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化工原理课程设计苯甲苯的分离


化工原理课程设计

–––––板式精馏塔的设计

姓名 班级 学号 指导老师

单素民 1114071 111407102 刘丽华

河南城建学院

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, 是理论联系实际的桥梁,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,计算能力等。

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 挥发度的不同,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采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法 进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计,即需设计一个精 馏塔用来分离易挥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。

目录

一、化工原理课程设计任书……………………………………………3
二、设计计算…………………………………………………………………3

1.设计方案的确定…………………………………………………3 2.精馏塔的物料衡算………………………………………………3 3.塔板数的确定……………………………………………………4 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算………………… 8 5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………………… 10
6.塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………… 11

7.筛板的流体力学验算………………………………………………13

8.塔板负荷性能图……………………………………………………15

9.接管尺寸确定……………………………………………………30

二、个人总结…………………………………………………………… 32

参考书目………………………………………………………………33 三、

(一)化工原理课程设计任务书 化工原理课程设计任务书 板式精馏塔设计任务书 一、 设计题目: 设计分离苯―甲苯连续精馏筛板塔 二、设计任务及操作条件 1、 设计任务: 物料处理量: 7 万吨/年 进料组成 : 37% 苯,苯-甲苯常温混合溶液 (质量分率,下同) 分离要求: 塔顶产品组成苯 ≥95% 塔底产品组成苯 ≤6% 2、 操作条件 平均操作压力 : 101.3 kPa 平均操作温度:94℃ 回流比: 自 选 单板压降: <=0.9 kPa 工时: 年开工时数 7200 小时 化工原理课程设计 三、设计方法和步骤: 1、设计方案简介 根据设计任务书所提供的条件和要求,通过对现有资料的分析对比,选 定适宜的流程方案和设备类型,初步确定工艺流程。对选定的工艺流程,主要设 备的形式进行简要的论述。 2、主要设备工艺尺寸设计计算 (1)收集基础数据 (2)工艺流程的选择 (3)做全塔的物料衡算 (4)确定操作条件 (5)确定回流比 (6)理论板数与实际板数 (7)确定冷凝器与再沸器的热负荷 (8)初估冷凝器与再沸器的传热面积 (9)塔径计算及板间距确定

(10)堰及降液管的设计 (11)塔板布置及筛板塔的主要结构参数 (12)塔的水力学计算 (13)塔板的负荷性能图 (14)塔盘结构 (15)塔高 (16)精馏塔接管尺寸计算 3、典型辅助设备选型与计算(略) 包括典型辅助设备(换热器及流体输送机械)的主要工艺尺寸计算和设备型 号规格的选定。 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6、设计评述 四、参考资料 《化工原理课程设计》天津大学化工原理教研室,柴诚敬 刘国维 李阿娜 编; 《化工原理》 (第三版)化学工业出版社,谭天恩 窦梅 周明华 等编; 《化工容器及设备简明设计手册》化学工业出版社,贺匡国编; 《化学工程手册》上卷 化学工业出版社,化工部第六设计院编; 《常用化工单元设备的设计》 华东理工出版社。

二、设计计算 1.设计方案的选定及基础数据的搜集 1.设计方案的选定及基础数据的搜集 设计方案的选定
本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求,可以在常 压下操作。 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人精馏塔内。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至塔内, 其余部分经产品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,故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔 底设置再沸器采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过 程的原理是多次进行部分汽化和冷凝,热效率比较低,但塔顶冷凝器放出的热量 很多,但其能量品位较低,不能直接用于塔釜的热源,在本次设计中设计把其热 量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一,充分利用了能量。 塔板的类型为筛板塔精馏,筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔,孔径一 般为 3~8mm, 筛孔在塔板上作正三角形排列。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备, 它的主要优点有: (1) 结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的 60%,为浮阀塔 的 80%左右。 (2) 处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加 10~15%。 (3) 塔板效率高,比泡罩塔高 15%左右。 (4) 压降较低,每板压力比泡罩塔约低 30%左右。 筛板塔的缺点是: (1) 塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。 (2) 操作弹性较小(约 2~3)。 (3) 小孔筛板容易堵塞。

下图是板式塔的简略图

表 1 苯和甲苯的物理性质 项目 苯A 甲苯 B 温度 C
0

分子式 C 6H 6 C6H5—CH3 80.1 101.33 40.0
0

分子量 M 78.11 92.13 85 116.9 46.0

沸点(℃) 80.1 110.6 90 135.5 54.0 95 155.7 63.3

临界温度 t(℃) C 288.5 318.57 100 179.2 74.3 105

临界压强 PC (kPa) 6833.4 4107.7 110.6 240.0

表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

PA ,kPa PB ,kPa
0

0

204.2 86.0

常温下苯—甲苯气液平衡数据([2]: 表 3 常温下苯—甲苯气液平衡数据([2]: P8 例 1—1 附表 2) 温度 C 液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 温度 苯,mN/m 80.1 1.000 85 0.780 90 0.581 95 0.412 100 0.258 0.456 105 0.130 0.262 120 16.2 110.6 0 0

