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文檔簡介
1、<p> 化工原理課程設(shè)計論文</p><p> ( 2010 屆 ) </p><p> 題 目:苯-甲苯混合液篩板(浮閥)精餾塔設(shè)計 </p><p> 學 院: 化學化工學院
2、</p><p> 專 業(yè): 化學工程與工藝 </p><p> 學生姓名: 學號: </p><p> 指導教師: </p>
3、<p> 完成時間: 2013 年 6 月 26 日 </p><p> 成 績: </p><p><b> 序 言</b></p><p> 化工原理課程設(shè)計是綜合運用《化工原理》課程和有關(guān)先修課程(《物理
4、化學》,《化工制圖》等)所學知識,完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學,是理論聯(lián)系實際的橋梁,在整個教學中起著培養(yǎng)學生能力的重要作用。通過課程設(shè)計,要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容,掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法,鍛煉和提高學生綜合運用理論知識和技能的能力,問題分析能力,思考問題能力,計算能力等。</p><p> 精餾過程的節(jié)能措施一直是人們普遍關(guān)注的問題。精餾操作是化工生產(chǎn)中應用非常廣泛的一種單元操
5、作,也是化工原理課程的重要章節(jié)。精餾是分離液體混合物(含可液化的氣體混合物)最常用的一種單元操作,在化工,煉油,石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下(有時加質(zhì)量劑),使氣液兩相多次直接接觸和分離,利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同,使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移,難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移,實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求,精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的,有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法
6、進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計,即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯,采用連續(xù)操作方式,需設(shè)計一板式塔將其分離。</p><p> 1 、板式精餾塔設(shè)計任務書</p><p><b> 1.1、設(shè)計題目</b></p><p> 苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。</p><p>
7、<b> 1.2、設(shè)計任務</b></p><p> (1)原料液中苯含量:質(zhì)量分率=50%(質(zhì)量),其余為甲苯。</p><p> (2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于98%(質(zhì)量)。</p><p> (3)殘液中苯含量不得高于2%(質(zhì)量)。</p><p> (4)生產(chǎn)能力:30000 t/y苯產(chǎn)品,年開工33
8、0天。</p><p><b> 1.3、操作條件</b></p><p> (1)精餾塔頂壓強:4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài):間接蒸汽加熱。</p><p> (3)回流比:自選。 (4)單板壓降壓:≯0.7kPa </p><p><b> 2、
9、設(shè)計的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)</b></p><p> 2.1、苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p> 表2 苯和甲苯的物理性質(zhì) </p><p> 2.2、飽和蒸汽壓和平衡數(shù)據(jù)</p><p> 表3 苯和甲苯的飽和蒸汽壓</p><p> 表4 常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) </p><
10、;p> 2.3、液體表面張力</p><p> 表5 純組分的表面張力 </p><p> 2.4、液相密度及粘度</p><p> 表6 組分的液相密度 </p><p> 表7 液體粘度µ </p><p> 2.5、常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p> 表
11、8 常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p> 2.6、 板式塔簡易流程圖</p><p><b> 3、設(shè)計計算</b></p><p> 3.1、 塔的物料計算</p><p><b> 苯的摩爾質(zhì)量 </b></p><p><b>
