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1、化工原理課程設(shè)計論文( 2010 屆 ) 題 目：苯-甲苯混合液篩板（浮閥）精餾塔設(shè)計 學(xué) 院： 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 學(xué)生姓名： 王文俊 學(xué)號： 21007051065 指導(dǎo)教師： 吳 彬 完成時間： 2013 年 6 月 26 日 成 績： 序 言 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（物理化學(xué)，化工制圖等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)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(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能

2、力，思考問題能力，計算能力等。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(yīng)用非常廣泛的一種單元操作，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(yīng)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進行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩

3、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。1 、板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書1.1、設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。1.2、設(shè)計任務(wù)(1)原料液中苯含量：質(zhì)量分率50(質(zhì)量)，其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于98(質(zhì)量)。(3)殘液中苯含量不得高于2(質(zhì)量)。(4)生產(chǎn)能力：30000 t/y苯產(chǎn)品，年開工330天。1.3、操作條件(1)精餾塔頂壓強：4.0kPa(表壓) (2)進料熱狀態(tài)：間接蒸汽加熱。(3)回流比：自選。 (4)單板壓降壓：0.7kPa 2、設(shè)計的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1、苯和甲苯的物理性質(zhì)表2 苯和甲苯的物理

4、性質(zhì) 項目分子式分子量M沸點（）臨界溫度tC（）臨界壓強PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.72.2、飽和蒸汽壓和平衡數(shù)據(jù)表3 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.0表4 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù) 溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.

5、9000.7770.6300.4560.2622.3、液體表面張力表5 純組分的表面張力 溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.32.4、液相密度及粘度表6 組分的液相密度 溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表7 液體粘度 溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2282.5、常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)表8 常壓下

6、苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.6

7、82.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0 2.6、 板式塔簡易流程圖 3、設(shè)計計算3.1、 塔的物料計算 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 (1) 料液及塔頂塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù) 5417.64) / 2 = 89.56 lg108.013.92/5011 .78/50 11.78/50 xF=+=983.013.92/2 11.78/9811.78/98xD=+=024.013.92/9911.78/ 111.78/ 1xW=+= 平均相對分子質(zhì)量)/(kg84.553.192541.01(11.78

8、541.0kmolMF=)-+=)/(kg578.33.192)983.01(11.78983.0kmolMD=-+=)/91.80(kg3.192)024.01(11.78024.0kmolMW=-+= 物料衡算 )/( 44.802433055.8430000000hkmolF=總物料衡算 D + W = 44.80 苯物料衡算 WDF02.098.0 0.541 += 聯(lián)立解得D = 24.15 Kmol/h W = 20.65 Kmol/h式中 F-原料液流量 D-塔頂產(chǎn)品量 W-塔底產(chǎn)品量4 塔板數(shù)的計算根據(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

9、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(biāo)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(biāo)。依最小回流比計算式： Rmin = ( xD - yq ) / ( yq - xq ) 代入數(shù)據(jù)得：Rmin=1.08 , R = 2Rmin= 2.165 全塔效率ET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：m = 0.541A+（1-0.541）B = 0.271 mPas故 ET = 0.17 0.616 lg0.271 = 0.52 = 526 實際塔板數(shù)精餾段：N1 =4

10、/0.52 8層提餾段：N2 =7/0.52 14層7 精餾塔的氣、液相負(fù)荷 L = RD = 2.1624.15 = 52.16 kmol/hV = (R+1)D = 3.1624.15 = 76.314 kmol/hL = RD + qF =96.96 kmol/hV = (R+1)D (1-q)F = 50.23 kmol/h(8) 精餾操作方程： 提溜段方程： 3.2、 精餾段工藝條件及有關(guān)物性的計算 操作壓力的計算塔頂操作壓力：PD = 101.325 + 4 = 105.325 kpa 每層塔板壓降：P = 0.7 kpa 進料板的壓力：PF = 105.325 + 0.78 =

11、110.925 kpa 精餾段平均操作壓力：Pm =（105.325 + 110.925）/ 2 =108.125 kpa 操作溫度的計算安托因方程： lg P0 = A B / (t + C) ABC苯6.0321206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58 對苯-甲苯可看作理想物系，并查設(shè)計手冊得： = 2.5 x1 = y1 / (y1 (1 y1) y1 = xD x1 = 0.958 t = B/（A - lgP0）- C PD0 = PDy1 / x1 = 101.72 kpa tD = 1206.35 / (6.032 lg101.72) 220.24 = 7