1.000 0.900 0.777 0.630 纯组分的表面张力([1] ([1]: 表 4 纯组分的表面张力([1]: P378 附录图 7) 90 20 100 18.8 110 17.5

80 21.2

甲苯,Mn/m 温度(℃) 苯,kg/ m
3

21.7 20.6 19.5 18.4 组分的液相密度([1] ([1]: 表 5 组分的液相密度([1]: P382 附录图 8) 80 814
3

17.3 120 763 768 120 0.215 0.228

90 805

100 791

110 778 780 110 0.233 0.254

甲苯,kg/ m

809 80 0.308

801 791 [1]: 表 6 液体粘度 ? L ([1]: P365 ) 90 0.279 0.286 100 0.255 0.264

温度(℃) 苯(mP a .s)

甲苯(mP a .s) 0.311

表 7 常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度 t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0

气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0

2 精馏塔的物料衡算

(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量
xF = 0.37 / 78.11 = 0.409 0.37 / 78.11 + 0.63 / 92.13
0.97 78.11 = 0.957 0.95 78.11 + 0.05 92.13 0.06 78.11 = 0.007 0.06 78.11 + 0.94 92.13

xD =

xW =

(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F = 0.409 × 78.11 + 0.591× 92.13 = 86.39 kg kmol M D = 0.957 × 78.11 + 0.043 × 92.13 = 78.71 kg kmol M W = 0.070 × 78.11 + 0.930 × 92.13 = 91.96 kg kmol (3)物料衡算
70000000 = 121.54 kmol h 86.39 *7200 总物料衡算 121.54=D+W 苯物料衡算 121.54×0.409=0.957D+0.070 W 联立解得 D=42.99 kmol/h W=69.55 kmol/h 式中 F------原料液流量 D------塔顶产品量 W------塔底产品量

原料处理量 F =

3 塔板数的确定 (1)理论板层数 NT 的求取

苯一甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据,绘出 x ~y 图,见下图

②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上,自点 e(0.409,0.409)作垂线 ef 即为进料线(q 线),该线与平衡线的交点坐标为
yq =0.567 , xq =0.346

故最小回流比为 Rmin =

xD ? y q y q ? xq

=

0.957 ? 0.567 = 1.46 0.567 ? 0.346

取操作回流比为 R = 2 Rmin = 2.92 ③求精馏塔的气、液相负荷
L = R × D = 2.92 × 42.99 = 125.53 kmol h

V = ( R + 1) D = 3.92 × 42.99 = 168.52 kmol h
V ' = ( R + 1) D ? (1 ? q ) F = (2.92 + 1) × 42.99 = 168.52kmol / h (泡点进料:q=1) L' = RD + qF = 2.92 × 42.99 + 1× 121.53 = 238.06kmol / h

④求操作线方程 精馏段操作线方程为

R x xn + D = 0.749 xn + 0.2442 R +1 R +1 提馏段操作线方程为 yn +1 =

ym +1 =

L' W x ? ' xw = 1.412 xm ? 0.092 ' m V V

(2)逐板法求理论板 又根据 Rmin =

1 xD α(1 ? xd ) [ ? ] 1? xf α ? 1 xF

可解得

α =2.475

相平衡方程 y =

αx 2.475 x = 1 + (α ? 1) x 1 + 1.475 x

y1 = xD = 0.957

x1 =

y1 y1 = =0.901 y1 + α (1 ? y1 ) y1 + 2.475(1 ? y1 )

x R x1 + d R +1 R +1 = 0.745 x1 + 0.2442 = 0.915 y2 =

x2 =

y2 = 0.813 y2 + 2.475(1 ? y2 )

y3 = 0.745 x2 + 0.2442 = 0.850

x3 =

y3 = 0.696 y3 + 2.475(1 ? y3 )

y4 = 0.745 x3 + 0.2442 = 0.763

x4 =

y4 = 0.565 y4 + 2.475(1 ? y4 )

y5 = 0.745 x4 + 0.2442 = 0.665

x5 =

y5 = 0.420 y5 + 2.475(1 ? y5 )

y6 = 0.745 x5 + 0.2442 = 0.557

x6 =

y6 = 0.337 y6 + 2.475(1 ? y6 )

因为 x6 < x f

精馏段理论板 n=5

x1' = x6 = 0.337

' y2 = 1.412 x '1 ? 0.029 = 0.447

' x2 =

y '2 y 2 + 2.475(1 ? y 2 )
' '

= 0.246

' y3 = 1.412 x '2 ? 0.029 = 0.318

x =
' 3

y 3' y 3 + 2.475(1 ? y 3 )
' '

= 0.159

' y4 = 1.4334 x '3 ? 0.033 = 0.195

x =
' 4

y '4 y 4 + 2.475(1 ? y 4 )
' '

= 0.089

' y5 = 1.412 x '4 ? 0.029 = 0.097

x =
' 5

y 5' y 5' + 2.475(1 ? y 5' )