12、 甲苯的摩爾質(zhì)量 </b></p><p> (1) 料液及塔頂塔底產(chǎn)品含苯摩爾分數(shù) </p><p> ⑵ 平均相對分子質(zhì)量</p><p><b> ?、?物料衡算</b></p><p> 總物料衡算 D + W = 44.80</p><p><b>
13、 苯物料衡算 </b></p><p><b> 聯(lián)立解得</b></p><p> D = 24.15 Kmol/h W = 20.65 Kmol/h</p><p> 式中 F------原料液流量</p><p> D------塔頂產(chǎn)品量</p><p&g
14、t; W------塔底產(chǎn)品量</p><p><b> 塔板數(shù)的計算</b></p><p> 根據(jù)苯-甲苯的汽液平衡數(shù)據(jù)作y-x圖及t-x-y圖,參見下圖。因泡點進料,在圖中對角線自點e(0.541,0.541)作垂線即為q線,該線與平衡線的交點坐標為yq=0.753 ,xq=0.541 ,此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式:<
15、;/p><p> Rmin = ( xD - yq ) / ( yq - xq ) 代入數(shù)據(jù)得:Rmin=1.08 , R = 2Rmin= 2.16</p><p><b> 全塔效率ET</b></p><p> 根據(jù)塔頂、塔底液相組成查上圖t-x-y,求得塔平均溫度為95.15℃,該溫度下進料液相平均黏度為:</p>
16、<p> μm = 0.541μA+(1-0.541)μB = 0.271 mPa˙s</p><p> 故 ET = 0.17 – 0.616 lg0.271 = 0.52 = 52%</p><p><b> 實際塔板數(shù)</b></p><p> 精餾段:N1 =4/0.52 ≈8層</p><p
17、> 提餾段:N2 =7/0.52 ≈14層</p><p> 精餾塔的氣、液相負荷 </p><p> L = RD = 2.16×24.15 = 52.16 kmol/h</p><p> V = (R+1)D = 3.16×24.15 = 76.314 kmol/h</p><p> L’ = RD +
18、 qF =96.96 kmol/h</p><p> V’ = (R+1)D – (1-q)F = 50.23 kmol/h</p><p><b> 精餾操作方程:</b></p><p><b> 提溜段方程:</b></p><p> 3.2、 精餾段工藝條件及有關(guān)物性的計算<
19、/p><p> ⑴ 操作壓力的計算</p><p> 塔頂操作壓力:PD = 101.325 + 4 = 105.325 kpa </p><p> 每層塔板壓降:ΔP = 0.7 kpa </p><p> 進料板的壓力:PF = 105.325 + 0.7×8 = 110.925 kpa </p><p
20、> 精餾段平均操作壓力:Pm =(105.325 + 110.925)/ 2 =108.125 kpa </p><p> ?、?操作溫度的計算</p><p> 安托因方程: lg P0 = A – B / (t + C) </p><p> 對苯-甲苯可看作理想物系,并查設(shè)計手冊得:α = 2.5 </p><p> x1
21、 = y1 / (y1 –(1 –y1)) y1 = xD </p><p> x1 = 0.958 </p><p> t = B/(A - lgP0)- C </p><p> PD0 = PDy1 / x1 = 101.72 kpa</p><p> tD = 1206.35 / (6.032 – lg101
22、.72) – 220.24 = 79.50 ℃</p><p> 同樣,根據(jù) yn+1 = 0.519xn + 0.473</p><p> xn = yn / (yn +α(1 - yn)) </p><p> 解得:y1 = xD = 0.983 x1 = 0.958</p><p> y2 = 0.9649
23、 x2 = 0.9166</p><p> y3 = 0.9335 x3 = 0.8604</p><p> y4 = 0.8826 x4 = 0.7504</p><p> y5 = 0.8088 x5 = 0.6285</p><p> y6 = 0.7740
24、 x6 = 0.5038</p><p> PF0 = 0.714PF / 0.5038 = 172.5675 kpa</p><p> tF = 1206.35 / (6.032 – lg172.5675) – 220.24 = 97.64 ℃ </p><p> 精餾段平均溫度:tm = (79.5 + 97.64) / 2 = 88.57 ℃ &
25、lt;/p><p> ?、?平均相對分子質(zhì)量計算</p><p> 塔頂 xD = y1 = 0.983 x1 = 0.959 , 則 </p><p> 進料板 yF =0.774 xF =0.504 , 則</p><p> 則,精餾段平均相對分子質(zhì)量</p><p> MV
26、Fm = (78.35 + 81.28) / 2 = 79.815 kg/kmol</p><p> MLFm = (78.61 + 85.27) / 2 = 81.84 kg/kmol</p><p><b> ⑷ 平均密度計算</b></p><p><b> 液相密度</b></p><p
