0057-處理量210 kmolh乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計(jì)【5CAD+優(yōu)秀論文】
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處理量210 kmol/h乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計(jì)報(bào)告書前言 本課程設(shè)計(jì)說明書包括概述、流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計(jì)和控制方案共七章。 說明書中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述,對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了說明。 鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限,本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤,希望各位老師給予指導(dǎo)和支持目錄1 概述12 工藝流程方案23 浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)33.1 設(shè)計(jì)條件33.2 物料衡算及熱量衡算33.3 塔板數(shù)的計(jì)算43.4 精餾塔工藝設(shè)計(jì)53.5 溢流型塔板布置及溢流裝置設(shè)計(jì)63.6 浮閥布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取73.7 流體力學(xué)校核84 再沸器的設(shè)計(jì)115 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)176 管路設(shè)計(jì)217 控制方案218 設(shè)備一覽表229 設(shè)計(jì)評(píng)述2410 參考文獻(xiàn)2411 主要符號(hào)說明24第一章 概 述 精餾是分離分離液體混合物最常用的一種單元操作,所用設(shè)備主體核心設(shè)備是精餾塔,輔助設(shè)備包括再沸器、冷凝器、儲(chǔ)罐、預(yù)熱器及冷卻器。1精餾塔精餾塔是精餾裝置的主體核心設(shè)備,氣、液兩相在塔內(nèi)多級(jí)逆向接觸進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱,實(shí)現(xiàn)混合物的分離。精餾塔是一圓形筒體,塔內(nèi)裝有多層塔板或填料,塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí),液相被加熱,液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移;氣相被部分冷凝,氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移,從而使混合物中的組分得到高程度的分離。常規(guī)或簡(jiǎn)單精餾塔設(shè)有一個(gè)進(jìn)料口,進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段兩段,而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi),氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加,塔頂最低,塔底最高。本設(shè)計(jì)為篩板塔,篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但易漏液,易堵塞。然而經(jīng)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求,目前應(yīng)用較為廣泛。2. 再沸器再沸器是精餾裝置的重要附屬設(shè)備,用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔,使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器,它是一垂直放置的管殼式換熱 器。液體在自下而上通過換熱器管程時(shí)部分汽化,由在殼程內(nèi)的載熱 體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn):循環(huán)推動(dòng)力:釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機(jī)械清洗,不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。3. 冷凝器 (設(shè)計(jì)從略) 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體,部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品,其余作回流液返回塔頂,使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行,最常用的冷凝器是管殼式換熱器 第二章 工藝流程方案1. 