毕业设计算书.doc

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1、1 物料衡算1.1 总则生产能力:年产 8000 吨醋酸酐;计算范围:裂化工序、吸收工序和精馏工序(不含回收工序);生产方式:连续操作计算基准:单位时间生产的产品质量为计算基准;全年时间:36524=8760小时;检修时间:31.724=760小时;生产时间:8760760=8000小时;每小时产量:8000000 / 8000=1000.000 kg/h。计算精度:质量(kg)取小数点后三位;组成(质量,%)取到小数点后四位。1.2 物料衡算1.2.1 精馏工序物料衡算 计算依据: 年产成品醋酸酐8000吨; 成品醋酐一级品:含醋酸酐98%,醋酸2%; 精制过程中酐损失3%(以成品纯醋酐计,

2、其中第一塔损失2.5%,第二塔损失0.5%); 粗醋酐组成含酐85%,酸15%; 精馏塔塔顶出料组成醋酸99%,醋酐1%; 残液回收中,醋酐未计入计算中。 物料平衡图见图1-1: 物料平衡计算:总物料衡算: Win = Wt2 +Wp2 + Wb1 + Wb2 组分物料衡算:(a)对醋酸衡算:Win15%= Wt2 99%+ Wp2 2% (b)对醋酐衡算:Win85%= Wt2 1%+ Wp2 98%+ Wb1 + Wb2 (c)釜液衡算:Wb1 + Wb23Wp2 98% Wb12.5Wp2 98%;Wb20.5Wp2 98%解上述方程(a)、(b)、(c)最后得到结果如下:Win =11

3、89.412kg/h; Wt2160.012kg/h;;Wp2 1000.000kg/h; Wb124.500kg/h; Wb2 4.900kg/h。粗酐蒸馏塔醋酐精馏塔Wt1Wt2Wp2Wb2Wb1WinWin -粗酐进料(含酐85%,酸15%)Wt2 -馏出液(含酐1%,酸99%)Wp2 -采出液(含酐98%,酸2%)Wb1-蒸馏塔釜液(含酐100%)Wb2 -精馏塔釜液(含酐100%)Wt1-蒸出液图1-1 精馏工段总物料平衡物料平衡计算结果见表1-1。表1-1 精馏工段总物料平衡序号名称酸含量(质量,%)醋酸量(kg/h)酐含量(质量,%)醋酐量(kg/h)总量(kg/h)进料粗醋酐1

4、5.0000178.41285.00001011.0001189.412合计1189.412出料馏出液99.0000158.4121.00001.600160.012采出液2.000020.00098.0000980.0001000.000蒸馏塔釜液0010024.50024.500精馏塔釜液001004.9004.900合计1189.412 分塔物料衡算: 粗酐蒸馏塔物料平衡见图1-2:a.全塔物料衡算:Win = Wb1 + Wt1b.对醋酸衡算:Win15%= Wt1HAc解上述两式得:Wt11164.912kg/h ; HAc15.3155%.物料平衡计算结果见表1-2。Wt1Win粗

5、酐蒸馏塔Wb1 图1-2 粗酐蒸馏塔物料平衡表1-2 粗酐物料平衡序号名称酸含量(质量,%)醋酸量(kg/h)酐含量(质量,%)醋酐量(kg/h)总量(kg/h)进料粗醋酐150000178.41285.00001011.0001189.412合计1189.412出料蒸出液15.3155182.16484.68451007.2481164.912蒸馏塔釜液0010024.50024.500合计1189.412 醋酐蒸馏塔物料平衡见图1-3:Wt1Wt2醋酐精馏塔Wp2Wb2图1-3 醋酐精馏塔物料平衡全塔物料衡算:见表1-3Wt1Wt2 +Wp2 + Wb21.2.2 吸收工序物料衡算计算依据

6、: 吸收用醋酸为一级品,含醋酸99%,水1%; 第一吸收塔吸收乙烯酮90%,第二吸收塔吸收10%; 裂化反应乙烯酮选择性为90%,这是由于副反应生成废气所致。每蒸发100kg原料醋酸,就有4m3(标准)废气产生,其组成为:主反应:CH3COOHCH2CO(CH3 CO)2O60 42 102 副反应:(CH3 CO)2O2 H2O2CH3COOH 第一吸收塔及第二吸收塔循环液体积均为35 m3 /h;表1-3醋酐物料平衡序号名称酸含量(质量,%)醋酸量(kg/h)酐含量(质量,%)醋酐量(kg/h)总量(kg/h)进料蒸出液15.3155178.41284.6845986.4501164.91