12、9.50 同樣,根據(jù) yn+1 = 0.519xn + 0.473 xn = yn / (yn +(1 - yn) 解得：y1 = xD = 0.983 x1 = 0.958 y2 = 0.9649 x2 = 0.9166 y3 = 0.9335 x3 = 0.8604 y4 = 0.8826 x4 = 0.7504 y5 = 0.8088 x5 = 0.6285 y6 = 0.7740 x6 = 0.5038 PF0 = 0.714PF / 0.5038 = 172.5675 kpa tF = 1206.35 / (6.032 lg172.5675) 220.24 = 97.64 精餾段平均

13、溫度：tm = (79.5 + 97.64) / 2 = 88.57 平均相對分子質(zhì)量計算 塔頂 xD = y1 = 0.983 x1 = 0.959 , 則 進料板 yF =0.774 xF =0.504 , 則 )/(35.7813.92)774.01(11.78774.0m,kmolkgMFV=-+= )/(07.8513.92)504.01(11.78504.0m,kmolkgMFL=-+= 則，精餾段平均相對分子質(zhì)量 MVFm = (78.35 + 81.28) / 2 = 79.815 kg/kmol MLFm = (78.61 + 85.27) / 2 = 81.84 kg/km

14、ol 平均密度計算 液相密度液相平均密度依下式計算，即 1/Lm = A /LA + B /LB （ 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂液相平均密度的計算 1/LMD = 0.98/813.35 + 0.02/808.55 得：LMD = 813.27 kg/m3 進料板 xF =0.541 A = (0.54178.11) / (0.54178.11 + 0.45992.13) = 0.501/LMF = 0.50/795.19 + (1 0.50)/792.64 LMF = 793.91 kg/m3 氣相密度VM = pMm,1/RT = 108.12579.815/(8.134(88.57 + 273.1

15、5)= 2.94 kg/m3 液體表面張力 m = xii mD = 0.98321.09 + 0.01721.58 = 21.1 mN/m mF = 0.54119.14 + 0.45920.09 =19.6 mN/m 則，精餾段平均表面張力為： m（1） = （21.1 + 19.6）/2 = 20.35mN/m 液體黏度 Lm = xii LD = 0.9830.304 + 0.0170.307 = 0.304 LF = 0.5410.261 + 0.4590.269 = 0.265 則，精餾段平均液相黏度為： Lm = （0.304 + 0.265）/2 = 0.285 3.3 塔和塔

16、板主要工藝尺寸計算 塔徑的計算 對精餾段： VS = 0.5755 m3/s LS = 0.0015 m3/s 選板間距，取板上液層高度，故；0648.02.94.91.7931364377.55.05.0=VSLSVLrr 由圖3-2史密斯關(guān)聯(lián)圖 查得: C20=0.072；依式 0.0743 )/(219.194.294.291.7930743.0maxsmCVVL=-=-=rrrm 可取安全系數(shù)為0.7，則 )(752.0853.014.3379.044)/(853.0219.17.07.0maxmVDsmS=pmmm 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為1.0m,則空塔氣速0.853m/s。 塔截面積：

17、S = 0.785 m2 =VS/S = 0.5755/0.785 = 0.733 m/s 對提餾段： 選板間距，取板上液層高度，故；0.0717 查圖得C20=0.068；依式=0.069按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56(m/s)。 精餾塔的有效高度計算Z1 = (N1 - 1)HT = (8 - 1)0.4 = 2.8(m)提餾段有效高度為：Z2 = (N2 - 1)HT = 5.2(m)在進料板上開一人孔，其高度為0.8m，其有效高度為：Z = 2.8 + 5.2 + 0.8 = 8.8(m) 溢流裝置采用單溢流、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