27、> 液相平均密度依下式計算,即 </p><p> 1/ρLm = αA /ρLA + αB /ρLB (α 為質(zhì)量分數(shù))塔頂液相平均密度的計算 </p><p> 1/ρLMD = 0.98/813.35 + 0.02/808.55 得:</p><p> ρLMD = 813.27 kg/m3 </p><
28、p> 進料板 xF =0.541 </p><p> αA = (0.541×78.11) / (0.541×78.11 + 0.459×92.13) = 0.50</p><p> 1/ρLMF = 0.50/795.19 + (1 – 0.50)/792.64 </p><p> ρLMF = 793.91 k
29、g/m3 </p><p><b> ② 氣相密度</b></p><p> ρVM = pMm,1/RT = 108.125×79.815/(8.134×(88.57 + 273.15))</p><p> = 2.94 kg/m3 </p><p><b> ?、?液體
30、表面張力</b></p><p> σm = ∑xiσi </p><p> σmD = 0.983×21.09 + 0.017×21.58 = 21.1 mN/m</p><p> σmF = 0.541×19.14 + 0.459×20.09 =19.6 mN/m </p><p&g
31、t; 則,精餾段平均表面張力為:</p><p> σm(1) = (21.1 + 19.6)/2 = 20.35mN/m </p><p><b> ⑹ 液體黏度</b></p><p> μLm = ∑xiμi </p><p> μLD = 0.983×0.304 + 0.017×
32、0.307 = 0.304 </p><p> μLF = 0.541×0.261 + 0.459×0.269 = 0.265</p><p> 則,精餾段平均液相黏度為:</p><p> μLm = (0.304 + 0.265)/2 = 0.285 </p><p> 3.3 塔和塔板主要工藝尺寸計算&l
33、t;/p><p><b> ⑴ 塔徑的計算</b></p><p><b> 對精餾段:</b></p><p> VS = 0.5755 m3/s</p><p> LS = 0.0015 m3/s </p><p> 選板間距,取板上液層高度,</p>
34、<p><b> 故;</b></p><p> 由圖3-2史密斯關(guān)聯(lián)圖 查得: C20=0.072;依式 </p><p><b> 0.0743</b></p><p> 可取安全系數(shù)為0.7,則 </p><p> 按標準,塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.853m/
35、s。</p><p> 塔截面積:S = 0.785 m2 </p><p> μ=VS/S = 0.5755/0.785 = 0.733 m/s </p><p><b> 對提餾段:</b></p><p> 選板間距,取板上液層高度,</p><p><b> 故;0.0
36、717 </b></p><p> 查圖得C20=0.068;依式=0.069</p><p> 按標準,塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56(m/s)。</p><p> ⑵ 精餾塔的有效高度計算</p><p> Z1 = (N1 - 1)HT = (8 - 1)×0.4 = 2.8(m)</p&g
37、t;<p><b> 提餾段有效高度為:</b></p><p> Z2 = (N2 - 1)HT = 5.2(m)</p><p> 在進料板上開一人孔,其高度為0.8m,其有效高度為:</p><p> Z = 2.8 + 5.2 + 0.8 = 8.8(m) </p><p><b>
38、; ?、?溢流裝置</b></p><p> 采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰,不設(shè)進口堰,各項計算如下。</p><p><b> 溢流堰長</b></p><p> 取堰長lw 為0.66D,即</p><p> lw = 0.66×1.0 = 0.66m </p&
39、gt;<p> ?、?出口堰高 hw </p><p> hw = hL - hOW </p><p> 上層清液高:hc = 60 mm</p><p> 故 hW = hC - hOW = 0.06 – 0.01153 = 0.04847 m </p><p> ③ 降液管的寬度與降液管的面積: </p&
40、gt;<p> 由查得:Wd/D = 0.14 , Af/AT = 0.08</p><p> 則 Af = 0.785×0.08×12 = 0.0628 m2 </p><p> Wd = 0.14D = 0.14 m </p><p> 利用式(3-74)計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即 </
41、p><p><b> 故降液管設(shè)計合理</b></p><p> ?、?降液管底隙高度</p><p> 取液體通過降液管底隙的流速u0’為0.08m/s,則</p><p> h0 = Ls/(lwu0’) = 0.0015×3600/(3600×0.66×0.08) = 0.0283
42、m</p><p> hW – h0 = 0.0485 – 0.0283 = 0.0202 >0.006 m 符合要求</p><p><b> ?、?塔板布置</b></p><p> ① 塔板的分塊 因D≥800mm 故 塔板采用分塊式,查表3-7,塔板分3塊</p><p> ?、?取邊緣區(qū)寬度Wc