7、2合计1164.912出料馏出液99.0000158.4121.00001.600160.012采出液2.000020.00098.0000980.0001000.000精馏塔釜液001004.9004.900合计1164.912第一吸收塔第二吸收塔WoWgWinWRWb1WFWin-冰醋酸(含酸99%,水1%)WF -乙烯酮(不含废气)Wg -废气夹带醋酸Wb1-粗醋酐(15%酸,85%酐)Wt2 -精馏塔馏出液(99%酸,1%酐)WR -吸收液Wt2物料平衡图见图1-4: 图1-4 吸收工段总物料平衡总物料衡算总物料衡算式:( Wt2、Wb1见精馏工序物料衡算)WFWin Wt2 Wb1

8、Wg对醋酸衡算:a.废气夹带醋酸量的计算:已知条件:第二吸收塔塔顶真空度0.08MPa;塔顶温度20(从两个方面考虑:一是低温时蒸气压低,醋酸损失小;二是乙烯酮吸收反应为放热反应,低温有利)20时,查石油化工基础数据手册卢焕章等编著(P637)4m3(标准)废气裂化= 0.001510 MPa 乙烯酮:10095%80%(42/60) 0.9=47.88kg100kg冰醋酸存在下列关系:f =0.8在裂化管内每小时废气产生量V废=WF4/47.88(m3 )设第二吸收塔吸收循环液入塔浓度为:含醋酸:91.4%(质%); 含醋酐:8.6%(质%) 含醋酸:94.755%(摩尔%);含醋酐:5.2

9、45%(摩尔%)X=0.94755:根据公式:X/(PX)(Wg /MHAc )/(V废/22.4) P= 0.10130.08=0.0213MPa: V废 = WF4/47.88: 代入上式后整理得:Wg0.01610 WF (kg/h)副反应产生的醋酸量b对醋酸列物料衡算式:Wt299%+ Win99%= Wb115%+ WF(60/42)+ 0.01610 WFWin0.01(120/18)c.对醋酐物料衡算:Wt21%+ WF(102/42)= Wb185%+ Win0.01(102/18)联解上两式得:WF429.784kg/h ;Win =606.536kg/h; Wg6.920k

10、g/h废气量:V废WF4/47.8835.905m3 =33.28kg/h 废气平均分子量=28.244物料平衡计算结果见表1-4。分塔物料衡算:第一吸收塔物料平衡见图1-5:a. 全塔物料衡算:WFWR = Wb1Wo ;Wo =10%WF WR = Wb190%WF = 802.606 kg/hb .醋酐衡算:(假设第一吸收塔内没有水存在,即随冰醋酸带入的水全部在第二吸收塔内反应掉)WR(Ac)2O= Wb185%0.9WF(102/42)表1-4 吸收总物料衡算序号名称酸含量(质量,%)醋酸量(kg/h)酐含量(质量,%)醋酐量(kg/h)总量(kg/h)进料冰醋酸99.0000600.

11、471(水:1)(水:5.3034 )606.536乙烯酮0000429.784醋酐精馏塔馏出液99.0000158.41211.600160.012废气(裂化)33.28合计1196.332出料粗醋酐15.0000178.41285.00001011.0001189.412废气(裂化)33.28夹带酸6.920合计1196.332第一吸收塔WoWR WFWb1图1-5 第一吸收塔物料平衡 (Ac)2O = 8.9228% 第二吸收塔出塔组成 HAc =91.0772 %物料平衡计算结果见表5。c.第一吸收塔循环吸收液的组成计算:设第一吸收塔塔顶循环吸收液浓度为:83.600%(含醋酐),16

