Ⅰ 如何將丙酮和水的分離求解
如何將丙酮和水的分離求解
一般將將丙酮和水互溶.
含多量水,可加氯化鈉或固體碳酸鉀等鹽析分層,取上層丙酮蒸餾,收集54－57度餾分；水少的話,可用無水硫酸鈣、氯化鈣脫水乾燥過濾後重蒸即可.注意：不宜用金屬鈉、五氧化二磷脫水.
Ⅱ 請教：如何將丙酮和水分離
注意：不宜用金屬鈉、五氧化二磷脫水。superzhy(站內聯系TA)問一句：水量多的話加氯化鈉有用么？它會溶於水啊 您的意思是讓其起飽和的作用么？lovehappy2008(站內聯系TA)或許可以嘗試一下用分子篩yjc8183(站內聯系TA)Originally posted by superzhy at 2008-11-17 21:37: 需要分離嘛？？？luoyueyouqing(站內聯系TA)精餾就可以了啊superzhy(站內聯系TA)主要關繫到一個產品的提純，其水溶性特別好，用乙酸乙酯多次萃取有機層里會有產品，但旋蒸會隨乙酸乙酯而被蒸除即其熔點較低。試過減蒸，用低溫冷卻，產品會結在冷凝管處；正常冷凝水冷凝，其又會被抽到冷肼里去。 猜想其在丙酮中溶解性應該比較好，如果能將丙酮和水分離，那麼我的產品也許能拿到。mouse103(站內聯系TA)完全可以啊，現在有一種滲透膜，就能在室溫下將水和丙酮完全分離，用鹽析也可以，丙酮在飽和鹽水中的溶解性比純水中小的多，但是有點浪費鹽。
Ⅲ 從水和丙酮的混合物中將丙酮分離出來應用什麼方式
裝入分液漏斗，先靜置，待溶液分層明顯後旋開分液漏斗旋塞，待到液面進入旋塞小孔中時，擰緊旋塞將分液漏斗中液體倒出，即為丙酮。
原因是：丙酮屬於小分子有機化合物，低級酮類，不與水互溶，可用分液的辦法將兩種物質分離，丙酮密度比水小，浮在水上面，因此由分液漏斗下端放出的液體是水，上面的是丙酮。
望採納
某人說它與水混溶？那請用分餾方法，利用它與水沸點差較大的特性可以通過蒸餾獲得含水蒸氣雜質的丙酮，然後投入生石灰或無水碳酸鈉，使其與水反應或生成結晶水合物，然後過濾或者再蒸餾即可得到基本上不含雜質的丙酮
Ⅳ 使用丙酮抽提具體該如何操作需要哪些設備，實驗室條件越簡單越好。
你用的是索氏抽提吧。我做的是有機物方面的研究，利用索氏抽提要的注意事項如下：（1）索氏抽提蛇形冷凝管，樣品室，原地燒瓶需要經過硫酸-重鉻酸鉀洗液去清洗，洗完後用自來水和蒸餾水洗。然後蛇形冷凝管和樣品室放在烘箱裡面烘，圓底燒瓶要放在馬弗爐里在450度下烘4個小時。（2）烘好後抽提器可以用了。你的樣品，需要用濾紙包好，放在樣品室裡面。避免樣品漏出來。（3）將丙酮裝入圓底燒瓶里。注意，安裝抽提器的時候，介面直接要接牢，否則丙酮可能會很快揮發。（4）蛇形冷凝管的最上端，最好用錫箔紙包住，防止空氣中的物質從蛇形冷凝管中進來。（5）確定樣品是否易光降解，如果容易，那麼要用不透光紙板蓋住樣品室。但是要注意，這個操作很可能會導致水浴鍋里的水在蛇形冷凝管外部冷凝，進入樣品室，這樣對後續試驗很不利，所以，建議一開始在蛇形冷凝管中包一層紗布。（6）由於你用的溶劑是丙酮，那麼抽提溫度一般是60度左右，因為丙酮的沸點是58度左右。（7）索氏抽提一般需要抽提48小時，那麼你應該隔一段時間關注一下，你的丙酮液體是否有迴流，是否有蒸干現象。如果發現溶劑變得很少，迴流不下去，那麼可以直接往裡面加一些丙酮。這個影響不大。
祝你成功！！！
Ⅳ 化工原理課程設計 分離丙酮-水混合液的填料精餾塔 有滿意答案，追加100分
畢業設計（論文）任務書
設計（論文）題目：年處理量1.0萬噸甲苯-水混合液的填料塔的設計
函授站： 專業： 化工工藝 班級：xx
學生： xx 指導教師：
1．設計（論文）的主要任務及目標
塔設計計算：
a塔工藝計算（物料和能量衡算）
b 塔及塔板主要工藝尺寸的設計計算
⑶ 對苯精餾塔的流體力學驗算
⑷ 相關輔助設備選型與計算
⑸ 設計結果及分析討論
2．設計（論文）的基本要求和內容
⑴ 論文內容符合畢業設計撰寫規范。
⑵ 數據可靠、真實，具有一定的代表性。
⑶ 計算過程細化、符合規范要賣芹求。
⑷ 要求論文圖紙包括：生產工藝流程式控制制圖、塔的部分裝配圖、X-Y圖、塔板負荷性能圖。
3．主要參考文獻
⑴陸美娟.《化工原理》.化學工業出版社.2001年1月第1版
⑵馮伯華.《化學工程手冊》第1、2、3、6卷.化學工業出版社.1989年10月第1版
⑶包丕琴.《華工原理課程設計指導書》.北京化工大學化工原理教研室.1997年4月
⑷陳洪鈁.《化工分離過程》.化學工業出版社.1995年5月第1版
⑸陳鍾秀.《化工熱力學》.化學工業出版社.1993年11月第1
關鍵詞：迴流比、精餾、泡點進料、設備、試手配姿差
目 錄
