阻力 h1 由下式计算,即

h1 ? ? hL
ua = Vs 1.739 1 ? ? 0 . 9 0 ?9 ? m s AT ? Af 2 . 0 1? 0 0.0963
1/ 2 2 ?. 9 8 kg1 . 5? 7 1? /1 2

F0 ? u a ?V = 0 . 9 ? 09
查手册,得 ? ? 0.56 。

(s m

)

20

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故: h1 ? ? hL ? ? (h w ? h0w ) ? 0.56 ? ? 0.043 ? 0.017? ? 0.0336m 液柱 同理得:
' ua ? 0.883m ? s ?1 2 1 / 2? F0' ? 1 . 5kg 91/( s ? m ) 1

? ' =0.54

h1' ? 0 . 0 3 2 m4 (液柱)

8.1.3 液体表面张力的阻力 h? 液体表面张力所产生的阻力按下式计算,即

h? ?

4? L 4? 2 0 . 8 ? 0 ?31 0 ? ?0 . 0 0m 2 1 液柱 ?L gd0 8 0 8 .?6 9? .81 0.005

气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算,即
hp ? hc ? h1 ? h? ? 0 . 0 8 m 1 液柱

气体通过每层塔板的压降为

?PP ? hp ? g ? 0 . 0 8 ?1 8 0?8 . 6 ?9 . 8 1 ? 0 .kPa 643
(设计允许值)
' h? ?0.002 m0 液柱

0.7

' hp ?0.08 m 3 液柱

?p' ? 0.645kPa ? 0.7kPa
8.2 液面落差

(设计允许)

对于筛板塔, 液面落差小, 切本来的塔径和液流量不大, 可忽略液面落差的影响。 8.3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算,即

eV ?

?6 5.7 ? 1 0 (

?L

ua )3 . 2 HT ? h f

hf ? 2 . 5 hL
故: eV ?
5.7 ?10?6 0.909 ( )3.2 ?3 20.80 ?10 0.4 ? 2.5 ? 0.06

? 0 . 0 1k 7g ( 液

/气 k)g ?

k 0 液 g . 1 ( 气) / k g

故在本设计中液沫夹带量 eV 在允许范围内。
21

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' 同理得: eV ? 0.016(kg液 / kg 气)? 0.1(kg液 / kg 气)

8.4 漏液 对筛板塔,漏液点气速 u0,min 可由下式计算,即

u0 , m i? C( 56 n4 . 4 0 0 . 0 0?

L

h 0 .? 1?3 h )

?L ?V

? 4 . 4? 0 . 7( 72
?6.00 m 9? s ?1

808.6 0.0 ?0 5 6 ? 0 . 1 ? 3 0) .06 0.0021 2.92

实际孔速: u0 ? 11.68m ? s?1 ? 6.009m ? s?1 稳定系数为

K?

11.68 ? ? 1.94? 1.5 u0 , m i n 6 . 0 0 9
' u0 ? 1 1 . 6m 8? ? s 1?

u0

u'0,min ? 4.327m ? s?1

9 4 . 3m ?2 ? 7s1 k ' ? 2 . 6 ?

1.5

故在本设计中无明显漏液。 8.5 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度应服从下述关系,即

H d ? ? ( HT? Hw )
苯-甲苯物系属一般无系,取 ? ? 0.5 ,则

?( H ) T? H w ?

0 . 5 (? 0.40 ? 0 . 0 4 3 ) 液柱 0.178 m

? (H'T ? H'w ) ? 0.5(0.40 ? 0.037) ? 0.182m 液柱
而: Hd ? hp ? hL ? hd 采用凹形液盘,一般不设进口堰, hd 可由下式计算,即
' 2 hd = 0 . 1 5 3 ?) 0 (u

0 ? . 1 52? 3 0.2 m

0.006

Hd ? 0 . 0 8?1

0 .? 06

0? .006 m 液柱 0.093

∴ H d ? ? (HT ? Hw )
22

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' hd ?0.00 m 6液柱

' Hd ? 0 . 0 8? 3

0 .? 006

? 0 . 0 0 6? 0 . 0m 9 5液柱 0.182

故本设计中不会发生漏液现象。 9.塔板负荷性能图 为保证设计出的筛板塔具有可操作性,这就要求有一定的可调节范围。即在保证 不发生异常现象的前提下,要允许流量在一定范围内波动。将允许的最高气量与最低 气量的比值称操作弹性。显然,操作弹性越大,则塔的课调节范围越宽,可操作性越 强。工程上规定,一设计合理的筛板塔,其操作弹性应介于 3~4 之间。 9.1 漏液线 精馏段: 由: u0,min ? 4.4C0 (0.0056 ? 0.13hL ? h?)

