工艺流程-分离乙醇水的精馏塔设计(docx 43页)

1 分离乙醇-水的精馏塔设计 设计人员： 所在班级： 化学工程与工艺 成绩： 指导老师： 日期： 2 3 化工原理课程设计任务书 一、 设计题目：乙醇-水连续精馏塔的设计 二、 设计任务及操作条件 （1） 进精馏塔的料液含乙醇 35（质量分数，下同） ，其 余为水； （2） 产品的乙醇含量不得低于 90； （3） 塔顶易挥发组分回收率为 99； （4） 生产能力为 50000 吨/年 90的乙醇产品； （5） 每年按 330 天计，每天 24 小时连续运行。 （6） 操作条件 a） 塔顶压强 4kPa （表压） b） 进料热状态 自选 c） 回流比 自选 d） 加热蒸汽压力 低压蒸汽（或自选） e） 单板压降 kPa。 三、 设备形式：筛板塔或浮阀塔 四、 设计内容： 4 1、 设计说明书的内容 1） 精馏塔的物料衡算； 2） 塔板数的确定； 3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5） 塔板主要工艺尺寸的计算； 6） 塔板的流体力学验算； 7） 塔板负荷性能图； 8） 精馏塔接管尺寸计算； 9） 对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2、 设计图纸要求； 1） 绘制生产工艺流程图（A2 号图纸） ； 2） 绘制精馏塔设计条件图 （A2 号图纸） ； 五、 设计基础数据： 1. 常压下乙醇-水体系的 t-x-y 数据； 2. 乙醇的密度、粘度、表面张力等物性参数。 5 一、 设计题目：乙醇-水连续精馏塔的设计 二、 设计任务及操作条件：进精馏塔的料液含乙醇 35（质量 分数，下同） ，其余为水；产品的乙醇含量不得低于 90； 塔顶易挥发组分回收率为 99，生产能力为 50000 吨/年 90的乙醇产品；每年按 330 天计，每天 24 小时连续运行。 塔顶压强 4kPa （表压）进料热状态 自选回流比 自选 加 热蒸汽压力 低压蒸汽（或自选）单板压降 0.7kPa。 三、 设备形式：筛板塔 四、 设计内容： 1） 精馏塔的物料衡算： 原料乙醇的组成 xF0.1740 原料乙醇组成 xD0.7788 塔顶易挥发组分回收率 90 平均摩尔质量 MF = 由于生产能力 50000 吨年，. 则 qn，F 所以，qn，D 6 2） 塔板数的确定： 甲醇水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数,本 设计中理论塔板数的计算采用图解法。由乙醇和水有关物性 的数据，求的求得乙醇水体系的相对挥发度 =5.1016， 最小回流比的计算：采用泡点进料，所以 q1，xF， 由气液平衡方程 y ， 所以 yq，即，把 xF=xq=.作 y 轴平行线交操作线与 f.如下图 即 .求得 yq=0.5130. 所以，根据最小回流比计算公式 Rmin 即，Rmin=,根据回流比 R 是最小回流比的合适倍数，所以选 择选择 2 倍。即 R=2Rmin=0.879. 7 进料热状况选择为泡点进料，所以 q=1 精馏段，根基操作线方程：y= 所以，y=0.468 x+0.415 联 立 y=x 所以 x=xD=0.7801 提馏段，y=联立 y=x 求得 y=2.872x-0.078 所以提馏段 x=xw=0.04 根据 xD，xw，及 xq 以及操作线方程，利用图解法在 x-y 坐标上做出平衡线与对角线并且画梯级作图如下： 由图可知，精馏段塔板为 10.提馏段为 5.一个再沸器.所以 提馏段为 4 个板.所需总塔板数为提馏段和精馏段之和，故， 所需总塔板数为 14. 查手册得水和乙醇气液平衡数据，t 数据利用表 2 中数据由 8 拉格朗日插值可求得 、 、 。FtDWt 进料口 ： , =79.26Ft 61.40 837.261.84tFt 塔顶 ： ， =78.05Dt .895.4.89 7DtDt 塔釜 ： ， =97.63Wt 0.1.0 1wtWt 精馏段平均温度 65.7821 DFtt 提馏段平均温度 4.2 wFtt 由塔顶和塔底平均温度得 = t 84.72 63.905.78WD 查手册得，由内插法可得在 87.84下，乙醇的粘度为 ，水的粘度为smpaA3790. smpaB3245.0 可以有下式求得平均粘度 ix 其中 xi-进料中某组分的摩尔分数 -该组分的粘度，按照塔的平均温度下的液体计i 则 =0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaSav 9 带入回归方程 E1=0.563- 0.276lg 2=0.594)(lg0815.lgavav 该算法为泡罩塔蒸馏塔总板效率，则筛板塔为 E=1.1E1=0.653 精馏段实际板层数 N精 = 10/0.653=16 提馏段实际板层数 提 =4/0.653=7 进料板位置 16rN 总的塔板数 Nc=16+7=23 3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算： 一、 乙醇气液平衡数据（101.3kPa） 表 1 如下 T/ 液相 xa/% 气相 ya/% T/ 液相 xa/% 