前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1章 精餾方案的說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.1節 操作壓力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.2節 進料狀態．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.3節 採用強制迴流（冷迴流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.4節 塔釜加熱方式、加熱介質．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.5節 塔頂冷凝方式、冷卻介質．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.6節 流程說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.7節 篩板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.8節 生產性質及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.9節 安全與環保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）
第2章 烯烴加氫飽和單元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第2.1節 反應機理及影響因素分析
第2.2節 物料平衡
第2.3節 能量平衡
第3章 精餾塔設計計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第3.1節塔的工藝計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）
第3.2節塔和塔板主要工藝尺寸的設計計算．．．．.（25）
第4章 塔的流體力學驗算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.1節校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.2節負荷性能圖計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）
第5章 輔助設備選型計算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.1節換熱器的計算選型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.2節 管道尺寸的確定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）
第5.3節 原料槽、成品槽的確定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6章 設計結果概要及分析討論．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6.1節數據要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．畢絕（45）
第6.2節設計特點．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
第6.3節 存在的問題．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
參考文獻．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）
符號說明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）
附錄1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附錄2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附錄3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附錄4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
前言
本論文是針對工業生產中苯-甲苯溶液這一二元物系中進行苯的提純精餾方案，根據給出的原料性質及組成、產品性質及組成，對精餾塔進行設計和物料衡算。通過設計核算及試差等計算初步確定精餾塔的進料、塔頂、塔底操作條件及物料組成。同時對精餾塔的基本結構包括塔的主要尺寸進行了計算和選型，對塔頂冷凝器、塔底再沸器、相關管道尺寸及儲罐等進行了計算和選型。在計算設計過程中參考了有關《化工原理》、《化學工程手冊》、《冷換設備工藝計算手冊》、《煉油設備基礎知識》、《石油加工單元過程原理》等方面的資料，為精餾塔的設計計算提供了技術支持和保證。