18、。 溢流堰長取堰長lw 為0.66D，即lw = 0.661.0 = 0.66m 出口堰高 hw hw = hL - hOW 0.001501153m.00.663600.0.00151100084.2h15.2610.663600.,60.0/3/25.25.2=owWhWElLDl，則查圖可得， 上層清液高：hc = 60 mm 故 hW = hC - hOW = 0.06 0.01153 = 0.04847 m 降液管的寬度與降液管的面積： 由查得：Wd/D = 0.14 , Af/AT = 0.08則 Af = 0.7850.0812 = 0.0628 m2 Wd = 0.14D =

19、0.14 m 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 故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速u0為0.08m/s，則h0 = Ls/(lwu0) = 0.00153600/(36000.660.08) = 0.0283mhW h0 = 0.0485 0.0283 = 0.0202 0.006 m 符合要求 塔板布置 塔板的分塊 因D800mm 故 塔板采用分塊式，查表3-7，塔板分3塊 取邊緣區(qū)寬度Wc = 0.035m，安定區(qū)寬度Ws = 0.065m 開孔面積計算 x=0.295r=0.465 故 Aa = 0.5021m2 篩口計算 取篩空的

20、孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為 故孔中心距 5=15mm 篩孔數(shù)：n = 1.155Aa /t2 = 2612.8 = 2613個 開口率：= A0/Aa = 0. 927/9 = 10.1 氣體通過篩孔的氣速為： )/(28.11051.05755.000smAVS=m3.4 篩板的流體力學(xué)驗算 氣體通過篩板壓強相當(dāng)?shù)囊褐叨扔嬎?干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，C0=0.84由式 ()()()()0149.0051.0051.091.79394.2284.047.7200=lveecuch 體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?)smfTsAAVa/53.0.0.7

21、85-0.0628379.0.=-m903.090.253.0=vaaeuF 由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式()()0396.0012.0048.066.000=+=+=owwLlhhhhee 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?1099.2043-40=gdelhs/793.91*9.81*0.005=0.00220745.00327.00396.00022.0=+=ph()()ppgehplpp7006.5798.991.793.0745.0=D（設(shè)計允許值） 液面落差的驗算 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。 霧沫夾帶量 0.

22、004=OWUUK故，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量漏液。 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 =0.0745+0.06+0.150.082 = 0.1352取，則 (HT+hw)= 0.5(0.4+0.0202) = 0.2101 故， ，在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液乏。 根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)檢驗，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。3.5 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線 32614.00202.0sowwLLhhh+=+= 代入 整理得： 32min,114. 0013.0999.2ssLV+= 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Ls /(m3/s) 0

23、.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)0.3520.3610.3710.381 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 霧沫夾帶線霧沫夾帶量： 取 代入 ， 整理得： Vs = 1.29 10.0Ls2/3 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 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.2181.1581.0811.016 由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E = 1 Ls,min = 0.00056 m3/s 據(jù)此可作出與

24、氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。 液相負(fù)荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下限，AfHT/Ls 故，Ls,min = 0.05670.40/4 = 0.00567 m3/s 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。 液泛線 令 Hd = (HT+hw) 由 Hd = hP+hL+hd = hc+hl+h+hL+hd hl = hL hL = hw + how 聯(lián)立得 HT + （ 1）hw = （ + 1）how + hc + h + hd 忽略 h ，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 Vs2 =1.37 3176Ls

25、2 13.16Ls2/3 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 Ls /(m3/s) 0.00060.00150.00300.0045Vs /(m3/s)1.1291.0911.0330.974 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 根據(jù)以上各數(shù)據(jù)表，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示：3.6 設(shè)備計算結(jié)果(表)項目符號單位計算數(shù)據(jù)平均壓強PmkPa108.125平均溫度tm89.57平均流量氣相VSm3/s0.5755液相LSm3/s0.0015實際塔板數(shù)N塊8板間距HTm0.4塔的有效高度Zm2.8塔徑Dm1空塔氣速um/s0.795塔板液流形式單流型溢流管型式弓形堰長

26、lwm0.66堰高hwm0.0202溢流堰寬度Wdm0.14管底與受業(yè)盤距離hom0.028板上清液層高度hLm0.06孔徑domm5孔間距tmm15孔數(shù)n個2613開孔面積Aam20.5021篩孔氣速uom/s 11.28塔板壓降hPkPa0.7液體在降液管中停留時間s16.7降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1352霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.004負(fù)荷上限霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限漏液控制 氣相最大負(fù)荷VSmaxm3/s1.075氣相最小負(fù)荷VSminm3/s0.357操作彈性3.0114 附件的計算 4.1接管 (1)進料管進料管的結(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