?L ?V

u0,min ?

Vs,min A0

hL ? hw ? how
how ?

? 2.84 Lh 2/3 L 2.84 E ( h ) 2/3 Vs,min ? 4.4C0 A0 {0.0056 ? 0.13[hW + E ( ) ] ? h? } L 1000 Lw 1000 Lw ?V

? 4.4 ? 0.772 ? 0.101?1.474 ?

{0.0056 ? 0.13[0.043+

2.84 3600 ? Ls 2/3 808.6 ?( ) ] ? 0.0021} 1000 1.2 2.92

整理得: Vs,min ? 8.42 0.0091 ? 0.077 Ls 2/3 在操作范围内,任取几个 Ls 值,依上式计算出 Vs 值,计算结果列于表表 4。
表 4 精馏段漏液线数据表

Ls , m3 ? s?1

0.002 0.876

0.003 0.891

0.004 0.905

0.005 0.917

Vs , m3 ? s ?1

由上表数据即可做出漏液线 1。 提馏段:
Vs', 0
m i n

?7.88 0.0 ?8 4

3 0 L s.' 2 0/ 7 7

23

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表 5 提馏段漏液线数据表

L' s , m3 ? s?1 V ' s , m3 ? s ?1

0.002 0.773

0.003 0.788

0.004 0.801

0.005 0.813

由上表数据即可做出漏液线 1' 。 9.2 液沫夹带线 精馏段: 以 eV ? 0.1kg液 / kg气 为限,求 VS ? LS 关系如下: 由: eV ?

5.7 ?10?6

?L

(

ua )3.2 HT ? h f

hw ? 0 . 0 4 3
h ow = 3600 Ls 2 / 3 2.84 / 3 ?1? ( ) ? 0.59 Ls 2m 1000 1.2
ow

hf ? 2 . 5 h L? 2 . 5 w ? (h

h

)

故: hf ? 0.108 ? 1.5Ls 2/3
/ 3 HT ? h f ? 0 . 4? ( 0 . 1 ? 0 8L2s1 .5?

)

2 / 3 0 ?. 2 L9 1.5 s 3

eV ?

0.523Vs 5.7 ?10?6 ( )3.2 ? 0.1 ?3 2/ 3 20.80 ?10 0.293 ? 1.5Ls

整理得: Vs ? 3.54 ?18.12Ls 2/3 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出处值,计算结果列于下表
表 6 精馏段液沫夹带数据表

Ls , m3 ? s?1 Vs , m3 ? s ?1

0.002 3.254

0.003 3.163

0.004 3.083

0.005 3.010

由上表数据即可作出液沫夹带线 5。 提馏段:
' 2 / 3 Vs' ? 3 . 6 ? 3 1 7L . s7 4

24

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表 7 提馏段液沫夹带数据表

L' s , m3 ? s?1 V ' s , m3 ? s ?1

0.002 3.348

0.003 3.261

0.004 3.183

0.005 3.111

由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 9.3 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 h ow =0.006m 作为最小液负荷标准 得: h ow =
3600 Ls 2/3 2.84 ? 1? ( ) ? 0.59 Ls 2/3 ? 0.006 1000 1.2 0.006 ?1000 0.963 ) ? 0.00103m3 ? s ?1 2/3 2.84 3600

取: E ? 1 ,则 故: Ls ,min ? (

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 9.4 液相负荷上限线 以 ? ? 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限,由式可得

??

Af H T Ls

?5

故: Ls ,min ?

Af H T Ls

?

0.0963 ? 0.40 ? 0.00770m3 ? s ?1 5

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。 9.5 液泛线 精馏段: 令: Hd ? ? (HT ? Hw ) 由: Hd ? hp ? hL ? hd

hp ? hc ? h1 ? h?

h1 ? ? hL

hL ? hw? ho w
联立得: ? HT ? (? ? ? ?1)hw ? (? ? 1)how ? hc ? h? ? hd 忽略 hc ,将 how Ls 与, hd 与 Ls , hc 与 Vs 的关系代入上式,整理得
2 ' ' 2 ' a' V ds L2/3 s ? b ? c sL ?