通過對精餾塔進行設計和物料衡算等方面的計算，進一步加深了對化工原理、石油加工單元過程原理等的理解深度，開闊了視野，提高了計算、繪圖、計算機的使用等方面的知識和能力，為今後在工作中進一步發揮作用打下了良好的基礎。
第1章 精餾方案的說明
本精餾方案適用於工業生產中苯-甲苯溶液二元物系中進行苯的提純。精餾塔苯塔的產品要求純度很高，達99.9％以上，而且要求塔頂、塔底產品同時合格，以及兩塔頂溫度變化很窄(0.02℃)，普通的精餾溫度控制遠遠達不到這個要求。故在實際生產過程式控制制中只有採用靈敏板控制才能達到要求。故苯塔採用溫差控制。
第1.1節 操作壓力
精餾操作在常壓下進行，因為苯沸點低，適合於在常壓下操作而不需要進行減壓操作或加壓操作。同時苯物系在高溫下不易發生分解、聚合等變質反應且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓減壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。
第1.2節 進料狀態
進料狀態直接影響到進料線（q線）、操作線和平衡關系的相對位置，對整個塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點進料相比：若採用冷進料，在分離要求一定的條件下所需理論板數少，不需預熱器，但塔釜熱負荷（一般需採用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進料溫度波動較大，操作不易控制；若採用露點進料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數多，進料前預熱器負荷大，能耗大，同時精餾段與提餾段上升蒸汽量變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。
泡點進料介於二者之間，最大的優點在於受外界干擾小，塔內精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便於設計、製造和操作控制。
第1．3節 採用強制迴流（冷迴流）
採用冷迴流的目的是為了便於控制迴流比，迴流方式對迴流溫度直接影響。
第1．4節 塔釜加熱方式、加熱介質
塔釜採用列管式換熱器作為再沸器間接加熱方式，加熱介質為水蒸汽。
第1．5節 塔頂冷凝方式、冷卻介質
塔頂採用列管式冷凝冷卻器，冷卻介質用冷卻水。
第1．6節 流程說明
由於上游裝置沒有後加氫單元，所以在重整反應過程中生成的烯烴會帶到本裝置原料中， 烯烴的存在，會導致苯、甲苯產品的酸洗比色不合格，因此必須進行烯烴的加氫飽和。
本裝置流程包括烯烴加氫反應單元和精餾單元兩部分。
烯烴加氫反應單元：原料經過進料泵加壓後進入換熱器E101與反應生成油交換熱量後，進入加熱爐L101進行加熱，再進入反應器R101，經過烯烴飽和加氫反應後進入熱交換器E101冷卻後，進入油氣分離器V101，油進入精餾原料中間罐。
本精餾方案採用節能型強制迴流進行流程設計，並附有在恆定進料量、進料組成和一定分離要求下的自動控制系統以保證正常操作。
精餾過程：30OC原料液從原料罐經進料泵進入原料換熱器E102再經原料預熱器進行預熱進一步預熱至泡點（97.65OC，加熱介質為水蒸汽），溫度升至約97.65oC,從進料口進入精餾塔T101進行精餾，塔頂氣溫度為81.52oC部分冷凝後的氣液混合物進入塔頂冷卻器（冷卻介質為冷卻水），冷凝後的物料進入迴流罐V102，然後再通過迴流泵，將料液一部分作為迴流也打入塔頂，另一部分作為塔頂產品經產品冷卻器進入產品儲罐V103，再經產品泵P104/AB輸送產品。塔釜內液體一部分進入再沸器E103，經水蒸汽加熱後，迴流至塔釜，另一部分與原料換熱器換熱後排入甲苯儲罐。在整個流程中，所有的泵出口都裝有壓力表，所有的儲槽都裝有放空閥，以保證儲槽內保持常壓。
第1.7節 篩板塔的特性
篩板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要優點：
（1）結構簡單，易於加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；
（2）在相同條件下，生產能力比泡罩塔大20%-40%；
（3）塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低於浮閥塔；
（4）氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右。