精餾裝置流程 精餾就是通過多級(jí)蒸餾,使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離,并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞,使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離,進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如下: 原料(乙烯和乙烷的混合液體)經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置(進(jìn)料板處)流入塔內(nèi),開始精餾操作;當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí),再沸器進(jìn)行加熱,使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂,由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出,稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?;亓饕簭乃斞厮飨?,在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí),被再沸器加熱部分汽化,其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流,而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2. 工藝流程1.物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸 精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐、泵和各種換熱器,以暫時(shí)儲(chǔ)存,運(yùn)輸和預(yù)熱(或冷卻)所用原料,從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。2.必要的檢測(cè)手段 為了方便解決操作中的問題,需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表,以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 另外,常在特定地方設(shè)置人孔和手孔,以便定期的檢測(cè)維修。3.調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值,應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié),以保證達(dá)到生產(chǎn)要求,可設(shè)雙調(diào)節(jié),即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存,且隨時(shí)進(jìn)行切換。3. 設(shè)備選用 精餾塔選用浮閥塔,配以立式熱虹吸式再沸器。4. 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量: 210 kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量:(以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì))進(jìn)料: xf65塔頂產(chǎn)品: xD99塔底產(chǎn)品: xw1第三章 浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)第一節(jié) 設(shè)計(jì)條件1工藝條件:飽和液體進(jìn)料,進(jìn)料乙烯含量zF65(摩爾百分?jǐn)?shù))塔頂乙烯含量 xD99,釜液乙烯含量 xw1,總板效率為0.6。2操作條件:1)塔頂操作壓力: P=2.5MPa(表壓)2)加熱劑及加熱方法:加熱劑水蒸氣 加熱方法間壁換熱3)冷卻劑: 循環(huán)冷卻水4)回流比系數(shù): 3塔板形式: 浮閥4處理量: F=210 kmol/h5安裝地點(diǎn): 大連6塔板設(shè)計(jì)位置: 塔頂?shù)诙?jié) 物料衡算及熱量衡算一、物料衡算1換算: 將摩爾百分?jǐn)?shù)換算成質(zhì)量百分?jǐn)?shù)zF65 wF63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 將摩爾流量換算成質(zhì)量流量:進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量:(MA為乙烯摩爾質(zhì)量 MB為乙烷摩爾質(zhì)量) 2求摩爾流量 D + W = 2100.65210 = 0.99D + 0.01W解得: D = 137.14koml/h , W = 72.86kmol/h ;塔內(nèi)氣、液相流量:1)精餾段:; 2)提餾段: 二、熱量衡算1) 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量:2) 冷凝器熱流量: 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量: 第三節(jié) 塔板數(shù)的計(jì)算注:下標(biāo)t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)。1. 回流比計(jì)算過程: =1.437泡點(diǎn)進(jìn)料:q=1 q線方程:xq=zF代入數(shù)據(jù),解得: xq=0.65 , ye=0.73 2. 逐板計(jì)算過程:(1)塔內(nèi)氣液相流量:精餾段:L=RD=746.0416 koml/h ; V=(R+1)D=883.1816 koml/h提餾段:L=L+Qf=956.0416 koml/h ; V=V=883.1816 koml/h(2)塔內(nèi)精餾段、提餾段方程:精餾段方程:提餾段方程:(3)理論塔板數(shù)的計(jì)算:(采用逐板計(jì)算法)相平衡方程為:帶入精餾段方程和相平衡方程中計(jì)算,直至xizF ,為理論進(jìn)料位置:第i塊板y1=xD=0.99 x1=0.9854 y10=0.9082 x10=0.8712y2=0.9860 x2=0.9860 y11=0.8896 x11=0.8464y3=0.9815 x3=0.9732 y12=0.8687 x12=0.8190y4=0.9758 x4=0.9650 y13=0.8455 x13=0.7892y5=0.9688 x5=0.9550 y14=0.8203 x14=0.7574y6=0.9604 x6=0.9431 y15=0.7935 x15=0.7244y7=0.9503 