25

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式中: a ' ?

0.051 ?V ( ) (A0C0 )2 ? L

b' ? ? HT ? (? ? ? ?1)hw
c' ? 0.051 2 (l w h 0 )

d ' ? 2.84 ?10? 3E ( ? ? 1)(

3600 ) lw

2 / 3

将有关数据代入,得
a' ? 0.051 2.92 ( )? 0 . 0 1 3 9 2 (0.10 ? 1 1 .?4 7 4 0 . 7 7 2 ) 8 0 8 . 6

b' ? 0 . 5 ? 0 . 4? 0
c' ?

(0 ?. 5

0 ?. 5 ? 6 1) ? 0.043

0.154

0.153 ?1 2 6 . 3 4 ( 1 .? 2 0 . 02 2 9 )
3600 ) 1.2
2 / 3

d ' ? 2.84 ?10? 3?1(0.56 ? 1)(

? 0.923

故: 0.0206Vs 2 ? 0.154 ?126.34Ls 2 ? 0.923Ls 2/3 或: Vs 2 ? 11.44 ? 9089Ls 2 ? 66.40Ls 2/3 在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值,计算结果列于下表:
表 8 精馏段液泛线数据表

Ls , m3 ? s?1
Vs m3 ? s ?1

0.002 3.217

0.003 3.157

0.004 3.102

0.005 3.045

由上表数据即可作出液泛线 5。 提馏段:
' 2 V 's 2 ? 1 0 . 1 ? 9 106 Ls9 2 ? ' 2 / 3 5 L7 s .23

表 9 提馏段液泛线数据表

L' s , m3 ? s?1

0.002 3.040

0.003 2.984

0.004 2.929

0.005 2.872
26

V 's m3 ? s?1

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由上表数据即可作出液泛线 5 ' 。 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图,如图 4 所示。

图 4 精馏段负荷性能

查该图得

Vs,max ? 2.910m3 ? s?1 Vs,min ? 0.834m3 ? s?1
故操作弹性为

Vs , m i n 2 . 9 1 0 ? ?3. 489 Vs , m a x 0 . 8 3 4

27

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图 5 提馏段负荷性能图

查该图得

V 's, m a ? 03? ? s x 2 . 6 2m V 's, m i ? 93? ? s n 0 . 7 6m
故操作弹性为

1

1

V 's, m i n ?3. 41 V 's, m a x
10.板式塔常见附件 10.1 进料罐线管径 选择原料液流速:
u?0.8 m? ? s1

管直径: d F ?

4lF / 3600 4 ?12.57 / 3600 ? ? 0.0745m ? uF 3.14 ? 0.8

查表取 ? 76 ? 4mm 10.1.1 回流管
28

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采用直管回流管,取 1.6 m ? s?1 , d R ? 查表取 ? 76 ? 4mm 10.1.2 釜液出料管: 体积流率: Lw ?
WM

4ls 4 ? 0.0043 ? ? 0.058m ? uR 3.14 ?1.6

?m

?

48.19 ? 91.88 ? 5.66m3 ? h?1 781.25

取管内流速为: uw ? 0.8m ? s ?1 ,直径为:

dw ?

4lw / 3 6 0 0 2 2 . 6 4 / 3 6 0 0 ? ? 0 . 0m 5 ? uw 3 . 1? 4 0.8

查表取 ? 57 ? 3.5mm 10.1.3 塔顶蒸汽出料管 体积流量: Vs ? 1.739m3 ? s?1 取管内流速: u ? 15m ? s ?1 ,则

d?

4Vs 4? 1 . 7 3 9 ? ? 0 . 3m 8 ? uF 3 . 1? 4 15

查表取 ? 456 ?12mm 10.1.4 加热管 体积流量: Vs ' ? 1.72m3 ? s ?1 取管内流速为: u ? 13m ? s ?1
4V ' s 4? 1 . 7 2 d? ? ? 0 . 4m 1 ? uF 3 . 1? 4 13

查表取 ? 456 ?12mm 10.1.5 冷凝器 则: ?t1 ? tD ? t1 ? 80.89 ? 20 ? 60.89 C

?t2 ? tD ? t2 ? 80.89 ? 30 ? 50.89 C

29

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?tm ?