= 0.042 < xw

所以提留段理论板 n=4

全塔效率的计算(查表得各组分黏度 ?1 =0.269, ?2 =0.277)
?m = xF ?1 + (1 ? xF ) ?2 = 0.409 × 0.269 + (1 ? 0.409) × 0.277 = 0.274
ET = 0.17 ? 0.616 lg ? m = 0.17 ? 0.616 lg 0.274 ≈ 52%

捷算法求理论板数
1 ? xW x N min = 1/ ln α m {ln[( D )( )]} ? 1 = 9.898 ? 1 = 8.898 1 ? xD xW
由公式 Y = 0.545827 ? 0.591422 X + 0.002743 / X

X=

R ? Rmin 2.92 ? 1.46 = = 0.374 R +1 3.92

代入 Y=0.488 由

N ? N min = 0.3165, N = 10 N +2

x 1 ? xF N min,1 = 1/ ln α1{ln[( D )( )]} ? 1 = 4.925 ≈ 5 1 ? xD xF

0.974 1 ? 0.24 = 1.14 ln[( )( )] ? 1 = 4.44 ≈ 5 1 ? 0.974 0.24

精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 进料板在第 11 块板

5/0.52=9.6 ≈ 10, 4/0.52=7.69≈8

4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

(1)操作压力计算 塔顶操作压力 PD = 93.2 kPa

塔底操作压力 Pw =109.4 kPa 每层塔板压降 △P=0.9 kPa 进料板压力 PF =93.2+0.9×10=102.2kPa 精馏段平均压力 P m =(93.2+102.2)/2=97.7 kPa 提馏段平均压力 P m =(109.4+102.2)/2 =105.8 kPa (2)操作温度计算 依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度,其中苯、甲苯的饱和蒸 气压由 安托尼方程计算,计算过程略。计算结果如下: 塔顶温度 tw =82.7℃ 进料板温度 t F =94.2℃

塔底温度 tw =105.1℃

精馏段平均温度 tm =( 82.7+94.2)/2 = 88.5℃

提馏段平均温度 tm =(94.2+105.1)/2 =99.7℃ (3)平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.957,代入相平衡方程得 x1=0.901
M L , Dm = 0.901× 78.11 + (1 ? 0.901) × 92.13 = 79.50 kg kmol M V , Dm = 0.957 × 78.11 + (1 ? 0.957) × 92.13 = 78.71 kg kmol

进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法,得 yF =0.622, xF =0.399 M V , F , m = 0.632 × 78.11 + (1 ? 0.368) × 92.13 = 83.27 kg kmol M L , Fm = 0.409 × 78.11 + (1 ? 0.409) × 92.13 = 90.08 kg kmol 塔底平均摩尔质量计算 由 xw=0.070,由相平衡方程,得 yw=0.157 M V ,Wm = 0.157 × 78.11 + (1 ? 0.157) × 92.13 = 86.60 kg kmol M L , wm = 0.070 × 78.11 + (1 ? 0.070) × 92.13 = 90.59 kg kmol 精馏段平均摩尔质量 78.71 + 83.27 M V ,m = kg kmol = 80.99 kg kmol 2
M L ,m = 79.50 + 90.08 kg kmol = 84.79 kg kmol 2

提馏段平均摩尔质量
M V ,m = M L ,m = 86.06 + 83.23 kg kmol = 84.92 kg kmol 2 90.59 + 86.39 kg kmol = 88.49 kg kmol 2

(4)平均密度计算 ①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算,精馏段的平均气相密度即

ρv,m =

Pm M v ,m RTm

=

97.7 × 80.97 = 2.63 kg m3 8.314 × (273.15 + 88.45)

提馏段的平均气相密度

ρ 'v , m =

Pm M v ,m RTm

=

105.8 × 84.92 = 2.90 kg m3 8.314 × (273.15 + 99.65)

②液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即

塔顶液相平均密度的计算 由 tD=82.7℃,查手册得

ρ A = 812.7 kg m3 , ρ B = 806.7 kg m3
塔顶液相的质量分率 0.957 × 78.11 αA = = 0.885 0.957 × 78.11 + 92.13 × 0.043
1 ρ L , Dm = 0.885 812.7 + 0.115 807.6 , ρ L, Dm = 813.01 kg kmol

进料板液相平均密度的计算 由 tF=94.25.3℃,查手册得

ρ A = 799.1 kg m3 , ρ B = 796.0 kg m3
进料板液相的质量分率 0.409 × 78.11 αA = = 0.37 0.409 × 78.11 + 92.13 × 0.591
1 ρ L , Fm = 0.37 799.1 + 0.63 / 769.0, ρ L , Fm = 781.25 kg kmol

塔底液相平均密度的计算 由 tw=105.1℃,查手册得

ρ A = 786.13 kg m3 , ρ B = 785.2 kg m3

塔底液相的质量分率 0.07 × 78.11 αA = = 0.06 0.07 × 78.11 + 92.13 × 0.93
1 ρ L , wm = 0.06 / 786.13 + 0.94 / 785.2, ρ L, wm = 783.4 kg kmol

精馏段液相平均密度为 813.01 + 781.25 ρ L ,m = = 797.13 kg kmol 2 提馏段液相平均密度为 781.25 + 785.54 ρ ' L,m = = 783.4 kg kmol 2 (5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即

塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD=82.7℃,查手册得 σA=20.94mN/m σB=21.39 mN/m σLDm=0.957×20.94+(1-0.957)×21.39=20.98 mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF=94.2℃,查手册得 σA=19.36 m N/m σB=20.21 m N/m σLFm=0.409×19.36+0.591×20.21=19.86 mN/m 塔底液相平均表面张力的计算 由 tD=105.1℃,查手册得 σA=19.10 mN/m σB=19.48 mN/m σLwm=0.07×19.10+(1-0.07)×19.48=19.45mN/m 精馏段液相平均表面张力为 σLm=(20.98+19.86)/2=20.42 mN/m 提馏段液相平均表面张力为 σ‘Lm=(19.86+19.48)/2=19.85 mN/m (6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算,即 lgμLm=Σxilgμi 塔顶液相平均粘度的计算 由 tD=82.7℃,查手册得 μA=0.300 mPa·s μB=0.304 mPa·s lgμLDm=0.957×lg(0.300)+ (1-0.95)×lg(0.304) 解出μLDm=0.300 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算

由 tF=94.2℃,查手册得 μA=0.269 mPa·s μB=0.277 mPa·s lg μLFm=0.409×lg(0.269)+ (1-0.409)×lg(0.277) 解出μLFm=0.274 mPa·s 塔底液相平均粘度的计算 由 tw=105.1℃,查手册得 μA=0.244 mPa·s μB=0.213 mPa·s lgμLwm=0.07×lg(0.244)+ (1-0.07)×lg(0.213) 解出μLwm=0.215 mPa·s 精馏段液相平均粘度为 μLm=(0.300+0.27)/2=0.287 mPa·s 提馏段液相平均粘度为 μ‘Lm=(0.300+0.215)/2=0.258 mPa·s
(7) 气液负荷计算 精馏段:

V = ( R + 1) D = (2.92 + 1) × 42.99 = 168.52 Kmol / h
VS = V × M Vm 168.52 × 80.97 = = 1.606m3 / s 3600 ρ vm 3600 × 2.36
LM Lm 125.53 × 834.79 = = 0.0037 m3 / s 3600 ρ Lm 3600 × 797.13

L = RD = 2.92 × 42.99 = 125.53Kmol / h Ls =

Lh = 0.0037 × 3600 = 13.353m3 / h
提馏段:

V ' = V + (q ? 1) F = 168.52 Kmol / h V 'S = V × M Vm 168.92 × 84.92 = = 1.37 m3 / s 3600 ρ vm 3600 × 2.90

L' = L + qF = 125.32 + 1× 112.53 = 238.06 Kmol / h
' Ls =

LM Lm 238.06 × 88.49 = = 0.0075m3 / s 3600 ρ Lm 3600 × 783.4

L'h = 0.0075 × 3600 = 27.00m3 / h 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算
塔板间距 HT 的选定很重要,它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性, 以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。 表 7 板间距与塔径关系

塔径 DT,m

0.3~0.5

0.5~0.8 250~350

0.8~1.6 300~450

1.6~2.4 350~600

2.4~4.0 400~600

板间距 HT, mm 200~300 对精馏段:

初选板间距 H T = 0.40m ,取板上液层高度 hL = 0.06m ,

? L ?? ρ ? 2 0.0037 ? 797.13 ? 2 故 H T ? hL = 0.40 ? 0.06 = 0.34m ; ? S ?? Lm ? = ×? ? = 0.0423 1.606 ? 2.36 ? ? VS ?? ρ vm ?
查教材 P131 图 得 C20=0.071;依式 C = C 20 ?

1

1

?σ ? ? ? 20 ?

0. 2

校正物系表面张力为 20.42mN / m 时 C = C20 ?

?σ ? ? 20.98 ? ? = 0.072 × ? ? = 0.0713 ? 20 ? ? 20 ?

?max = C

ρ L ? ρV 804.09 ? 2.63 = 0.0713 × = 1.239m / s 2.63 ρV

可取安全系数为 0.8,则(安全系数 0.6—0.8) ? = 0.8? max = 0.8 × 1.239 = 0.991m / s , 故D =

4VS

π?

=

4 ×1.606 = 1.44m 3.142 × 0.991

按标准,塔径圆整为 1.6m,则空塔气速 0.820m/s。 对提馏段: 初选板间距 H T = 0.40m ,取板上液层高度 hL = 0.06m ,

? L ?? ρ ? 2 0.0075 ? 783.4 ? 2 故 H T ? hL = 0.40 ? 0.06 = 0.34m ; ? S ?? Lm ? = ×? ? = 0.090 1.37 ? 2.90 ? ? VS ?? ρ vm ?
查[2]: P165 图 3—8 得 C20=0.106;依式 C = C 20 ?

1

1

?σ ? ? ? 20 ?
0.2

0. 2

?σ ? 校正物系表面张力为 19.58mN / m 时 C = C20 ? ? ? 20 ?

? 19.58 ? = 0.106 × ? ? = 0.103 ? 20 ?