篩板塔的缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。
第1.8節 生產性質及用途
1.8.1 苯的性質及用途
苯是一種易燃、易揮發、有毒的無色透明液體，易燃帶有特殊芳香氣味的液體。分子式C6H6，相對分子量78.11，相對密度0.8794(20℃)，熔點5.51℃，沸點80.1℃，閃點-10.11℃(閉杯)，自燃點562.22℃，蒸氣密度2.77kg/m3，蒸氣壓13.33kPa(26.1 ℃)， 標准比重為0.829。蒸氣與空氣混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶於水，與乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇熱、明火易燃燒、爆炸。能與氧化劑，如五氟化溴、氯氣、三氧化鉻、高氯酸、硝醯、氧氣、臭氧、過氯酸鹽、(三氯化鋁+過氯酸氟)、(硫酸+高錳酸鹽)、過氧化鉀、(高氯酸鋁+乙酸)、過氧化鈉發生劇烈反應，不能與乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成樹脂、合成纖維、葯物和農葯等的重要原料，也可用作動力燃料及塗料、橡膠、膠水等溶劑。質量標准：見表1－1。
表1-1 純苯質量標准（GB/T2283-93）
項目 指標
特級 一級 二級 三級
外觀 室溫（18~25℃）下透明液體，不深於每1000mL水中含有0.003g重鉻酸鉀溶液的顏色
密度（20℃）/kg/m3
沸程/℃
大氣壓下（80.1℃）
酸洗比色
溴價/(g/100mL)
結晶點/℃
二硫化碳/(gBr/100mL)
噻吩/(g/100mL) 876~880
中性實驗 中性
水分 室溫（18~20℃）下目測無可見不溶水
1.8.2 甲苯的性質
甲苯有強烈的芳香氣味，無色有折射力的易揮發液體,氣味似苯。分子式C7H8，相對分子質量92.130，相對密度0.866(20℃/4℃)，熔點-95～-94.5℃，沸點110.4℃，閃點4.44℃(閉杯)，自燃點480℃，蒸氣密度3.14 kg/m3，蒸氣壓4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸氣與空氣混合物的爆炸極限為1.27%～7%。幾乎不溶於水，與乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇熱、明火或氧化劑易著火。遇明火或與(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸銀、三氟化溴、六氟化鈾等物質反應能引起爆炸。流速過快(超過3m/s)有產生和積聚靜電危險。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及還原等方法之前染料、醫葯、香料等中間體及炸葯、精糖。由於甲苯的結晶點很低，故可用作航空燃料及內燃機燃料的添加劑。質量標准：見表1－2。
表1-2 甲苯質量標准（GB/T2284-93）
項目 指標
特級 一級 二級
外觀 室溫（18~25℃）下透明液體，不深於每1000mL水中含有0.003g重鉻酸鉀溶液的顏色
密度（20℃）/(kg/m3)
沸程/℃
大氣壓下（110.6℃）
酸洗比色
溴價/（gBr/100mL） 863~868
中性實驗 中性
水分 室溫（18~20℃）下目測無可見不溶水
第1.9 安全與環保
1.9.1 安全注意事項
苯類產品是易燃、易爆、有毒的無色透明液體，其蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，因此，應特別注意防火，強化安全措施。
（1）不準有明火和火花，設備必須密封，以減少苯蒸汽揮發散發入容器中，設備的放散管應通入大氣，其管口用細金屬網遮蔽，使貯槽或蒸餾設備中的苯類產品不致因散出蒸汽回火而引起燃燒，廠房應設有良好的通風設備，防止苯類蒸汽的聚集。
（2）所有金屬結構應按規定在幾個地點上接地，為防止液體自由下落而引起靜電荷的產生，將引入貯槽中所有管道均應安裝到接近貯槽的底部，電動機應放在單獨的廠房內。
（3）應設有泡沫滅火器和蒸汽滅火裝置，不能用水滅火。
（4）工人進入貯槽或設備進行清掃或修理前,油必須全部放空,所有管道均需切斷,設備應用水蒸汽徹底清掃後才允許進入並注意通風,檢修人員沒有動火證嚴禁在生產區域內動火。
（5）進入生產區域或生產無關人員，不得亂動設備和計量儀表等。
（6）及時清除設備管線泄漏情況，嚴防中毒著火、爆炸等事故的發生。
（7）泄漏應急處理迅速撤離泄漏污染區人員至安全區，並進行隔離，嚴格限制出入。切斷火源。建議應急處理人員戴自給正壓式呼吸器，穿消防防護服。盡可能切斷泄漏源，防止進入下水道、排洪溝等限制性空間。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散劑製成的乳液刷洗，洗液稀釋後放入廢水系統。大量泄漏：構築圍堤或挖坑收容；用泡沫覆蓋，抑制蒸發。用防爆泵轉移至槽車或專用收集器內，回收或運至廢物處理場所處置。