x7=0.9290 y16=0.7656 x16=0.6908y8=0.9384 x8=0.9124 y17=0.7372 x17=0.6574y9=0.9244 x9=0.8932 y18=0.7090 x18=0.6250則x18=0.6250zF=0.65 ,進(jìn)料;然后進(jìn)入提餾段: 帶入提餾段方程和相平衡方程中計(jì)算,直至 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù):=n(含釜)y19=0.6757 x19=0.5877 y29=0.1489 x29=0.1069y20=0.6362 x20=0.5447 y30=0.1149 x30=0.08155y21=0.5905 x21=0.4966 y31=0.08745 x31=0.06152y22=0.5367 x22=0.4421 y32=0.06577 x32=0.04594y23=0.4777 x23=0.3848 y33=0.04891 x33=0.03398y24=0.4157 x24=0.3273 y34=0.03596 x34=0.02488y25=0.3535 x25=0.2722 y35=0.02611 x35=0.01800y26=0.2930 x26=0.2209 y36=0.01866 x36=0.01284y27=0.2383 x27=0.1763 y37=0.01307 x37=0.008977y28=0.1900 x28=0.1383 則x37=0.0089775-6,不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜現(xiàn)象。3.液泛的驗(yàn)算 為避免液泛,溢流管內(nèi)的清液高度: 氣體通過一層塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮P 液體通過降壓管的壓頭損失,因不設(shè)內(nèi)堰 板上清液高度hL=0.07m液柱則Hd=hP+hd+hL=0.0881+0.036+0.07=0.1941m 取=0.5, (HT+hW)=0.5(0.45+0.032)=0.241m液柱因此 , 滿足工程要求4.液沫夾帶驗(yàn)算 板上液相流程長(zhǎng):Zl=D-2Wd=1.6-20.1984=1.2032m板上液流面積: Ab=AT-2Af=2.0096-20.190912=1.63m2乙烯-乙烷物系按正常物系取物性,查泛點(diǎn)負(fù)因子圖表得,F(xiàn)LV=0.2978, u/uf=0.736 , =0.032則又根據(jù) 則eV=0.0026kg液體/kg氣體兩次算出的eV20% 所以,傳熱面積裕度合適,滿足要求四 循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力:1)當(dāng) X=Xe/3= 0.1133時(shí) 兩相流的液相分率 兩相流平均密度: 2)當(dāng) X=Xe=0.34時(shí) 兩相流的液相分率: 則 根據(jù)課程設(shè)計(jì)表319 得:l=0.85m 則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力: 2循環(huán)阻力Pf: 管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流量: 釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù): 進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度: 進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù):管程進(jìn)口阻力: 傳熱管顯熱段阻力 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 氣相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量液相流動(dòng)阻力 管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4 動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù): 管程出口段阻力P5 氣相流動(dòng)阻力Pv5 管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和: 液相流動(dòng)阻力p5 所以循環(huán)阻力: 則循環(huán)推動(dòng)力pD略大于循環(huán)阻力pf,說明假設(shè)的出口氣化率Xe=0.34基本正確。再沸器滿足傳熱過程對(duì)循環(huán)流量的要求。第五章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)一、輔助容器的設(shè)計(jì)(容器填充系數(shù)?。簁=0.7)1.進(jìn)料罐(常溫貯料) 20乙烯 L1 =380kg/m3 乙烷 L2 =540kg/m3 壓力取2.61MPa 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.4% =426.3 kg/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量:qmfh=6027kg/h 取停留時(shí)間:x為4天,即x=96h 進(jìn)料罐容積:1938.92m3 , 圓整后 取V=1939m32.回流罐(-17)質(zhì)量流量 qmLh=RqmDs =116477.99kg/h L2 =413.4kg/m3設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為0.5h,填充系數(shù)=0.7201.25 m3則回流罐的容積, 取V=202m3 3.塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=qmDs =3935.918 kg/h;產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為120h,填充系數(shù)=0.71775.6 m3則產(chǎn)品罐的容積 取V=1776 m34.