27、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取進料管規(guī)格4752.5 則管內(nèi)徑d=475mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量hkmolL/16.52=塔頂液相平均摩爾質(zhì)量kmolkgM/35.78=,平均密度3/91.793mkg=r則液體流量 m3/s取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格402.5 則管內(nèi)直徑d=40mm回流管內(nèi)實際流速(3)塔頂蒸汽接管取管內(nèi)蒸汽流速可取回流管規(guī)格51012 則實際管徑d=504mm塔頂蒸汽接管實際流速 (4)釜液排出管塔底w=1504.2kmol/h 平均密度3/91.

28、793mkge=平均摩爾質(zhì)量kmolkg/80.91M=取管內(nèi)流速可取回流管規(guī)格3552.5 則實際管徑d=354mm塔頂蒸汽接管實際流速(5)塔頂產(chǎn)品出口管徑D=1504.2koml/h 相平均摩爾質(zhì)量kmolkgM/35.78=溜出產(chǎn)品密度取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格1852.5 則實際管徑d=185mm塔頂蒸汽接管實際流速4.2冷凝器塔頂溫度tD=81.48 冷凝水t1=20 t2=30 則由tD=81.48 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh=2.983m3/s塔頂被冷凝量冷凝的熱量4.3 再沸器塔底溫度tw=105.0 用t0=135的蒸汽，釜液出口溫度t1=112則 由tw=1

29、05.0 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量Vh=2.374m3/h 密度則取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量4.4 板式塔結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔（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。（1） 塔頂空間 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 （2） 塔底空間 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。 塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。塔底液面至最

30、下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取 （3） 人孔 一般每隔68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450500mm，其伸出塔體得筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺約8001200mm。本塔設(shè)計每7塊板設(shè)一個人孔，共兩個，即 （4） 塔高 =12.9m5、學(xué)習(xí)心得通過本次課程設(shè)計的訓(xùn)練，讓我對自己的專業(yè)有了更加感性和理性的認(rèn)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(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)，加強工程設(shè)計能力的訓(xùn)練

31、和培養(yǎng)嚴(yán)謹(jǐn)求實的科學(xué)作風(fēng)更尤為重要。在完成報告和預(yù)習(xí)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(xué)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，邏輯思維那呢管理和報告撰寫能力得到了一定程度的鍛煉和提高。最后，我還要感謝我的指導(dǎo)老師對我們的教導(dǎo)與幫助，感謝同學(xué)們的相互支持，與他們一起對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。參考文獻 1張新戰(zhàn)，化工單元過程及操作北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19982何潮洪,馮霄化工原理北京：科學(xué)出版社，20013柴誠敬,劉國維化

32、工原理課程設(shè)計天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，19944賈紹義,柴敬誠化工原理課程設(shè)計天津：天津大學(xué)出版社，20025陳均志，李雷化工原理實驗及課程設(shè)計北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20086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，20097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(xué)院學(xué)報，1989，2期第18卷9尚小琴，陳勝洲，鄒漢波.化工原理實驗M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2011.8 目錄序言11、板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書21.1、設(shè)計題目2 1.2、設(shè)計任務(wù)21.3、操作條件22、設(shè)計的基礎(chǔ)數(shù)據(jù)22.1、苯和甲苯的物理性質(zhì)22.2、飽和蒸汽壓和平衡數(shù)據(jù)22.3、液體表面張力32.4、液相密度及粘度32.5、常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)3 2.6、板式塔簡易流程圖43、設(shè)計計算53.1、塔的物料計算53.2、精餾段工藝條件及有關(guān)物性的計算63.3、塔和塔板主要工藝尺寸計算83.4、篩板的流體力學(xué)驗算113.5、塔板負(fù)荷性能圖123.6、設(shè)備計算結(jié)果(表) 154、附件的計算16 4.1、接管164.2、冷凝器184.3、再沸器184.4、板式塔結(jié)構(gòu)185、學(xué)習(xí)心得19 參考文獻2023