? 'max = C

ρ L ? ρV 783.4 ? 2.90 = 0.103 × = 1.69m / s 2.90 ρV
'

可取安全系数为 0.8,则(安全系数 0.6—0.8) ? = 0.8? max = 0.8 × 1.69 = 1.35m / s , 故D =

4VS

π?

=

4 × 1.37 = 1.02m 3.142 × 1.69

按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速 0.820m/s。

将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致, 根据塔径的选择规定, 对于相差不 大的二塔径取二者中较大的,因此在设计塔的时候塔径取 1.6m 6 塔板主要工艺尺寸的计算

(1) 溢流装置计算 因塔径 D=1.6m,可选用单溢流弓形降液管,采用平行受液盘。对精馏段各项计 算如下:
a)溢流堰长 l w :单溢流去 lW=(0.6~0.8)D,取堰长 l w 为 0.66D=0.66×1.6=1.056m b)出口堰高 hW : hW = hL ? hOW 由 lW / D = 0.66 , Lh / lW
2.5

=

3600 × 0.0037 = 13.353m 1.0562.5
2

2.84 ? Lh ? 3 查[2]: P169 图 3—11,知 E=1.042,依式 how = E? ? 1000 ? lw ?
可得 hOW

2.84 ? Lh ? 3 2.84 ? 13.353 ? 3 = E? ? = × 1.042 × ? ? = 0.017 m 1000 ? lW ? 1000 ? 1.056 ?

2

2

故 hw = 0.06 ? 0.017 = 0.043m c)降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 A f : 由 l w / D = 0.66 查([2]: P170 图 3—13)得 Wd / D = 0.124 , A f / AT = 0.0722 故

Wd = 0.124 D = 0.124 × 1.6 = 0.198m



A f = 0.0722 ×

π
4

D 2 = 0.0722 ×

3.14 × 1.62 = 0.1452m 2 4

利用([2]: P170 式 3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即τ =

Af H T Ls

=

0.1452 × 0.40 = 15.70 s (大于 5s,符合要求) 0.0037
'

d)降液管底隙高度 ho :取液体通过降液管底隙的流速 ?o = 0.08m / s (0.07---0.25) 依([2]: P 式 3—11): ho = 171 e)受液盘

Ls 0.0037 = = 0.035m 符合( h0 = hw ? 0.006 ) ' lw × ?o 1.06 × 0.09

采用平行形受液盘,不设进堰口,深度为 60mm 同理可以算出提溜段 a)溢流堰长 l w :单溢流去 lW=(0.6~0.8)D,取堰长 l w 为 0.66D=0.8×1.6=1.056m b)出口堰高 hW : hW = hL ? hOW 由 lW / D = 0.8 Lh / lW
2.5

= 23.34m
2

2.84 ? Lh ? 3 E? ? 查[2]: P169 图 3—11,知 E=1.02,依式 how = 1000 ? lw ?
可得 hOW

2.84 ? Lh ? 3 = E ? ? = 0.026m 1000 ? lW ?

2

故 hw = 0.06 ? 0.026 = 0.034m c)降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 A f : 由 lw / D = 0.8 查([2]: P170 图 3—13)得 Wd / D = 0.124 , A f / AT = 0.0722 故 Wd = 0.124 D = 0.20m ,

A f = 0.0722 ×

π
4

D 2 = 0.145m 2

利用([2]: P170 式 3—10)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积, 即τ =

Af H T Ls

= 11.6 s (大于 5s,符合要求)
'

d)降液管底隙高度 ho :取液体通过降液管底隙的流速 ?o = 0.08m / s (0.07---0.25) 依([2]: P 式 3—11): ho = 171

Ls = 0.032m 符合( h0 = hw ? 0.006 ) ' lw × ?o

(2) 塔板布置 精馏段 ①塔板的分块 因 D≥800mm,故塔板采用分块式。查表 3-7 得,塔极分为 4 块。对精馏段:
a)取边缘区宽度 Wc=0.05m(30~50mm),安定区宽度 Ws = 0.075m , (当 D〈1.5m 时,Ws=60~ 75mm〉 b)依([2]: P173 式 3—18): Aa = 2 ? x R ? x +
2 2

? ?

πR 2
180

sin ?1

x? ? 计算开空区面积 R?


R=

D 1.6 ? WC = ? 0.05 = 0.75m 2 2

x=

D 1.6 ? (Wd + Ws ) = ? ( 0.185 + 0.075 ) = 0.54 2 2

π 0.54 ? ? 2 Aa = 2 ? 0.54 × 0.752 ? 0.542 + × 0.752 sin ?1 ? = 1.467 m 180 0.75 ? ?
c)筛孔数 n 与开孔率 ? :取筛空的孔径 d 0 为 5mm ,正三角形排列,一般碳的板厚为 3mm , 取 t / d 0 = 3 .0 , 故孔中心距 t = 3.0 × 5 = 15.0mm 筛 则φ = 孔 数

n=

1158 × 103 1158 ×103 × Aa = ×1.467 = 7551 t2 15.0 2





A0 0.907 %= % = 10.08% (在 5—15 范围内) Aa ( t )2 d0

则每层板上的开孔面积 A0 为 A0 = φ ? Aa = 0.1008 × 1.467 = 0.148 气体通过筛孔的气速为 ?o =

VS 1.606 = = 10.85m / s A0 0.148

提馏段:
a)取边缘区宽度 Wc=0.05m(30~50mm),安定区宽度 Ws = 0.075m , (当 D〈1.5m 时,Ws=60~ 75mm〉 b)依([2]: P173 式 3—18): Aa = 2 ? x R ? x +
2 2

? ?

