【苯-乙苯常壓精餾塔設(shè)計】 某精餾塔在常壓下分離苯甲苯

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1、【苯-乙苯常壓精餾塔設(shè)計】 某精餾塔在常壓下分離苯甲苯 目錄 1 課程設(shè)計任務(wù)書 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 2 前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 3 2.1塔設(shè)備的化工生產(chǎn)中的作用和地位- - - - - - - - - - - - - 3 2.2設(shè)計方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

2、- 4 2.3符號說明- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 3 物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -5 3.1進料組成- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - 5 3.2全塔物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 3.3相對揮發(fā)

3、度確定- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6 3.4理論塔板數(shù)和進料位置確定- - - - - - - - - - - - - - - - - - -7 3.5實際板數(shù)和實際進料位置確定- - - - - - - - - - - - - - - - - 8 3.6精餾塔的氣液負(fù)荷- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 9 4 熱量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

4、 - -11 4.1塔頂冷卻水用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 4.2塔釜飽和水蒸氣用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -11 4.3液體平均表面張力- - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - -12 5 塔板工藝尺寸計算- - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - -- - - - -12 5.1塔徑計算- - - - - - - - - - - -

5、- - - - - - -- - -- - - - - - -- - - - -12 5.2溢流裝置- - - - - - - - - - - -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - - - 13 5.3弓形降液管寬度和截面- -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - - - 15 5.4降液管底隙高度- - - - - - - - -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - 17 5.5篩孔計算及其排列- - - - - - -- - - - --- - - - - - - - - - - - -

6、 -17 5.6塔有效高度的計算- - - - - -- - - - ---- - - - --- - - - - - - - - 18 6 塔板流體力學(xué)驗算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 19 6.1氣相通過浮閥塔板的壓強降- - - - - - - - - - - - - - - - - - -19 6.2淹塔- - - - - - - - - - - - - - - -- -- - -- - - - -- - - - - - -- - - - --20 6.3霧沫夾帶- - - - - - - - - -

7、- - -- -- - -- - - - -- - - - - - -- - - - -21 7 塔板負(fù)荷性能圖 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 21 7.1、霧沫夾帶線 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -21 7.2、液泛線- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 22 7.3、液相負(fù)荷上限線 - - - - - - - - - - -

8、- - - - - - - - - - - - - --23 7.4、漏液線- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 23 7.5、液相負(fù)荷下限線- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 25 9 輔助設(shè)備的計算及選型- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26 9.1、裙座- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -

9、 - - -- - - - -26 9.2、吊柱- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - -26 9.3、冷凝器的選擇 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 26 9.3、再沸器的選擇 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 27 10 計算結(jié)果列表（參考資料）- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -28 附表：性

10、能負(fù)荷圖等- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -29 第1節(jié) 設(shè)計任務(wù)書 題 目：苯－乙苯雙組分均相混合液常壓精餾塔設(shè)計。 工藝條件及數(shù)據(jù)： ⑴原料液量10000kgcm2(絕壓) ； ⑷冷卻水進口溫度25℃，出口溫度50℃； ⑸設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。 設(shè)計成果： 設(shè)計說明書一份 設(shè)計圖紙包括負(fù)荷性能圖、塔盤布量圖、浮閥塔（或篩板塔）工藝條件圖。 第2節(jié) 前言 2.1塔設(shè)備的化工生產(chǎn)中的作用和地位 塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣（或汽）液或液液兩相進行緊密

11、接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。可在塔設(shè)備中完成的常見操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法靜制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。 在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有重大的影響。據(jù)有關(guān)資料報道，塔設(shè)備的投資費用占整個工藝設(shè)備投資費用的較大比例；它所耗用的鋼材重量在各類工藝設(shè)備中也屬較多。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。 2.2設(shè)計方案 本設(shè)計任務(wù)為分離苯－乙苯雙組分均相混合液。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾。精餾過