?t1 ? ?t2 10 ? ? 55.74 C ln(?t1 / ?t2 ) ln(60.89 / 50.89)

由: tD ? 80.89 C 得: ? 苯 =393.42KJ ? kg?1 又气体流量: Vs ? 1.739m3 ? s?1 塔顶被冷凝量: q ? V ?Vm ? 1.739 ? 2.92 ? 5.077kg ? s?1 冷凝的热量: Q ? q? 苯 =5.077 ? 393.42=1997.39kg ? s?1
?1 联传热系数: K=600W(m2 k)

则传热面积: A=

Q 1997.39 ?103 = =59.72m2 K △tm 600 ? 55.74
Q 1997.39 = =41.35kg ? s ?1 C P(t1 -t2 ) 4.83 ?10

冷凝水流量: W= 10.1.6 再沸器

塔底温度 tw ? 110.36 C 用 t0 ? 135 C 的蒸汽,釜液出口温度 t1 ? 112 C 则: ?t1 ? t0 ? tW ? 135 ?110.36 ? 24.64 C

?t1 ? t0 ? t1 1 ?3 5 ? 1 1 2 ? 2C 3
?tm ? ?t1 ? ?t2 24.64 ? 23 ? ? 23.81 C ln(?t1 / ?t2 ) ln(24.64 / 23)

由 tw ? 110.36 C 查液体比热汽化共线图得 ? 苯 =370.25KJ ? kg?1 又气体流量: Vs ' ? 1.72m3 ? s ?1 塔顶被冷凝量: q ? Vs ' ?Vm ? 1.72 ? 3.2 ? 5.504kg ? s?1 冷凝的热量: Q ? q? 苯 =5.504 ? 370.25=2037.856kg ? s?1
?1 取传热系数: K=600W(m2 ??C)

Q 2037.856 ?103 则传热面积: A= = =142.64m2 K △tm 600 ? 23.81
30

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加热蒸汽量: W= 11.附属设备

Q 2037.856 = =18.34kg ? s?1 C P(t0 -t1 ) 4.83 ? 23

板式塔内装有塔板降液管各物流的进出口管及人孔(手孔)基座除沫器 附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外,其他处根据需要决定其间距。 11.1 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降,此段 远高于板间距(甚至高出一倍以上) ,本塔塔顶空间取:

H D ? 0 .m 8
11.2 塔底空间. 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值有以下两个因素决定。 ①塔底驻液空间依贮存液量停留 3~5min 或更长时间而定。 ②塔底页面至最下层塔板之间有 1~2m 的间距,大塔可大于此值。本塔取:

HB ?
11.3 人孔

tls' ? 60 ? Vs ' 5 ? 60 ? 0.0085 ? 1.72 ? 1.2 ? ? 1.2 ? 1.61m AT 2.01

一般每隔 6~8 层塔板设计一人孔。设孔处的板间距等于或大于 600mm, 人孔直径一般为 450~500mm,其伸出塔体的筒体长为 200~250mm,人孔中心距操 作平台约 800~1200mm。本塔每 7 块塔板设一人孔,共三个,即:

np ? 3
11.4 塔高

H1 ? HT N ? 3? 0.9 ? 10.3m

H? H ?封 H ?顶H 1 ? H B ? H 裙
?1 0 . 3 ? 1.6 ?1 1 ?. 5 ?1 4 . 6 5 m 0 ?. 4 4 0.8

12.设计筛板塔的主要结果汇总: 序号 1 项目 平均温度 tm / C 数值 84.86
31

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2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33

平均压力 Pm / kpa 气相流量 Vs / (m3 ? s?1 ) 液相流量 Ls / (m3 ? s?1 ) 实际塔板数 块 塔的有效高度 Z/ m 塔径 m 板间距 m 溢流形式 降液管形式 堰长 m 堰高 m 板上液层高度 m 堰上液层高度 m 降液管底隙高度 m 安定区宽度 m 边缘区宽度 m 开孔区面积 m 2 筛孔数目 (个) 孔中心距 m 开孔率 % 空塔气速 m ? s ?1 筛孔气速 m ? s ?1 稳定系数 单板压强 kPa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带 eV (kg液 / kg气) 气相负荷上限 (m3 ? s?1 ) 气相负荷下限 (m3 ? s?1 ) 弓形降液管 Wd / m 弓形降液管截面积 A f m 2 精馏段操作弹性

108.8 1.739 0.0043 22 8.7 1.6 0.4 单溢流 弓形管 1.2 0.043 0.06 0.017 0.029 0.091 0.050 1.474 7567 0.015 10.1 0.865 11.68 1.94 0.643 液泛控制 漏液控制 0.017 2.91 0.834 0.165 0.0963 3.489
32