πR 2
180

sin ?1

x? ? 计算开空区面积 R?

R=

D ? WC = 0.75m , 2

x=

D ? (Wd + Ws ) = 0.525 2

Aa = 1.113m2
c)筛孔数 n 与开孔率 ? :取筛空的孔径 d 0 为 5mm ,正三角形排列,一般碳的板厚为 3mm , 取 t / d 0 = 3 .0 , 故孔中心距 t = 3.0 × 5 = 15.0mm 筛孔数 n=

1158 ×103 × Aa = 5729 个 , t2



φ=

A0 0.907 %= % = 10.08% (在 5—15 范围内) Aa ( t )2 d0
'

则每层板上的开孔面积 A0 为 A 0 = φ ? Aa = 0.1124 气体通过筛孔的气速为 ?o =

VS = 12.189m / s A0

7 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算, 目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作, 以便决 定对有关塔板参数进行必要的调整,最后还要作出塔板负荷性能图。

(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算
精馏段: a)干板压降相当的液柱高度 hc :依 d 0 / σ = 5 / 3 = 1.67 ,查《干筛孔的流量系数》图得,

?? ? ?ρ C0=0.78 由式 hc = 0.051? 0 ? ? V ? C0 ? ? ρ L

2

? ? 11.15 ? ? 2.63 ? ? = 0.051× ? ? ×? ? = 0.033m ? 0.78 ? ? 797.13 ? ?
2

b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl :

?a =

VS 1.606 = = 0.86m / s , Fa = ua ρV = 0.86 × 2.63 = 1.395 AT ? A f 2.01 ? 0.145
关 联 图 查 得 板 上 液 层 充 气 系 数 ε o =0.61 , 依 式

由 ε o 与 Fa

hl = ε o hL = 0.61× 0.06 = 0.037 m
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ : 依 式

4σ 4 × 20.42 ×10 ?3 hσ = = = 0.002m ρ L gd 0 797.13 × 9.81× 0.005





hp = 0.034 + 0.037 + 0.002 = 0.073m
则单板压强: ?PP = hp ρ L g = 0.073 × 797.13 × 9.81 = 571.5 Pa < 0.9kPa

(2) 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落 差的影响。

(3) 雾沫夹带
5.7 ×10?6 ? ?a ev = ? ? σ ? HT ? h f ? ? ? ?
3.2

=

5.7 × 10?6 ? 0.86 ? ? ? 20.46 ×10?3 ? 0.40 ? 2.5 × 0.06 ?

3.2

= 0.022kg / kg < 0.1kg / kg 故

在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

(4) 漏液
由式 ? ow = 4.4C 0

(0.0056 + 0.13hL ? hσ )ρ L / ρV
( 0.0056 + 0.13 × 0.06 ? 0.002 )
797.13 = 6.87 m / s 2.63

?ow = 4.4 × 0.78 ×
筛板的稳定性系数 K = 漏液。

?0 12.189 = = 1.777 > 1.5 ,故在设计负荷下不会产生过量 6.38 ?OW

(5) 液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度 H d ≤ φ H T + hw 依 式

(

)


H d = h p + hl + hd



hd = 0.153 × (

ls 2 0.0037 ) = 0.153 × ( )2 = 0.001 lw ? h0 1.056 × 0.0415

H d =0.073+0.037+0.001=0.11m 取 φ = 0.5 ,则 ? H T + hw = 0.5 ( 0.40 + 0.0433) = 0.223m 故 H d < φ H T + hw 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

(

)

(

)

提溜段:
a)干板压降相当的液柱高度 hc :依 d 0 / σ = 5 / 3 = 1.67 ,查《干筛孔的流量系数》图得,

?? ? ?ρ ? C0=0.78 由式 hc = 0.051? 0 ? ? V ? = 0.046m ? C0 ? ? ρ L ?
b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl :

2

?a =

VS = 0.735m / s , AT ? A f

Fa = ua ρV = 1.252

由 ε o 与 Fa 关联图查得板上液层充气系数 ε o =0.65,依式 hl = ε o hL = 0.039m c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ : 依式 hσ =

4σ = 0.002m , ρ L gd 0

故 hp = 0.052m

则单板压强: ?PP = hp ρ L g = 399.6 Pa < 0.9kPa

(2) 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可忽略液面落 差的影响。 (3) 液沫夹带
5.7 ×10 ?6 ? ? a ev = ? ? H ?h σ f ? T
雾沫夹带。

? ? ? ?