釜液罐取停留時(shí)間為5天,即x=120h質(zhì)量流量qmWh=qmWs =2091.082 kg/h 867.13 m3則釜液罐的容積 取V=868m3二、傳熱設(shè)備1.冷卻器和塔頂冷凝器的集成采用臥式冷凝器 入口 出口塔頂產(chǎn)品 256.4k 263.2k 進(jìn)料 273.2k 263.4k 傳熱溫差: 管內(nèi)液體流率:F=210kmol/h取K=700 ,則傳熱面積為 ,圓整后的 A=13m22.釜液冷卻器 塔頂產(chǎn)品與進(jìn)料熱交換后,繼續(xù)與冷卻釜液 塔頂產(chǎn)品 入口263.2k 出口273.2k 釜液 入口 273.2k 出口278.9k 傳熱溫差: 取K=700 ,則傳熱面積為 , 圓整后取A=6 m2三、泵的設(shè)計(jì)1進(jìn)料泵(兩臺(tái),一用一備)取液體流速:u=0.564m/s液體密度: kg/ m3 取d=65mm液體粘度; 取=0.2相對(duì)粗糙度:/d=0.003查得:=0.026取管路長(zhǎng)度:l=80m 取90度彎管4個(gè),截止閥一個(gè),文氏管流量計(jì)1個(gè)取qVLh =6.73m3/h選取泵的型號(hào):AY 揚(yáng)程:3065m 流量:2.560m3 /s2回流泵(兩臺(tái),一用一備)取液體流速:u=0.5m/skg/ m3 取d=0.128取=0.2相對(duì)粗糙度:/d=0.0016查得:=0.0225取管路長(zhǎng)度:l=100m 取90度彎管4個(gè),截止閥一個(gè),文氏管流量計(jì)1個(gè)取qVLh =23.2m3/h選取泵的型號(hào):100F-573.釜液泵(兩臺(tái),一備一用)取液體流速:u=0.394m/skg/ m3 液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度:/d=0.0049查得: =0.03取管路長(zhǎng)度:l=30m 取90度彎管4個(gè),截止閥一個(gè),文氏管流量計(jì)1個(gè)qVLh =1.87m3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值,正常工作時(shí)不使用,但非正常工作或停止工作時(shí),需要使用。選取泵的型號(hào):50F-16 第六章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速 u=0.5 m/s則d=0.102m/s取管子規(guī)格為1144其他各處管線類似求得管子名稱管內(nèi)液體流速(m/s)管線規(guī)格(mm)進(jìn)料管0.51144塔頂蒸氣管151215塔頂產(chǎn)品管0.5623回流管0.52036釜液流出管0.3893.5儀表接管252.5塔底蒸汽回流管151215 貯罐容積估算表序號(hào)位號(hào)名稱停流時(shí)間/h容積/m31V-101原料中間罐9612942V-102回流罐0.5213V-103塔頂產(chǎn)品罐1209144V-104塔底產(chǎn)品罐120763第七章 控制方案序號(hào)位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性/(kg/m3)/(mPas)1FIC-01進(jìn)料流量控制0210kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0430 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔壓控制02.7Mpa乙烯,蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯=408, 6TIC-01釜溫控制16乙烷=385, 第八章 設(shè)備一覽表系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要參數(shù)序號(hào)位號(hào)名稱揚(yáng)程/m流量/m/s功率/kw1P-101進(jìn)料泵25101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵40257.54P-104塔頂產(chǎn)品泵15140.55P-105塔底產(chǎn)品泵3551.0換熱器傳熱面積估算表序號(hào)位號(hào)名稱熱流量/KW傳熱系數(shù)/(W/m2k)傳熱溫差/傳熱面積/m2備注1E-102塔頂冷凝器42.37008.692E-101塔底再沸器4567.31158.58113.183E-103進(jìn)料冷凝器46.56508.694E-104塔底冷凝器6.666507.43序號(hào)位號(hào)設(shè)備名稱形式主要性能參數(shù)操作條件1T-101精餾塔浮閥塔三D=1200 Np=74H=44.5操作溫度 t=256.51操作壓力 p=2.601Mpa2E-102塔頂冷凝器分塊管板式3E-101塔底再沸器分塊管板式4E-103進(jìn)料冷凝器分塊管板式5E-104塔底冷凝器分塊管板式6P-101進(jìn)料泵2臺(tái)離心泵Q=10m3/hH=25m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2臺(tái)離心泵Q=8.5m3/hH=2.5m乙烷液8P-103回流泵2臺(tái)離心泵Q=25m3/hH=40m乙烯液9P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵Q=14m3/hH=15m乙烯液10P-105塔底產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵Q=5m3/hH=35m乙烷液11V-101原料中間罐臥式12940 2.6Mpa12V-102回流罐立式21-16.7 2.6Mpa13V-103塔頂產(chǎn)品罐立式9140 2.6Mpa14V-104塔底產(chǎn)品罐立式76302.6Mpa15V-105不合格產(chǎn)品罐立式650m302.6Mpa 第九章 設(shè)計(jì)評(píng)述 這次課程設(shè)計(jì)完成后,我發(fā)現(xiàn)我對(duì)于化工原理知識(shí)的了解上升到了一個(gè)新的層面,對(duì)于設(shè)計(jì)過程中的每一步,我都能說出它的原理和具體做法。