12、程的流程設(shè)計如下： 如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部 分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵, 有時還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項參數(shù)。 設(shè)計方案簡介： 設(shè)計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在

13、泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點進料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。具體如下： 塔型的選擇： 本設(shè)計中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 設(shè)計的依據(jù)與技術(shù)來源： 本設(shè)計依據(jù)于精餾的原理（即利用液體混合物中各組

14、分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)安全的基礎(chǔ)上， 對設(shè)計任務(wù)進行分析并做出理論計算。 2.3符號說明 英文字母 h c ——與平板壓強相當(dāng)?shù)囊褐叨?，L s ——液體體積流量，m 3m的 u ——空塔氣速，ms e v ——液沫夾帶量，kg 液s R min ——最小回流比 W c ——邊緣無效區(qū)寬度，m H T ——塔板間距，m K ——穩(wěn)定系數(shù) H ——板式塔高度，m H d ——降液管內(nèi)清夜層高度，m H F ——進料處塔板間距，m l w ——堰長，m L h ——液體體積流量，m 3kmol

15、W d ——弓形降液管高度，m T ——平均溫度，℃ W s ——破沫區(qū)寬度，m g ——重力加速度，mm3 h f ——板上清液高度，m σ ——表面張力，mNh， W=38.8265 KmolKi=1 由應(yīng)滿足歸一方程ΣKiXi=1 即： 0. 9627? 101. 3250. 0373?101. 325 +=1 P 苯P 乙苯 0. 0270?P 苯101. 325 + 0. 9730?P 乙苯 101. 325 =1 由X D =0.9627，X W =0.0270 計算得：塔頂t 1=85.5℃ 塔底t N =132.9℃, 則：全塔平均相對揮發(fā)度α

16、 苯-乙苯 =（5.795.444.36）10.4618 =24塊 E T 即，實際塔板數(shù)為24 計算實際塔板數(shù) 精餾段N P 精= N T 5 =≈11 E T 0. 4618N T 6 =≈13 E T 0. 4618 提餾段N P 提= 實際加料板位置在第11塊 3.6精餾塔的氣液負(fù)荷 苯與乙苯在某些溫度下的密度如下表： 精餾段： M 塔頂=78X D +106（1－X D ）=780.9627+106(1－0.9627) = 79.04 gmol 則，精餾段平均摩爾質(zhì)量M = M 塔頂+M 進料 2 =83. 52 gm3 ，ρ 乙苯 =795.2 Kgm

17、3 ρv = PM 101. 325?83. 52 =2. 73 Kgh L =RD =0. 375?74.8135=28.06kmol S 3600?ρV 3600?2. 73L ?M 28. 06?83. 52 ==0. 0010 m 3 mol 則，提餾段平均摩爾分?jǐn)?shù)M’=（M 塔底+ M進料）=96.62 gm3 ρ, = V PM 101. 325?96. 623 ==2. 97 Kgh L " =L +qF =28.06+113.64=141.70kmol S , 3600?2. 973600?ρv V , ?M 141. 70?96. 62 L t

18、===0. 0048 m 3 Kg； =389 KJKg，γ 苯 則，平均汽化熱γ= XD γ+（1- XD ）γ 乙苯 比熱容為Cp 苯 =1.92KJKg.k 則，平均比熱容Cp= XD Cp 苯+（1- XD ） Cp 乙苯=1.92 餾出液D 的質(zhì)量Q D =XD D M 苯+（1- XD ）D M 乙苯=5913.26Kgh 則冷凝器熱負(fù)荷Q=（Q D +QL ）γ+（Q D +QL ）Cp △T =(5913.26+2217.47) 389+(5913.26+2217.471.92 (85.5-81.1) =3.23106 KJKg.k 則，冷卻水用量 m 冷