12、.400%(含醋酸) 表1-5 第一吸收塔物料衡算序号名称酸含量(质量,%)醋酸量(kg/h)酐含量(质量,%)醋酐量(kg/h)总量(kg/h)进料吸收液802.606乙烯酮429.784废气(裂化)33.28合计1265.670出料粗醋酐15.0000178.41285.00001011.0001189.412废气(裂化)33.28乙烯酮42.978合计1265.670吸收液温度t=25,查石油化工基础数据手册P636,P678得:HAc= 1044kg/m3,(Ac)2O=1075kg/ m3mix= 1/(HAC /HAc +(Ac)2O /(Ac)2O)=1046.693 kg/ m

13、3 循环吸收液的计算:吸收液流率为:35m3/h则:塔顶循环液质量流率W顶= 35mix =36634.263 kg/h塔底循环液质量流率W低=W顶WR=35831.657kg/h计算塔顶循环吸收液组成:含醋酐百分比:(WR8.922%W低85%)/W顶=83.3333 % 第一吸收塔塔顶循环吸收液组成含醋酸百分比:(WR91.078%W低15%)/ W顶=16.6668 %(若计算出的塔顶循环吸收液浓度与初设值相差0.5%则重新计算)第二吸收塔物料平衡见图1-6:a.全塔物料衡算:WoWt2WinWRWgb.循环吸收液的计算:吸收液流率为:35m3/h,温度为25查石油化工基础数据手册P63

14、6得HAc=1044 kg/m3,(Ac)2O= 1075 kg/ m3HAc0.914, (Ac)2O0.086 mix= 1/(HAC /HAc +(Ac)2O /(Ac)2O)= 1/(0.914/1044+0.086/1075)=1046.5956 kg/ m3WgWin第二吸收塔Wt2WoWRWR2图1-6第二吸收塔物料平衡质量流率: W=mix35=36630.857kg/h WR2= WWt2Win=35864.3085 kg/h物料平衡计算结果见表1-61.2.3 裂化工序的物料衡算 计算依据: 物料流率见吸收工段物料衡算; 每吨成品醋酐消耗1.7kg磷酸三乙酯催化剂,0.6k

15、g纯氨。(在计算中未考虑) 主反应:CH3COOH CH2COH2O副反应:2CH3COOH (CH3)2CO+H2O+CO2 2CH2CO C2H4+2CO CH2CO H2O+2C (CH3 CO)2O CH2CO+CH4W2物料平衡图1-7W1-醋酸(95%);W2-稀醋酸溶液;WF-乙烯酮;WP-废气;Wc-结炭量WF +WPW1分离器裂化炉Wc 图1-7裂化工段物料平衡表1-6 第二吸收塔物料衡算序号名称酸含量(质量,)醋酸量(kg/h)酐含量(质量,%)醋酐量(kg/h)总量(kg/h)进料精馏塔馏出液99.0000158.4121.00001.6001160.012乙烯酮42.9

16、78废气(裂化)33.28冰醋酸99.0000600.471606.536合计809.526出料去一塔吸收液802.606废气(裂化)33.28夹带酸6.920合计809.526物料平衡计算总物料衡算:W1WF +WPW2Wc对乙烯酮作物料衡算:W195%0.80(42/60)0.9WF W1=897.627 kg/h对醋酸作衡算:W2W10.95(180%)+ W15%+ W10.95(18/60)0.80 其中各项意义如下: W10.9520%-未反应醋酸 W15%-随原料带入水 W10.95(18/60) -反应中生成水 W2 420.090 kg/h;其中 HAc = W195%0.2

17、0/ W2=40.5982%结碳量的计算:WcW1WFWPW2434.563 kg/h物料平衡计算结果见表1-7。表1-7裂化工段总物料衡算序号名称酸含量(质量,%)醋酸量(kg/h)水含量(质量,%)水量(kg/h)总量(kg/h)进料裂化用醋酸95.0000852.7465.000044.881897.627合计897.627出料乙烯酮429.784稀醋酸溶液420.090结碳量14.473废气量33.28合计897.6272 热量衡算2.1 裂化工序热量衡算2. 1. 1 醋酸蒸发器(E104)2. 1. 1. 1 计算依据 蒸发器内真空度取4 kPa,P绝 = 97.3 kPa; 设两