气相 ya/% T/ 液相 xa/% 气相 ya/% 100 0 0 88.3 6.9 38.1 82.4 25 55.5 99.3 0.2 2.5 87.9 7.4 39.2 81.6 30.6 57.7 98.8 0.4 4.2 87.7 7.9 40.2 81.2 35.1 59.6 97.7 0.8 8.8 87.4 8.4 41.3 80.8 40 61.4 10 96.7 1.2 12.8 87 8.9 42.1 80.4 45.4 63.4 95.8 1.6 16.3 86.7 9.4 42.9 80 50.2 65.4 95 2 18.7 86.4 9.9 43.8 79.8 54 66.9 94.2 2.4 21.4 86.2 10.5 44.6 79.6 59.6 69.6 93.4 2.9 24 86 11 45.4 79.3 64.1 71.9 92.6 3.3 26.2 85.7 11.5 46.1 78.8 70.6 75.8 91.9 3.7 28.1 85.4 12.1 46.9 78.6 76 79.3 91.3 4.2 29.9 85.2 12.6 47.5 78.4 79.8 81.8 90.8 4.6 31.6 85 13.2 48.1 78.2 86 86.4 90.5 5.1 33.1 84.8 13.8 48.7 78.15 89.4 89.4 89.7 5.5 34.5 84.7 14.4 49.3 95 94.2 89.2 6 35.8 84.5 15 49.8 100 100 89 6.5 37 83.3 20 53.1 查阅文献，整理有关物性数据 表 2 如下 （1）水和乙醇的物理性质 水和乙醇的物理性质 11 名 称 分子 式 相对分 子质量 密度 20 3/kgm 沸 点 101.33k Pa 比热容 (20) Kg/(kg. ) 黏度 (20 ) mPa. s 导热系 数 (20) /(m. ) 表面 张力 (20 ) N/m 水 2HO18.02 998 100 4.183 1.00 5 0.599 72.8 乙 醇 25CHO 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8 乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：18 由常压下乙醇-水溶液的温度组成 t-x-y 图可查得 塔顶温度 t D=78.3 泡点进料温度 t F=84.0 塔釜温度 t W=99.9 全塔平均温度 CttFD04.873 12 由液体的黏度共线图可查得 t=87.4下，乙醇的黏度 L=0.38mPas，水的黏度 L =0.3269mPas 3269.0)174.(38.0174. Lix smPa36.0 根据物性参数数据求的求得乙醇水体系的相对挥发度 =5.1016，根据最小回流比计算公式 Rmin=(xD-yq)/(yq-xq) 即，Rmin=(0.7788-0.5179)/(0.5179-0.1740)=0.7586，由于根 据选择适宜的回流比，选择 R=1.7Rmin=1.2896， 4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算： 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 smVMs /127.46.309781536031 sLMs /9.782 311 提馏段的气、液相体积流率为 smVMs /1.06.382715360322 sLs /092.8.74. 322 13 由 VLCUmax 由下式计算 20c由史密斯关联图查取： 精馏段： 图的横坐标为： 031.)46.1782(305.27)( /1 vLsV 取板间距 板上液层高度 ，则mHT40. mhL5. HT-hL=0.40-0.05=0.35m 查图得 075.2C0824.)26.3(075.)( .2.1201 L1max,1VLCU46.7820. =1.903m/s 取安全系数为 0.7，则空塔气速为： smu/32.190.7.0max,11 14 muVDs 3871.4.13052411 按标准塔径圆整后为 =1.4m1 塔截面积为 22215386.14.34AT 精馏段实际空塔气速为 smAVuTS/01 提馏段： 图的横坐标为： 046.).1987(360981.)( 2/2/12 vLsV 取板间距 板上液层高度 ，则mHT40. mhL5.hL35.0 查图得 076.2C091.)267.51(0.)2( 02 L22max,2VLCU06.1987.0 =1.026m/s 15 取安全系数为 0.7，则空塔气速为： smu/91.72.07.max,22 VDs /5143822 按标准塔径圆整后为 =1.4m2 塔截面积为 2222 5386.14.34mAT 提馏段实际空塔气速为 sAVuTS/92 精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度为： mHNZT8.240.18）（）（ 精精 提馏段有效高度为： ZT2.540.11）（）（ 提提 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m， 故精馏塔的有效高度为： mZ8.02.58.0提精 表 5 塔板间距与塔径的关系 16 塔 径/ D， m 0.30 .5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距 /HT， mm 2003 00 250350 300450 350600 400600 由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合，所以以上所假设 的板间距均成立。 