19、水 Q 3. 23?106 ===3. 08?104 KgKg，γ 乙苯 乙苯 =340.1 KJKg 釜液的質(zhì)量流量Q w =10000-QD =4086.74 Kgh 再沸器采用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgfkg，密度ρ 蒸汽 可近似估算5kgfm3 m 蒸汽= Q 再沸器 γ塔釜 m 蒸汽 1. 39?106==4083. 43kg h 2. 6169 4.3液體平均表面張力 由公式σm =∑x i σi 進行計算 i =1n 則，由內(nèi)差法求得塔頂、進料、塔釜溫度下苯與乙苯的表面張力如下： 進料板表面張力σm 進=0. 6430?19. 48+

20、0. 3730?21. 39=20. 50mN m 塔底表面張力σm 底=0. 027?14. 99+0. 973?17. 53=17. 46mN m 220. 66+17. 46 =19. 06mN m 第5節(jié) 塔板工藝尺寸計算： 5.1塔徑計算 塔徑的計算按照下式計算： D = 式中 D —— 塔徑 m ； V s —— 塔內(nèi)氣體流量m 3s。 空塔氣速u 的計算方法是，先求得最大空塔氣速u max ，然后根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù)，即 u =(0.6~0.8) u max 因此，需先計算出最大允許氣速u max 。 u max = 式中 u max ——

21、允許空塔氣速，mm3 ； C ——氣體負(fù)荷系數(shù)，mm時繪制的，故氣體負(fù)荷系數(shù)C 應(yīng)按下式校正： σ0. 2 ) C =C 20(0. 02 精餾段塔徑的計算 由以上的計算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為： 33 L R =0.0010m s 精餾段的汽，液相平均密度為： ρL =792. 6kg m 3 板間距與塔徑的關(guān)系 3 塔徑Dmm 200~300 250~350 300~450 350~600 那么分離空間，初選板間距H T =0. 45m ，取板上液層高度h L =0. 07m 。 H T -h L =0. 45-0. 07=0. 39m ?L s

22、 V ?s ??ρL ??? ??ρS ???? 0. 5 ?0. 0010??792. 6?= ?? ?0. 84722. 73???? 0. 5 =0. 0195 0. 2 ?σ? 查上圖smith 關(guān)聯(lián)圖，得C 20=0. 085，依式C =C 20 ?校正到物系表面張力 ?20? 為20.58mNs ρV 2. 73 取安全系數(shù)為0.7，則 u =0. 7u max =0. 7?1. 463=1. 02m s 、V s =0.9296m m 3、ρV =2. 97kg m時的C ?19. 06? C " =C 20" ? 20?? 0. 2 =0. 07

23、8 ρL " -ρV " 795. 13-2. 97 u max " =C " =0. 078?=1. 27m s D " = 4V s " 4?0. 9296 ==1. 15m πu " 3. 14?0. 889 調(diào)整塔徑為1.2m ，綜上，則取塔徑為1.2m 5.2溢流裝置 采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。 溢流堰長l w 取堰長為0.6D ，則L W =0. 6?1. 2=0. 72m 出口堰高h w 由h w =h l -h ow , 選用平直堰, 堰上液層高度h ow " =式中 h ow ──堰上液流高度，m ； l s ──塔內(nèi)平均液

24、流量，m 3s 根據(jù)經(jīng)驗一般u 0=0.07-0.25ms，則 h （精）=o L R 0. 0010 ==0. 0174m l w ?0. 080. 72?0. 08 L s 0. 0048 h （提）===0. 0833m o l w ?0. 080. 72?0. 085.5篩孔計算及其排列 采用F1型重閥，重量為33g ，孔徑為39mm 一般正常負(fù)荷情況下，希望浮閥是在剛?cè)_時操作，實驗結(jié)果表明此時閥孔動能因子F o 為8 ~11。所以，取閥孔動能因子 F o = 10 ， 用式u o = ρ F o ρ 12V 求孔速 V 為氣相密度。 精餾段：u o =