對(duì)于上課時(shí)涉及較少的工藝流程也熟悉了不少。此外,在做設(shè)計(jì)的過程中復(fù)習(xí)并掌握了許多計(jì)算機(jī)知識(shí),例如C語言,EXCEL,MATLAB,AUTO-CAD等。總之,通過這次課程設(shè)計(jì),豐富了我各個(gè)方面的知識(shí),我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設(shè)計(jì)中的錯(cuò)誤與不足之處,使我能不斷提高進(jìn)步。第十章 參考文獻(xiàn):1.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì),匡國(guó)柱、史啟才主編,化學(xué)工業(yè)出版社,2002年。2.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)劉光啟,劉杰主編,化學(xué)化工出版社,2002年。3.化工物性算圖手冊(cè),劉光啟、馬連緗、劉杰主編,化學(xué)工業(yè)出版社,2002年。4.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè),盧煥章,化學(xué)工業(yè)出版社,1982年。5.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè),(續(xù)篇),馬沛生,化學(xué)工業(yè)出版社,1982年。6.石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè),王松漢,化學(xué)工業(yè)出版書,2002年。7.化工原理(下冊(cè))第十一章 主要符號(hào)說明符號(hào)意義與單位符號(hào)意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2e單位時(shí)間夾帶的液沫量 kg/hAa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2ev單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Ad降液管截面積 m2Fa氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔總截面積 m2Nt理論塔板數(shù)AT塔截面積 m2Np實(shí)際塔板數(shù)b液體橫過塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度 mn浮閥個(gè)數(shù)bc塔板上邊緣寬度 mp系統(tǒng)總壓力 kPa組分分壓 kPabd降液管寬度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定區(qū)寬度 m熱負(fù)荷 w(kw)bs塔板上出口安定區(qū)寬度 mD餾出液摩爾流量 kmol/hC計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子F進(jìn)料摩爾流量 kmol/hC20液體表面張力20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子 qm質(zhì)量流量 kmol/hCo孔流系數(shù)L液相摩爾流量 kmol/hD塔徑 mV氣相摩爾流量 kmol/hdo浮閥直徑 mW釜液摩爾流量 kmol/hET塔板效率液流收縮系數(shù)qVLh液相體積流量 m3 /hqVLs液相體積流量 m3 /sh克服液體表面張力的阻力 mqVVh氣相體積流量 m3 /hhow堰上方液頭高度 mqVVs氣相體積流量 m3 /shw堰高 mR回流比K相平衡常數(shù)r摩爾汽化潛熱 kj/kmolk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)T熱力學(xué)溫度 Klw堰長(zhǎng) mt攝氏溫度 M摩爾質(zhì)量 kg/kmolFLV兩相流動(dòng)參數(shù)密度 kg/m3 f汽化分?jǐn)?shù)液體表面張力 mN/mHd氣相摩爾焓 kj/kmol時(shí)間 sHd降液管內(nèi)清液層高度 m降液管中泡沫層的相對(duì)密度 Hf降液管內(nèi)泡沫層高度 m篩板的開孔率HT塔板間距 m1餾出液中易揮發(fā)組分的回收率hb降液管底隙 m2釜液中難揮發(fā)組分的回收率hd液體流過降液管底隙的阻力m液沫夾帶分?jǐn)?shù),篩孔中心距mhf塔板阻力(以清液層高度表示 m)u設(shè)計(jì)或操作氣速 m/sht塔板上的液層阻力(以清液層高度表示 )mua通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/sho干板阻力 (以清液層高度表示)muf液泛氣速 m/sho嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力muo篩孔氣速 m/suo嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的篩孔氣速 m/szf進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)x液相摩爾分?jǐn)?shù)相對(duì)揮發(fā)度y氣相摩爾分?jǐn)?shù)塔板上液層的充氣系數(shù)Z塔高 m下標(biāo)A.B組分名稱min最小c冷缺水max最大D餾出液n塔板序號(hào)e平衡opt適宜F進(jìn)料q精。提餾段交點(diǎn)h小時(shí)R再沸器i組分名稱s秒j組分名稱V氣相l(xiāng)液相w釜液提餾段飽和28
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