43、 = 0.035m,安定區(qū)寬度Ws = 0.065m </p><p><b> ③ 開孔面積計算</b></p><p><b> x=0.295</b></p><p><b> r=0.465</b></p><p> 故 Aa = 0.5021m2 </
44、p><p><b> ④ 篩口計算</b></p><p> 取篩空的孔徑為,正三角形排列,一般碳的板厚為</p><p> 故孔中心距 ×5=15mm</p><p> 篩孔數(shù):n = 1.155Aa /t2 = 2612.8 = 2613個</p><p> 開口率:φ= A
45、0/Aa = 0. 927/9 = 10.1% </p><p> 氣體通過篩孔的氣速為:</p><p> 3.4 篩板的流體力學驗算</p><p> ?、?氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎?lt;/p><p> ?、?干板壓降相當?shù)囊褐叨龋阂溃椤陡珊Y孔的流量系數(shù)》圖得,C0=0.84由式</p><p&g
46、t; ?、?體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p> 由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66,依式 </p><p> ?、?克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p><b> ?。ㄔO(shè)計允許值)</b></p><p> ?、?液面落差的驗算</p><p>
47、對于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響。</p><p><b> ?、?霧沫夾帶量</b></p><p><b> 0.004<0.1</b></p><p> 故,在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。</p><p><b> ?、?
48、漏液的驗算</b></p><p> = 5.907 m/s</p><p><b> 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)</b></p><p> 故,在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量漏液。</p><p><b> ⑸ 液泛</b></p><p> 為防止降液管液泛的發(fā)生
49、,應使降液管中清液層高度</p><p> =0.0745+0.06+0.15×0.082 = 0.1352</p><p><b> 取,則 </b></p><p> Φ(HT+hw)= 0.5×(0.4+0.0202) = 0.2101 </p><p> 故, ,在
50、設(shè)計負荷下不會發(fā)生液乏。</p><p> 根據(jù)以上塔板的各項流體力學檢驗,可認為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。</p><p> 3.5 塔板負荷性能圖</p><p><b> ⑴ 漏液線</b></p><p><b> 代入 整理得:</b></p><
51、p> 在操作范圍內(nèi),任取幾個Ls值,以上式計算Vs值,計算結(jié)果列表如下表</p><p> 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線</p><p><b> ?、?霧沫夾帶線</b></p><p><b> 霧沫夾帶量:</b></p><p><b> 取 </b>&l
52、t;/p><p> 代入 , 整理得:</p><p> Vs = 1.29 – 10.0Ls2/3 </p><p> 在操作范圍內(nèi),任取幾個Ls值,以上式計算Vs值,計算結(jié)果列表如下表</p><p> 由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線</p><p> ?、?液相負荷下限線</p><
53、p> 對于平直堰,取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負荷標準。E = 1 </p><p> Ls,min = 0.00056 m3/s</p><p> 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。</p><p> ⑷ 液相負荷上限線</p><p> 以θ=4s作為液體在降液管中停留時間的下限,</
54、p><p> θ=AfHT/Ls </p><p> 故,Ls,min = 0.0567×0.40/4 = 0.00567 m3/s </p><p> 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。</p><p><b> ?、?液泛線 </b></p><p> 令 Hd
55、 = Φ(HT+hw) </p><p> 由 Hd = hP+hL+hd = hc+hl+hσ+hL+hd </p><p><b> hl = βhL </b></p><p> hL = hw + how </p><p> 聯(lián)立得 ΦHT + (Φ – β – 1)hw = (β + 1)how +