18、台蒸发器,每台蒸发器进料量=897.627/2=448.814 kg/h; 蒸发器热损失为需加热量的5%; 醋酸入口温度:20 蛇管换热器传热系数k= 1674 kJ/(m2h) (以平均传热面积为基准)2. 1. 1. 2 热量衡算 进料液泡点计算:把混合物的质量%换算成摩尔%;X1=14.93%,X2=85.07%查“化工设计”黄潞编 P393-406,得到Antoine常数和公式,并计算PS表2-1 醋酸和水的Antoine常数ABC水18.30363816.44-46.13醋酸16.80803405.57-56.34注:水的Antoine常数查阅文献水的饱和蒸汽压Antoine方程常数

19、的比较刘晖、张洪涛、肖红,内蒙古石油化工,2009年,第十三期。Antoine公式: 查VAPORLIQUID EQUILIBRIUM DATA COLLECTION AQUEOUSORGANIC SYSTEM(J.GerhLing.U.Onken)P101,得到;Van Loar Constants A12=0.5491:A21=0.8950水(1)醋酸(2)Van Loar 方程式()计算活度系数1和2X1=14.93%,X2=85.07%1=1.5645 2=1.0085T=381.9K=108.75气体按理想气体,液体按非理想溶液,用下泡点计算式求泡点温度。 y1+y2=P1S1X1/

20、 P+ P2S2X2/ P=1(误差0.001)最好可以计算机编程计算(参考温度t=108.1)108.75(试算的泡点温度)蒸发器选用两台 进料液比热的计算查“化工工艺设计手册第三版(上)”P2-738, 得到比热数据如下:水:20 4.1826 kJ/(kg) 108.1 4.2287 kJ/(kg) H2O= 4.2057 kj/(kg)醋酸:20 2.2253 kJ/(kg) 108.1 2.3780 kJ/(kg)HAC= 138.0990 kJ/(kmol)= 2.3017 kJ/(kg)Cpm= 4.20570.05+2.30170.95= 2.3969 kJ/(kg) 醋酸蒸发

21、器的热量计算 以20为热量衡算的基准。. 醋酸预热Q1(20 108.75 )Q1= 448.814(108.75-20)2.3969=9.547104 kJ/h 醋酸的汽化热Q2 查“化工工艺设计手册第三版(上)”P716 得到汽化潜热数据如下:Tb= 108.75 Hv,H2O =2227.7126 kJ/kgHv,HAC =402.0724 kJ/kgHv,m=493.3541 kJ/kgQ2= 448.814 493.3541= 22.142104 kJ/h 蒸发所需热量Q=(Q1+ Q2)(1+5%)= (93429.95+221424.12)2(1+5%) = 66.119104

22、kJ/h2. 1. 1. 3 热量平衡表表2-2蒸发器热量平衡表序号名称热量(kJ/h)带出热量1醋酸预热,Q19.5471042醋酸的汽化热,Q222.1421043蒸发器热损失,Q33.149104合计66.119104带入热量1蒸汽带入热量,Q66.119104合计66.1191042. 1. 1. 4加热蒸汽用量计算蒸发器加热采用低压蒸汽(0.7Mpa)查“化工工艺设计手册第三版(上)”P2-716,得ts= 164.97 Hv = 2066.3 kJ/kg所需蒸汽量:Q/Hv = 661193.55 /2066.3/2 =159.995 kg/h两台蒸发器共需蒸汽:G1 = 2159

23、.995 = 319.989 kg/hQ1-醋酸蒸汽吸热Q2-裂化反应吸热Q3-热损失Q4-烟道气带走热量Q5-循环气带入热量Q6-焦炉煤气燃烧放热量2.1.2 裂化炉(F0101)Q5 G52. 1. 2.1 计算依据 热量平衡图2-2:Q6 G6Q1 + Q2 A BQ3Q4 G 4图2-2裂化炉热量平衡 裂化反应吸收热量 CH3OOH CH2CO + H2O 146.44 kJ/mol 烟道气焓值:烟道气入口温度1000,HA=1527.16 kJ/标m3 烟道气出口温度500, HB=715.464 kJ/标m3 循环气入口温度200, H5=284.512 kJ/标m3 焦炉煤气燃烧