1.9.2 環境保護
認真執行環境保護方針、政策、堅持污染防治設施與生產裝置同時設計、同時施工、同時投產。現將「三廢」治理措施分析述如下：
（1）廢水：各設備間接冷卻水回收用於煉焦車間熄焦用，工藝產品分離水送往生化裝置進行處理。設備沖洗水經初步沉澱和油水分離後送入生化處理。
（2）廢氣：水凝氣體回收引入列管戶前燃燒，產品貯槽加水噴淋裝置和氮密封措施，防止揮發污染大氣環境。
（3）廢渣：生產過程中生產的廢渣送往回收工段作為原料使用。
定期檢測個生產崗位苯含量和生產下水中各污染均含量，嚴防超標現象的發生。
第2章 烯烴加氫飽和單元分析
2.1 反應機理及影響因素分析
（1）反應機理
單烯烴 CnH2n+H2→CnH2n+2
雙烯烴 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
環烯烴
烯烴的加氫飽和反應也為耗氫和放熱反應。
(2) 烯烴的加氫飽和反應過程的影響因素
烯烴的加氫飽和反應過程的影響因素除催化劑性能外，主要有原料性質、反應溫度、反應壓力、氫油比和空速等。
①原料性質
加工烯烴含量較高的原料時，需要較高的反應苛刻度（即較高的反應壓力和反應溫度，較低的反應空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性氣體保護，最好是直接進裝置，避免中間與空氣接觸發生氧化生成膠質，導致催化劑失活加快。
②反應溫度
反應溫度通常是指催化劑床層平均溫度。烯烴的加氫飽和反應是一種放熱反應，提高反應溫度不利於加氫反應的化學平衡，但能明顯提高化學反應速度，提高精製深度。過高的反應溫度會促進加氫裂化副反應的發生，使產品液體收率下降，導致催化劑上積炭速率加快，降低催化劑使用壽命；反應溫度過低，不能保證將雜質除凈。
在很高溫度下，烯烴飽和度有一個明顯的限制，結果使在高溫操作比低溫操作的產品中有更多的殘存烯烴，當原料中有明顯的輕組分，使用新催化劑時硫化氫與烯烴反應生成醇，在較低溫度下操作可避免硫醇的生成。
根據催化劑活性和原料油中的烯烴含量，一般預加氫的反應溫度為150～180℃。隨著運轉時間的延長，逐步提高反應溫度，以補償催化劑的活性降低。
③反應壓力
當要求一定的產品質量時，壓力的選擇主要是考慮催化劑的使用壽命和原料油中的烯烴含量。一般而言，壓力愈高，催化劑操作周期愈長；原料油烯烴含量愈高，選擇操作壓力也愈高。提高反應壓力將促進加氫反應速度，增加精製深度，並可保持催化劑的活性。但壓力過高會促進加氫裂解反應，使產品總液收下降，同時過高的反應壓力會增加投資及運轉費用。
④氫油比
所謂氫油比是反映標准狀態時，氫氣流量與進料量的比值。可用H2/HC表示。提高氫油比，不僅有利於加氫反應的進行，並能防止結焦，起到保護催化劑的作用。但是，在原料油進料一定的情況下，氫油比過大會減少原料油與催化劑接觸時間，反而對加氫反應不利，導致精製深度下降，產品質量下降，同時也增大了系統壓降和壓縮機負荷，操作費用增加。
⑤空速
空速指單位（質量或體積）催化劑在單位時間內處理的原料量，簡寫為h-1 。空速分為質量空速和體積空速。常用體積空速（LHSV），它的倒數相當於反應接觸時間，稱為假接觸時間。因此空速的大小意味著原料與催化劑接觸時間的長短。空速過大，即單位催化劑處理的原料量越多，其接觸時間應越短，影響了精製深度；空速過小增加了加氫裂解反應，使產品液收率下降，運轉周期縮短，降低了裝置的處理量。
2.2 物料平衡
表2-1烯烴加氫反應單元物料數據 單位：噸/日
入 方 出 方
原料油 43.2 精餾進料 42.32
氫氣 0.52 損失 1.40
合計 43.72 合計 43.72
2.3 能量平衡（以加熱爐為例）
2.3.1 原料進出加熱爐數據
原料進出加熱爐數據見表2-2。
表2-2 原料進出加熱爐數據
入 方（80℃） 出 方（160℃）
單位
項目 組成 數據 焓值 熱量 單位
項目 組成 數據 焓值 熱量
m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal
原
料
油 苯 0.7 130 16.38 原
料
油 苯 0.7 154 19.40
甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532
烯烴 烯烴
氫氣 540 1.170 氫氣 1090 2.362
合計 24.462 合計 30.294
註：原料中烯烴含量很少在計算過程中可忽略不計。
2.3.2 加熱爐熱平衡
由表2-2可以知道，原料油經過加熱爐後，熱量增加值為：5.832wkcal/t.