56、 hc + hσ + hd </p><p> 忽略 hσ ,將how 與Ls ,hd 與Ls ,hc 與Vs 的關(guān)系式代入上式,并將有關(guān)數(shù)據(jù)代入整理,得</p><p> Vs2 =1.37 – 3176Ls2 – 13.16Ls2/3 </p><p> 在操作范圍內(nèi),任取幾個Ls值,以上式計算Vs值,計算結(jié)果列表如下表 </p><p
57、> 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 </p><p> 根據(jù)以上各數(shù)據(jù)表,可作出篩板塔的負荷性能圖,如下圖所示:</p><p> 3.6 設(shè)備計算結(jié)果(表)</p><p><b> 4 附件的計算</b></p><p><b> 4.1接管</b></p><
58、p><b> (1)進料管</b></p><p> 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多,有直管進料管、彎管進料管、T形進料管。本設(shè)計 采用直管進料管。F=3800Kg/h , =807.9Kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑 m =471.6mm</p><p> 取進料管規(guī)格Φ475×2.5 則管內(nèi)徑d=475mm</p>&l
59、t;p><b> 進料管實際流速 </b></p><p><b> (2)回流管</b></p><p> 采用直管回流管,回流管的回流量</p><p> 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度</p><p> 則液體流量 m3/s</p><p><b
60、> 取管內(nèi)流速</b></p><p><b> 則回流管直徑 </b></p><p> 可取回流管規(guī)格Φ40×2.5 則管內(nèi)直徑d=40mm</p><p><b> 回流管內(nèi)實際流速 </b></p><p><b> (3)塔頂蒸汽接管&
61、lt;/b></p><p><b> 取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p> 可取回流管規(guī)格Φ510×12 則實際管徑d=504mm</p><p> 塔頂蒸汽接管實際流速 </p><p><b> (4)釜液排出管</b></p><p>
62、 塔底w=1504.2kmol/h 平均密度</p><p><b> 平均摩爾質(zhì)量</b></p><p><b> 取管內(nèi)流速</b></p><p> 可取回流管規(guī)格Φ355×2.5 則實際管徑d=354mm</p><p> 塔頂蒸汽接管實際流速 </p>
63、;<p> (5)塔頂產(chǎn)品出口管徑</p><p> D=1504.2koml/h 相平均摩爾質(zhì)量</p><p><b> 溜出產(chǎn)品密度</b></p><p><b> 取管內(nèi)蒸汽流速</b></p><p><b> 則 </b></p&g
64、t;<p> 可取回流管規(guī)格Φ185×2.5 則實際管徑d=185mm</p><p> 塔頂蒸汽接管實際流速 </p><p><b> 4.2冷凝器</b></p><p> 塔頂溫度tD=81.48℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ </p><p> 則 由tD=81.
65、48℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p> 又氣體流量Vh=2.983m3/s</p><p><b> 塔頂被冷凝量 </b></p><p><b> 冷凝的熱量 </b></p><p><b> 4.3 再沸器</b></p><
66、p> 塔底溫度tw=105.0℃ 用t0=135℃的蒸汽,釜液出口溫度t1=112℃</p><p><b> 則</b></p><p> 由tw=105.0℃ 查液體比汽化熱共線圖得</p><p> 又氣體流量Vh=2.374m3/h 密度</p><p><b> 則</
67、b></p><p> 取傳熱系數(shù)K=600W/m2k,</p><p><b> 則傳熱面積</b></p><p><b> 加熱蒸汽的質(zhì)量流量</b></p><p> 4.4 板式塔結(jié)構(gòu)</p><p> 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管
68、及人孔(手孔)、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外,其他處根據(jù)需要決定其間距。</p><p><b> 塔頂空間</b></p><p> 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降,此段遠高于板間距(甚至高出一倍以上),本塔塔頂空間取</p><p><b> 塔底空間</b&
69、gt;</p><p> 塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個因素決定。</p><p> ①塔底駐液空間依貯存液量停留3~5min或更長時間(易結(jié)焦物料可縮短停留時間)而定。②塔底液面至最下層塔板之間要有1~2m的間距,大塔可大于此值。本塔取</p><p><b> 人孔</b></p><p> 一