24、温度1480,H6 =2405.8 kJ/标m3;空气过剩系数1.2;1 m3(标273.15k)焦炉气产生烟道气为5.570m3(标);裂化热损失Q3=8%( Q1 + Q2);年产量9000t/a以下两台,1万t/a以上采用4台裂化温度705,采用两台裂化炉,每台裂化炉进料量为448.814 kg/h, 进料温度为(蒸发器出口温度)164.97,进料状态为气相。2. 1. 2. 2 热量计算 Q1,Q2,Q3的计算气体焓变根据H=,Cp=A+BT+CT2+DT3 带入上式积分得:查“石油化工基础数据手册”,P1003 得到热容数据见表2-3.表2-3热容常数ABCD醋酸2.041256.0

25、642E-3-34.0880E-68.0202E-9水6.9703.464E-3-0.4833E-60Q1的计算( 蒸发器出口温度164.97 705.15)HHAc=13527.36 kJ/kgHH2O= 1187.901 kJ/kgQ1=448.8140.051187.901+448.8140.9513527.36=579.436104 kJ/hQ2的计算Q2= 146.44448.81/6010000.95=-104.063104 kJ/hQ3的计算:Q38%( Q1 + Q2)= 0.08(5794362.45-1040625.83)=38.030104kJ/h裂化所需热量:Q1 +

26、Q2Q3579.436104-104.063104+38.030104 =513.404104 kJ/h 焦炉煤气量的计算:(G5G6)( HAHB)(Q1 + Q2Q3) G5H5+G6H6= (G5G6)HA 解得:G52619.852 m3(标);G63705.22 m3(标) 需要焦炉煤气量为:G = G6/5.570 =665.21 m3(标)烟道气带出的热量Q4 = (G5G6)HB = (2619.852+3705.22)715.464=452.536104 kJ/h2. 1. 2. 3 热量平衡表裂化炉热量平衡表如图2-4所示表2-4裂化炉热量平衡表序号名称热量(kJ/h)带入

27、热量1燃气燃烧生成烟道气带入的热量,Q6891.4021042循环烟道气带入热量,Q574.538104合计 965.940104带出热量1醋酸预热所需的热量,Q1579.4361042醋酸裂化所需的热量,Q2104.0631043烟道气带出的热量,Q4452.5361044裂化反应热损失,Q338.030104合计 965.9401042. 1. 3 冷凝冷却器(E0103)2. 1. 3. 1 计算依据水冷却盐水冷凝盐水冷却K=251.04 kJ/(m2h)K=3347.2kJ/(m2h)K=125.52kJ/(m2h)70530tt20-5-15-5 冷凝冷却器入口温度t=705,压力P

28、=68 kPa(真空度),P绝=33.3 kPa; 冷凝冷却器热量衡算条件数据见图2-3;图2-3 冷凝冷却器热量衡算条件示意未反应的醋酸物质的量:448.810.950.2/60=1.421kmol反应生成的水的物质的量:448.810.950.8/60=5.685 kmol随物料带入的水的物质的量:448.810.05/18=1.247 kmol 裂解气的摩尔组成及其冷凝温度: 醋酸蒸气X%水蒸气X%乙烯酮蒸气X%废气X%合计X%9.33245.52437.3357.80899.999生成的乙烯酮的物质的量:448.810.950.8/60=5.685 kmol废气的物质的量:33.28/

29、28=1.189 kmol总的物质的量为:1.421+5.685+1.247+1.189+5.685=15.227 kmol裂解气中水和醋酸的分压:(9.332+45.524)/10033.3 =18.267 kPa水和醋酸混合物的摩尔组成: y1=0.8299 (水) y2= 0.1701 (醋酸)查VAPORLIQUID EQUILIBRIUM DATA COLLECTION AQUEOUSORGANIC SYSTEM(J.GerhLing.U.Onken)P109,得到;Van Loar Constants A12=0.6061:A21=1.2700 水(1)醋酸(2)Van Loar

30、方程式计算活度系数1和21=1.0561 2=1.2617上机计算得到:醋酸水溶液露点温度 TD=81.35 (参考TD=58.12) 1=0.9998 2=0.0002 设备台数:两台2. 1.3. 2 水冷段热量衡算 裂解气降温放热(705TD )查“石油化工基础数据手册”,P987-P1004得到气体热容常数数据见表2-5。 乙烯酮降温放热量(冷却)Q1:Q1= 24011.89 kcal/kmol=24011.894.184= 10.047104 kJ/kmol 水降温放热量Q2:Q2= 5642.73kcal/kmol=5642.734.184=2.361104 kJ/kmol醋酸降