25、 提餾段： F o ρ = 1 2 102.73 1 2 = 6.05 ms V V h 依式N =0.232求塔板上的理論浮閥數(shù)，即 u 0精餾段： V h 3147. 12 N = 0.232= 0.232=121 u 06. 05 提餾段： V h 3346. 56 N = 0.232= 0.232=134 u 05. 80 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排（如圖）。取同一橫排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，則可按下式估算排間距t’， 精餾段： t , =Aa 0.83= =0.097 m = 97 mm N ?t 121?0.075

26、 提餾段： t , =Aa 0.83 = =0.085 m = 85 mm N ?t 131?0.075 考慮到塔的餓直徑較大, 必須采用分快式塔板, 而各分快板的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于此值，故取 精餾段：t’ = 90mm = 0.09 m 。 提餾段：t’ = 80mm = 0.08 m 按t=75 mm，t’= 90 mm 和t’= 80 mm以等腰三角形叉排方式作圖，見附圖, 排得精餾段實際閥數(shù) 118 個、提餾段實際閥數(shù)133個 5.6精餾塔有效高度的計算 精餾段有效高度的計算：Z1 = 100.45=4.5m 提餾段有效高度的計算：Z2

27、= 130.45=5.85m 人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。 對于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個人孔；對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為450-550mm 。 此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m 人孔直徑H T ，為0.5m. 人孔數(shù)：S= (242 +1.36L S Z L } ρL -ρV K C F A T 100% =80%得出： { V S [ 2. 73 ]12 +1.36?L S ?0.96 } = 80 % 1.02?0.126? 1.0 整理得V S =1.68—2

28、1.33 LS [2] 由式[2]知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個L S 值，依式[2]算出相應(yīng)的 V S 值列與下表中。據(jù)此可做出霧沫夾帶線[2]。 7.2液泛線 當(dāng)H d =φ（H T + hW ）時將發(fā)生液泛 H d = hw + how + hf + hof 由上式確定液泛線，將各式帶入上式，得 5.34?ρV u ?2. 84L S φ（H T + h W ）=+0.153?[]2 +（1+εo ）[hW +（）E 1000 (l? h ) ρL ?2?g W o （ 3600L S l W 23 ⑵ 在操作范圍內(nèi)任取若干個L S 值，依式⑵ 算出相應(yīng)

29、的V S 值列入下表： 4?V s 因此可將上式簡化2 π?d 0?N 根據(jù)表中數(shù)據(jù)做出液泛線⑵。 提餾段：V S 2= 4.16— 1069.40 LS 2 —27.68 LS 2s 55 求出上限液體流量L S 值（常數(shù)）。在V S ——L S 圖上液相負(fù)荷上限線為與氣體流量V S 無關(guān)的豎直線⑶ 。 7.4漏液線 對于F1型重閥，依式F o = u o （ρV ）12 。 π ）d 2o N u o ， 4 5π ）d 2o N [] 12ρV 12 6?10-3 N 6?10-3? 121 ==0.44 m32 2.73 ρV 1s 132.184

30、 E [ ] = 0.006 1000l W 取E=1，則 （L S ）min =[ 0.006?10003s ⑸ 1?2. 843600 根據(jù)式⑴⑵⑶⑷⑸可分別做出塔板負(fù)荷性能圖上的五條線. 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出： ①任務(wù)規(guī)定的氣，液負(fù)荷下的操作點P （設(shè)計點），處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 ②塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 ③按照固定的液氣比，由塔板負(fù)荷性能圖查出 3 精餾段：塔板的氣相負(fù)荷上限（V S ）氣相負(fù)荷下限（V S ）max =1.47ms ，所以精餾段操作彈性 k= 1.47 = 2.67 0.55 0.98 = 2.23