70、般每隔6~8層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm,人孔直徑一般為450~500mm,其伸出塔體得筒體長為200~250mm,人孔中心距操作平臺約800~1200mm。本塔設(shè)計每7塊板設(shè)一個人孔,共兩個,即</p><p><b> 塔高</b></p><p><b> =12.9m</b></p><p
71、><b> 5、學習心得</b></p><p> 通過本次課程設(shè)計的訓練,讓我對自己的專業(yè)有了更加感性和理性的認識,我們了解了工程設(shè)計的基本內(nèi)容,掌握了化工設(shè)計的主要程序和方法,增強了分析和解決工程實際問題的能力。同時,通過課程設(shè)計,還使我們樹立正確的設(shè)計思想,培養(yǎng)實事求是、嚴肅認真、高度負責的工作作風,加強工程設(shè)計能力的訓練和培養(yǎng)嚴謹求實的科學作風更尤為重要。 <
72、;/p><p> 在完成報告和預習的過程中我們需要查閱大量的資料,我們在遇到了很多新的知識的時候,通過學校圖書館和網(wǎng)絡(luò)資源進行查閱相關(guān)資料,并針對相關(guān)數(shù)據(jù)要進行分析和整理成自己的有用的東西。通過項目不斷地完成過程中使我們的語言組織能力,邏輯思維管理和報告撰寫能力得到了一定程度的鍛煉和提高。</p><p> 最后,我還要感謝我的指導老師對我們的教導與幫助,感謝同學們的相互支持,與他們一起對
73、一些問題的探討和交流讓我開拓了思路,也讓我在課程設(shè)計時多了些輕松、愉快。</p><p><b> 參考文獻 </b></p><p> [1]張新戰(zhàn),化工單元過程及操作?北京:化學工業(yè)出版社,1998</p><p> [2]何潮洪,馮霄?化工原理?北京:科學出版社,2001</p><p> [3]柴誠敬,劉
74、國維?化工原理課程設(shè)計?天津:天津科學技術(shù)出版社,1994</p><p> [4]賈紹義,柴敬誠?化工原理課程設(shè)計?天津:天津大學出版社,2002</p><p> [5]陳均志,李雷?化工原理實驗及課程設(shè)計?北京:化學工業(yè)出版社,2008</p><p> [6]馬江權(quán),冷一欣?化工原理課程設(shè)計?北京:中國石化出版社,2009</p><
75、;p> [7]段毅文,板式精餾塔的塔板效率[j].內(nèi)蒙古石油化工2006年第12期</p><p> [8]杜佩衡吳兆亮.篩板精餾塔回流比的優(yōu)化設(shè)計[J].河北工學院學報,1989,2期第18卷</p><p> [9]尚小琴,陳勝洲,鄒漢波.化工原理實驗[M].北京:化學工業(yè)出版社,2011.8</p><p><b> 目錄</b&
76、gt;</p><p> 序言…………………………………………………………………………………1</p><p> 1、板式精餾塔設(shè)計任務書……………………………………………………………2</p><p> 1.1、設(shè)計題目………………………………………………………………………2 1.2、設(shè)計任務………………………………………………………………………2
77、</p><p> 1.3、操作條件………………………………………………………………………2</p><p> 2、設(shè)計的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)……………………………………………………………………2</p><p> 2.1、苯和甲苯的物理性質(zhì)…………………………………………………………2</p><p> 2.2、飽和蒸汽壓和平衡數(shù)據(jù)………………
78、………………………………………2</p><p> 2.3、液體表面張力…………………………………………………………………3</p><p> 2.4、液相密度及粘度………………………………………………………………3</p><p> 2.5、常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)…………………………………………………………3</p><p> 2.6、
79、板式塔簡易流程圖……………………………………………………………4</p><p> 3、設(shè)計計算……………………………………………………………………………5</p><p> 3.1、塔的物料計算…………………………………………………………………5</p><p> 3.2、精餾段工藝條件及有關(guān)物性的計算…………………………………………6</p>
80、<p> 3.3、塔和塔板主要工藝尺寸計算…………………………………………………8</p><p> 3.4、篩板的流體力學驗算………………………………………………………11</p><p> 3.5、塔板負荷性能圖……………………………………………………………12</p><p> 3.6、設(shè)備計算結(jié)果(表) ……………………………………………
81、……………15</p><p> 4、附件的計算………………………………………………………………………16</p><p> 4.1、接管…………………………………………………………………………16</p><p> 4.2、冷凝器………………………………………………………………………18</p><p> 4.3、再沸器………………
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