31、温放热量Q3:Q3= 16246.69 kcal/kmol=16246.694.184=6.798104 kJ/kmol废气降温放热量Q4:CpCOdT =4527.05kcal/kmol= 1.894104 kJ/kmolCpCO2dT =7172.44 kcal/mol=3.001104 kJ/kmolCpCH4dT =11057.62 kcal/kmol=4.627104 kJ/kmolCpC2H4dT =11057.62 kcal/kmol=4.627104 kJ/kmol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q4=xiQi=30009.470.13

32、9+46265.080.227+18941.180.469+46265.080.165=3.119104 kJ/kmol表2-5各组分气体热容常数数据CH2COH20HACCOCH4CO2C2H4A1.5256.9702.04126.34243.3816.3932.830B39.1310-33.46410-356.064210-31.836310-318.04410-310.110-328.60110-3C-25.910-6-0.483310-6-34.088010-6-0.280110-6-4.310-6-3.40510-6-8.72610-6D64.4510-908.020210-9-0.

33、481310-9000 裂解气部分冷凝放热(58.12 58.12)在 TD时81.35Hv,H2O = 2305.4 kJ/kgHv ,HAC = 482.898 kJ/mol 冷凝冷却总放热量:冷却:QcD=23609.17(5.685+1.247)+67976.131.421= 26.025104 kJ/h冷凝:QrD= 2305.4(5.685+1.247)18+482.8981.421=28.834104 kJ/h冷却冷凝:QcDQrD260252.85+288344.79=54.860104 kJ/h 冷却水用量:(水20 30)m水=Q/(tCp)= 548597.64/(104

34、.1784) =1.313104 kg/h冷却段:m水CptQCdtQcD / m水Cp =260252.85/(13129.371 4.1784)=4.7 即换热情况如下图2-5:水冷却盐水冷凝盐水冷却K=251.04K=3347.2K=125.52527053023.820-5-15-558.1258.12图2-5 冷凝冷却总热量平衡2. 1.3. 3 盐冷段热量衡算 裂解气及凝液放热计算:TD81.35 5(裂解气及冷凝液)t86.35 5 15(冷冻盐水) 乙烯酮降温放热Q1:Q1= 4759.012696 5.685=2.705104 kJ/h 废气放热Q2:CpCOdT =2484

35、.54 kJ/kmolCpCO2dT =3328.13 kJ/kmolCpCH4dT =3101.75 kJ/kmolCpC2H4dT =3934.73 kJ/mol CO2 13.9% C2H422.7% CO46.9% CH416.5%Q2=nxiQi=1.189(2484.5446.9%+3328.1313.9%+3101.7516.5%+3934.7322.7%)=3606.04 kJ/h 水放热Q3: Q3= mCpt=4.1826(5.685+1.247)1886.35=4.506104 kJ/h 醋酸放热:Q4= mCpt= 1.421602.244686.35 =1.65310

36、4 kJ/h 总放热量Q:Q= Q1+Q2+Q3+Q4=27054.99 +3606.04+45064.98+16525.20=9.225104 kJ/h 冷冻盐水用量:采用冷冻盐水(8%氯化钙)制冷,其比热为Cp=3.7179 kJ/(kg)【见化工工艺设计手册上P2-744】 t=10;Q=21.656104kJ/hm盐= Q /(tCp)=92251.21/(103.7179)=2481.27 kg/h2.2 吸收工序热量衡算2.2.1 第二吸收塔热量衡算2.2.1.1计算依据Q3W5 Q5 t5Q9 t9W4 Q4 t4Q2 t2W1 Q1 t1Q6 t6Q8 t8Q7Q1进料气带入热量 Q4去塔吸收液带出热量Q5废气及夹带酸带出热量Q9冰醋酸带入热量Q8精馏塔馏出液带入热量Q6塔底吸收液带出热量 W6Q2塔顶吸收液带入热量 W2Q3吸收反应放热量Q7换热器移出热量图2-6第二吸收塔热量平衡 热量平衡图2-6:(热焓零点,设为0) 由于吸收塔内温度与环境温度相差很小,设备热损失不计

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