加熱爐需要燃燒瓦斯進行提供。加熱爐用瓦斯組成見表2-3。
表2-3 加熱爐用瓦斯組成及焓值計算表
成份組成 體積熱值 分析數據 焓值
1 氫氣 2650 44.91 1190.115
2 氧氣 0 11.73 0
3 氮氣 0 40.56 0
4 二氧化碳 0.02 0
5 一氧化碳 3018 0 0
6 甲烷 8529 1.61 137.3169
7 乙烷 15186 0.48 72.8928
8 乙烯 14204 0.42 59.6568
9 丙烷 21742 0.05 10.871
10 丙烯 20638 0.07 14.4466
11 異丁烷 26100 0.03 7.83
12 正丁烷 28281 0.03 8.4843
13 正丁烯 27160 0.02 5.432
14 異丁烯 27160 0.01 2.716
15 反丁烯 27160 0.02 5.432
16 順丁烯 27160 0.01 2.716
17 碳五以上 34818 0.03 10.4454
合計 100 1528.3548
第七章 參考文獻
1 化工原理》上下冊.化學工業出版社.2006年5月第3版
2 馮伯華.《化學工程手冊》第1、2、3、6卷.化學工業出版社.1989年10月第1版
3 包丕琴.《華工原理課程設計指導書》.北京化工大學化工原理教研室.1997年4月
4 陳洪鈁.《化工分離過程》，化學工業出版社，1995年5月第1版
5 陳鍾秀.《化工熱力學》.化學工業出版社.1993年11月第1版
6 沈復等.《石油加工單元過程原理》上下冊.中國石化出版社.2004年8月第1版
7.劉巍等.《冷換設備工藝計算手冊》.中國石化出版社.2003年9月第1版
8.馬秉騫主編.《煉油設備基礎知識》中國石化出版社.2003年1月第1版
9.周志成等.《石油化工儀表自動化》中國石化出版社.1994年5月第1版
10.田顧慧.《化工設備》中國石化出版社.1996年6月第1版
11.沈復 李陽初.《石油加工單元過程原理》中國石化出版社.2004年8月第1版
12.陸美娟.《化工原理》化學工業出版社. 2006年1月第10版
符號說明
A換熱面積m2
Aa 鼓泡區面積m2
Af 降液管橫截面積m2
An 有效傳質區面積m2
Ao 篩孔面積m2
AT塔橫截面積m2
A 質量分率-
C 負荷系數-
CP 比熱KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)
D 塔頂產品流率Kmol/h(Kg/h)
Dg 公稱直徑m
DT塔徑m
D 管內徑 mm
d1 管外徑 mm
do 孔徑 mm
dm 管平均直徑mm
E 液流收縮系數-
ET全塔板效率-
ev 霧沫夾帶量Kg液體/Kg氣體
F 進料流率 Kmol/h(Kg/h)
H 塔高m
HL板上清夜層高度mm
HT板間距 m
Hd降液管內清夜層高度m
HD塔頂空間高度 m
HB塔底空間高度 m
hd 氣體通過干板壓降m
ho 降液管下沿到塔板間距離m
how 溢流堰上液頭高 m
hp 氣體通過塔扳壓降m
hr 液體通過降液管的壓降m
hw 溢流堰高度m
hσ液體表面張力引起的壓降m
Ko 以內壁為基準的總傳熱系數Kcal/m2．H．oC
K穩定系數
L 液體流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
lW溢流堰堰長
ms 冷卻劑質量流量 Kg/h
N 實際塔板數 -
NT 理論塔板數 -
Nt 換熱器總管數 -
N 開孔數
Q 換熱器熱負荷 W
R 迴流比 -
Rmim 最小迴流比 -
Rsi 換熱管內垢阻系數 m2•h•oC/Kcal
r 氣化潛熱 KJ/Kg
Tc 臨界溫度 K
T 孔間距 mm
Tp 板厚度 mm
ua 以鼓泡區面積為基準的氣速 m/s
uf 液泛氣速 m/s
un 空塔氣速 m/s
uo 以篩孔面積為基準的氣速 m/s
uow 漏液點氣速 m/s
V 塔內上升氣體流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
W 塔釜采出液體量 Kmol/h(Kg/h)
Wc 邊緣區寬度 m(mm)
Wd 降液管寬度 m(mm)
Ws 塔板入口安定區寬度 m(mm)
Ws』 塔板出口安定區寬度 m(mm)
X 液相摩爾分率 -
Y 氣相摩爾分率 -
A 相對揮發度 -
Ai 以內壁為基準的傳熱膜系數 Kcal/m2•h•oC
Ao 以外壁為基準的傳熱膜系數 Kcal/m2•h•oC
β 充氣系數 -
σ 表面張力 dyn/cm2
ρL 液相密度 Kg/m3
ρv(g) 氣相密度 Kg/m3
μ 粘度 Cp
開孔率 -
Ф 裝料系數 -
τ 停留時間 s
λ