3.2

= 0.0092kg / kg < 0.1kg / kg 故在设计负荷下不会发生过量

(4) 漏液
由式 ? ow = 4.4C 0

(0.0056 + 0.13hL ? hσ )ρ L / ρV
= 6.023m / s

筛板的稳定性系数 K =

?0 = 1.99 > 1.5 ,故在设计负荷下不会产生过量漏液。 ?OW

(5) 液泛
为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度 H d ≤ φ H T + hw 依式 H d = h p + hl + hd , 而 hd = 0.153 × (

(

)

ls 2 ) = 0.0075 lw ? h0

H d =0.098m 取 φ = 0.5 ,则 ? H T + hw = 0.217 m 故 H d < φ H T + hw 在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算,可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

(

)

(

)

8 塔板负荷性能图

精馏段: (1) 漏液线 由


2/3 ? ? ? ? Lw ? ? 2.84 ? 0.0056 + 0.13 ? hw + × E × ? ? ? ? hc ? 0.0021? ρ L ρV 1000 ? ? ? ? lw ? ? ? ? ? ?

得 = 4.4 × 0.78 × 0.0056 + 0.13 ?0.0433 + 0.672 LS ?

2/3

797.13 ? ? 0.002) ? 2.63

Vo, min = 0.416 + 6.467 LS 表 3-19

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 3-19。

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.001 0.69

0.002 0.72

0.03 0.74

0.004 0.76

由上表数据即可作出漏液线。 (2) 雾沫夹带线 以 ev=0.1kg 液/kg 气为限,求 Vs-Ls 关系如下:


hw = 2.84 ? 3600 Ls ? × 1× ? ? 1000 ? 1.056 ?
2/3

= 1.653Ls 2/3

2/3 ? ? 3600 Ls ? ? h f = 2.5 ? hw + 2.84 ×10 ?3 E ? ? ? ? 1.056 ? ? ? ? ? 2/3 = 0.111 + 0.676 Ls

ua =

Vs Vs = = 0.536Vs 联立以上几式,整理得 At ? Af 2.01 ? 0.145

Vs = 2.978 ? 6.963Ls 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 3-20。 表 3-20

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.001 13.11

0.002 11.84

0.003 9.45

0.004 8.88

由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 hOW=0.006m 作为最小液体负荷标准。由式 3-21 得
2.84 ? 3600 Ls ,min ? hw = E? ? 1000 ? lw ?
2/3

, Ls ,min = 1.035 × 10?3 m3 s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 (4) 液相负荷上限线 以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限
Af H T LS

θ=

=4

LS ,max =

0.4 × 0.47 = 0.0146 m3 s 4

据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 0.0474。 (5) 液泛线 令 由

联立得 忽略 hσ,将 hOW 与 Ls,hd 与 Ls,hc 与 Vs 的关系式代人上式,并整理得
2/3

式中: h

ow

? 3600 LS ? = 2.84 × 10 × ? ? ? 2.04 ?
?3

= 0.672 LS 2/3

将有关的数据代入整理,得 VS 2 = 11.414 ? 6815.113Ls 2 ? 80.751Ls 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 3-22。 表 3-22

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.001 3.26

0.002 3.18

0.03 3.11

0.004 3.04

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,如图所示。

图 3-23 精馏段筛板负荷性能图

在负荷性能图上,作出操作点 P,连接 OP,即作出操作线。由图可看出,该筛板 的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由上图查得

Vs,max=1.064 m3/s Vs,min=0.324 m3/s 故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3.381
所设计筛板的主要结果汇总于表 3-23。 提馏段

(1) 漏液线 由
得 Vo, min =



0.1067 + 2.209 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 3-19。 表 3-19

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.001 0.36

0.002 0.38

0.003 0.39

0.004 0.40

由上表数据即可作出漏液线。 (2) 液沫夹带线 以 ev=0.1kg 液/kg 气为限,求 Vs-Ls 关系如下:



Vs = 1.956 ? 18.593Ls 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 3-20。 表 3-20

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.001 1.77

0.002 1.66

0.003 1.57

0.004 1.49

由上表数据即可作出液沫夹带线 2。 (3) 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 hOW=0.006m 作为最小液体负荷标准。由式 3-21 得

2.84 ? 3600 Ls ,min ? hw = E? ? lw 1000 ? ?

2/3

, Ls ,min = 9.0 × 10?4 m3 s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 (4) 液相负荷上限线 以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 A H θ = f T =4 LS

LS ,max = 0.0145 m3 s
据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 0.0474。 (5) 液泛线 令 由

联立得 忽略 hσ,将 hOW 与 Ls,hd 与 Ls,hc 与 Vs 的关系式代人上式,并整理得 将有关的数据代入整理,得 VS 2 = 6.36 ? 5319.2 Ls 2 ? 42.36 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 3-22。 表 3-22

Ls /(m3/s) Vs /(m3/s)

0.001 5.93

0.002 5.67

0.003 5.43

0.004 5.13

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,如图所示。

所设计筛板的主要结果汇总于表。

设计结果一览表
项目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 气相 液相 符号 Pm tm VS LS N HT Z D u 单位 kPa ℃ m /s m /s 块 m m m m/s
3 3