31、 0.44 提餾段：塔板的氣相負(fù)荷上限（V S ）max = 0.98m3s ，所以精餾段操作彈性 k= 第八節(jié) 各接管的設(shè)計 8.1進料管 苯與乙苯在某些溫度下的密度如下： 乙苯 苯則，進料的平均密度ρ=798. 2?0. 643+800. 0?0. 357=798. 84Kgs, 則：輸送管徑d 進= 4?V 進料u ?π4?V 進料 2 π?d 進 = 4?0. 0035 =0. 046m 2?3. 14 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GBs 3. 14?0. 052 . 10Kg h 釜殘液的質(zhì)量流量Q =M ?W =105. 24?38. 8265=4086

32、可近似查得，塔底溫度132.9℃時，ρ苯=752.8Kgm3 3 釜殘液的平均密度ρ=752. 8?0. 027+763. 5?0. 973=763. 2kg m 則，殘液的體積流量V 釜液= Q = 4086. 10 =5. 35m 3h =0. 0015m 3s 763. 2 ρ 取適宜的輸送速度：u f =1.0ms 3. 14?0. 0452 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：φ452.5mm 實際管內(nèi)流速：u f =8.3回流液管 回流液的質(zhì)量流量： = Q 回流=R ?(F m -Q W ) =0. 375?(10000-4086. 1) =831. 64kg

33、 h 乙苯 可近似查得，塔頂回流溫度81.1 ℃時，ρ苯=813.8Kgm3 3 回流液的平均密度ρ=752. 8?0. 027+763. 5?0. 973=763. 2kg m 則：回流液的體積流量V 回流= Q 回流 ρ = 831. 64 =1. 09m 3=0. 0003m 3s 763. 2 利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度u L =0.5ms 2 3. 14?0. 028 . 10=5913. 9Kg h 塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量Q D =10000-4086 可近似查得，塔頂產(chǎn)品溫度81.1 ℃時，ρ苯=813.8Kgm3 3 產(chǎn)品液的平均密度ρ=

34、752. 8?0. 027+763. 5?0. 973=763. 2kg m 則：產(chǎn)品液的體積流量V D = Q D = 5913. 9 =7. 75m 3=0. 0022m 3s 763. 2 ρ 取適宜的回流速度u L =0.5ms 2 3. 14?0. 039 第9節(jié) 輔助設(shè)備的計算及選型 9.1裙座 塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑800mm，故裙座壁厚取16mm 。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： 基礎(chǔ)環(huán)外徑： 圓整： D bi =(2000+2?16)-(0.2~0.4)?10

35、3=1632mm D bo =(2000+2?16)+(0.2~0.4)?103=2432mm D bi =1800mm ，D bo =2600mm ，基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取 18mm ，考慮到再沸器，裙座高度取3m 。地角螺栓直徑取M30。 9.2吊柱 對于較高的室內(nèi)無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，即經(jīng)濟又方便的一項設(shè)施，一般取15m 以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計塔徑D=2000mm，可選用吊柱500kg S=1000m ,L=3400mm,H=1000mm材料為A3。 9.3冷凝器的選擇 有機物蒸氣冷凝器設(shè)計

36、選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為：500～1500kcalh Q 3. 23?106 ==5. 43m 2 則，傳熱面積為A S = K ??t m 3. 762?3600?45. 02故所選換熱器為: JBh Q 1. 39?106 ==4. 78m 2則，傳熱面積為A S = K ??t m 5. 016?3600?18故所選換熱器為: JB/T 4714—92 第10八節(jié) 計算結(jié)果列表 參考文獻： ⑴《化學(xué)工程手冊》編輯委員會：化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，化學(xué)工業(yè)出版社，1979 ⑵《化學(xué)工程手冊》編輯委員會：氣液傳質(zhì)設(shè)備，化學(xué)工業(yè)出版社，1979 ⑶《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計》陳英蘭、劉玉蘭主編，華東理工大學(xué)出版社，x.4 ⑷《化工設(shè)計》黃璐、王保國編著，北京-化學(xué)工業(yè)出版社，2001.2 附表：性能負(fù)荷圖 工藝流程圖： 塔板布量 圖： 精餾段： 精餾段； 提餾段：