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34 参考文献

提馏段操作弹性

3.410

[1]夏清,贾绍义· 化工原理第二版(上册和下册)[M]· 天津大学出版社,2012 [2]马江权,冷一欣· 化工原理课程设计第二版[M]· 中国石油出版社,2011 [3]潘红良· 过程设备与机械基础· 华东理工出版社,2006 [4]刘光启,马连湘,刘杰· 化学化工物性手册(有机卷)· 化学工业出版社,2002 设计评价 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯-甲苯物系的分离 的筛板式连续精馏塔设备。通过近两周的团队努力,反经过复杂的计算和优化,我们 三人组终于设计出一套较为完善的筛板式连续精馏塔设备。 其各项操作性能指标均能 符合工艺生产技术要求,而且操作弹性大,生产能力强,达到了预期的目 的。 通过这次课程设计我经历并学到了很多知识,熟悉了大量课程内容,懂得了许 多做事方法,可谓是我从中受益匪浅,我想这也许就是这门课程的最初本意。从接到 课题并完成分组的那一刻起我们就立志要尽最大努力把它做全做好。首先,我们去图 书馆借阅了大量有关书籍,并从设计书上了解熟悉了设计的流程和方法。通过查阅资 料我们从对设计一无所知变得初晓门路, 而进一步的学习和讨论使我们使我们具备了 完成设计的知识和方法,这使我们对设计有了极大的信心,我们确定了设计方案和具 体流程及设计时间表,然后就进入了正是的设计工作当中。 万事开头难,除了最小回流我们从最简单的物料衡算开始,把设计题目中的操作 条件转化为化工原理课程物料衡算相关的变量最终把物料衡算正确的计算出来。 然后 是回流比的确定,我们应用分离工程中的计算式出了最小回流比,然 后通过分析确 定了放大倍数求出了实际回流比。 同样理论塔板数的计算也是通过复杂但有序的计算 得出。 接下来塔的工艺尺寸计算,筛板流体力学验算,塔板负荷性能图计算等一个接一 个的被我们拿下,当然这一路下来并不是一帆风顺的。在验算漏液时我们发现得出的 验算值小于规定值,这一下打乱了我们的行进步骤。通过讨论分析,我们整理出可能 几条导致这一问题原因, 在对这几个因素逐一分析后我们把目标转向了最大的“疑犯” 筛板孔心距。原来是我们把孔心距取值取得偏小了,因为我们这个塔的生产能力比较
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大,太小的孔心距会导致板上液层压力大于板下气流产生的压力就会导致漏液的产 生。在重新取了一个稍大的孔心距后通过验算漏液问题得到顺利解决。 塔的设计工作按计划完成后我们开始整理草稿并装订成本, 为下一步的文档编辑 做好准备。 文档的编辑我们是分工完成的, 我负责论文主体部分的前半部的编辑工作, 这个工作虽然不是很费神但也不能小视,因为里面涉及到大量公式和函数的输入,为 此我专门下载了公式编辑器配合我的编辑工作。最后我们三人合理完成了文本的编 辑。 这次历时近两周的的课程设计使我们把平时所学的理论知识运用到实践中, 使我 们对书本上所学理论知识有了进一步的理解, 也使我们自主学习了新的知识并在设计 中加以应用。此次课程设计也给我们提供了很大的发挥空间,我们积极发挥主观能动 性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据和标准,确定设计方案。 通过这次课程设计提高了我们的认识问题、 分析问题、 解决问题的能力。 更重要的是, 该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神,组员之间紧密协作,相互配合的能力, 才可能在有限的时间内设计出合理的设计方案。总之,这次课程设计不仅锻炼了我们 应用所学知识来分析解决问题的能力, 也提高了我们自学, 检索资料和协作的技能。 最后,我们还要感谢邱老师在这次课程设计中给予我们的敦促和指导工作。对于设计 中我们问题遇到的问题她给予了我们认真明确耐心的指导, 这极大的鼓励了我们完成 设计的决心,因此,我们要再次感谢老师和班级同学给予的帮助。

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综合成绩评定表: 答辩组成员: 答辩记录:

记录人: 指导教师评语:

成绩评定:
学号 姓名 组员互评 10% 组长评分 15% 论文成绩 40% 答辩成绩 35% 总评成绩

指导教师: 年 月 日

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