计算数据 精馏段 97.7 88.5 1.606 0.0037 10 0.40 4.0 1.6 0.820 单流型 弓形 提留段 109.4 99.7 1.37 0.0075 8 0.40 3.2 1.6 0.651 单流型 弓形 1.056 0.034 0.243 0.0292 0.06 5.0 15.0 5729 1.113 12.19 0.421 14.94 0.124 0.0074 雾沫夹带控 制 漏液控制

实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受业盘 距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性

lw hw Wd ho hL do t n uo hP τ Hd eV

m m m m m mm mm 个 m
2

1.056 0.043 0.124 0.0355 0.06 5.0 15.0 7551 1.467 10.85 0.593 10.45 0.246 0.0005748 雾沫夹带控制 漏液控制

m/s kPa s m kg 液/kg 气

VS·max VS·min

m /s m /s
3

3

9. 各接管尺寸的确定 1 进料管
进料体积流量 VSf =
FM f = 112.54 × 86.39 = 12.44m3 / h = 0.0035m3 / s 781.25

ρf

取适宜的输送速度 u f = 2.0m / s ,故 d if =
4VSf

πu

=

4 × 0.0035 = 0.047 m 2π

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格: φ 57 × 3mm
实际管内流速: u f = 2 釜残液出料管

4 × 0.0035 = 1.7 m / s π × 0.0512

釜残液的体积流量:
VSW = WM w

ρw

=

69.55 × 90.59 = 8.02m3 / h = 0.0022m3 / s 785.54

取适宜的输送速度 uW = 1.5m / s ,则

d =

4 × 0.0022 = 0.043m 1.5π

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格: φ 50 × 3mm 实际管内流速: uW = 3 回流液管 回流液体积流量
VSL = LM L 4 × 0.0022 = 1.45m / s π × 0.0442

ρL

=

125.53 × 78.71 = 12.153m3 / h = 0.0034m3 / s 804.09

利用液体的重力进行回流,取适宜的回流速度 u L = 0.5m / s ,那么

d =

4 × 0.000934 = 0.093m 0.5π

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格: φ108 × 6mm 实际管内流速: uW = 4 塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量:
VSV = 168.52 × 78.71 = 1.27 m3 / s 2.63 × 3600 4 × 0.0034 = 1.88m / s π × 0.0962

取适宜速度 uV = 20m / s ,那么

d =

4 × 1.27 = 0.258m 20π

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格: φ 325 ×10mm 实际管内流速: uSV =
4 × 1.27 = 17.4m / s π × 0.3052

5 再沸气产生的蒸汽进口管 再沸气产生的蒸汽进口管 通入塔的水蒸气体积流量: VSO =
168.52 × 86.60 = 5768.3m3 / h = 1.602m3 / s 2.53

取适宜速度 u0 = 20m / s ,那么

d =

4 × 1.602 = 0.320m 20π

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64),规格: φ 320 × 10mm 实际管内流速: u0 =
4 ×1.103 = 25.43m / s π × 0.2352

二、个人总结
课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节,是培养学生综合运用 本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。 在整个教

学计划中,它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业,在设计中需要学生自己做出决策,即自己确定 方案,选择流程,查取资料,进行过程和设备计算,并要对自己的选择做出论证 和核算,经过反复的分析比较,择优选定最理想的方案和合理的设计。所以,课 程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。 通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养: 1. 查阅资料,选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中 搜集)的能力; 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性,又考虑经济上的合理性,并注意 到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想, 在这种设计思想的指导下去分 析和解决实际问题的能力; 3. 迅速准确的进行工程计算的能力; 整个设计是由论述、 计算和绘图三部分组成。 论述应该条理清晰, 观点明确; 计算要求方法正确,误差小于设计要求,计算公式和所用数据必须注明出处;图 表应能简要表达计算的结果。 设计后期的答辩,及时了解学生设计能力的补充过程,也是提高设计水平, 交流心得和扩大收获的重要过程。答辩通常包括个别答辩和公开答辩两种形式。 个别答辩的目的不仅是对学生进行全面考核,更主要的是促进学生开动脑筋,提 高设计水平。所以,在个别答辩后,应允许学生修改补充自己的图纸和说明书。 公开答辩是在个别答辩的基础上,选出几个有代表性的学生在全班公开答辩,实 际上是以他们的中心发言来引导全班性的讨论,目的是交流心得、探讨问题和扩 大收获。

三、参考书目
⑴匡国柱,史启才主编 《化工单元过程及设备课程教材》 ,化学工业出版 社,2005.1 ⑵天津大学华工学院柴诚敬主编 《化工原理》 下册, 高等教育出版社, 2006.1 ⑶大连理工大学主编《化工原理》下册,高等教育出版社,2002.12 ⑷谭天恩,李伟等编著《过程工程原理》 ,化学工业出版社,2004.8 ⑸大连理工大学化工原理教研室主编《化工原理课程设计》 。 ⑹汤金石等著《化工原理课程设计》 ,化学工业出版社,1990.6

⑺《化学工业物性数据手册》 ,有机卷


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