5） 塔板主要工艺尺寸的计算； 溢流装置计算 因塔径 D=1.4m ,可选用单溢弓形降液管,采用凹形受液盘.各项 计算如下: 堰长 的计算Wl 堰长一般根据经验公式确定，对于常用的弓形降液管： 单溢流 Dlw)8.06( 堰长 l w取 ml 924.016 溢流堰高度 的计算Wh 17 溢流堰高度 可由下式计算：whowLwh 式中： 板上清液层高度，m；一般取 50100L .m 堰上液层高度， ；一般设计时不宜超过 6070 owh.m mm. 对于平直堰，堰上液层高度 可用弗兰西斯（Francis）公式计owh 算，即 3/21084.whowlLEh 式中： 塔内液体流量，h hm/3 液体收缩系数。E 近似取 E=1 精馏段： ，故取 则smLS/027.31 smLh/027.3how 16.)924.06(84. 31 取板上清液层高度 mhL5. 故 hw0364.1.05.1 提馏段： 18 ， 故取 则smLS/0381.2 smLh/0381.how 49.)924.6(4.2/2 取板上清液层高度 hL05. 故 mhw31.01489.5.2 弓形降液管宽度 Wd及截面积 AF 精馏段： 由 查弓形降液管的参数表得：58.07.46Dlw 得： 2m1.05386.0720TFA DWd .41.124. 液体在降液管中停留时间,按式 ，即sLHATF53360sLHAhTF 4.163027.0.6360 故降液管设计合理，可以实现分离。 12.d02.ATF 19 提馏段： 由 6.0Dlw 查弓型降液管参数图得： 得： 2m1.05386.0720TFA DWd .41.124. 液体在降液管中停留时间,按式 ，即sLHATF53360sLHAhTF 4.163027.0.6360 故降液管设计合理，可以实现分离。 3.5.1.4 降液管底隙高度 h0 124.0DWd072.ATFulLh wh0036 20 式中： 液体通过底隙时的流速，ou sm/ 根据经验，取 =0.060.25o s/ 精馏段：取 则sm/12.0h494.3670mw 06.12.001 故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度： m40 0864.0346.1.0136.5.:1 111取故 wh hhwwowow 提馏段：取 则su/12.0mh07894.360w 062.5.02 故降液管底隙高度设计合理.选用凹形受液盘深度： m40149.019.5.:111取故 whhwowow 塔板的布置 21 板式塔类型有多种，经过比较工艺条件的考虑，本设计采用筛 板，以下为筛板的计算。 塔板分块 因 , 故塔板采用分块式.查表 6mD140 表 6 塔径 mm 800- 1200 1400- 1600 1800- 2000 2200-2400 塔板分块 数 3 4 5 6 得,塔板分为 4 块. 边缘区宽度确定 溢流堰前安定区宽度为 mWss107 进口堰后的安定区宽度为 Ws=50-100mm 边缘区（无效区）宽度为 c503 取 ，msW07.c0. 开孔区面积计算 开孔区面积 ，按下式计算,即aA 22 rxxrAa 122sin80 其中 mWDxsd 456.0)7.136.0(24)(2 mrc 51 故 21222 1.)65.04sin865.045.06.45.0(2 mAa 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 =3mm 碳钢板,取筛孔直 径 d 0=5mm 筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t 为： mdt0153 筛孔数目 n 为 ： 个569801.15.22tAa 开孔率为 23 %1.05.907.)(907. 22td 精馏段气体通过阀孔的气速为： smAVus /97.10.15201 提馏段气体通过阀孔的气速为： smAVus /67.10.19802 筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 =3mm 碳钢板,取 筛孔直径 d 0=5mm 筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t 为：mdt 153 筛孔数目 n 为 ： 个569801. 15.22tAa 开孔率为 %1.05.907.)(907. 22td 精馏段气体通过阀孔的气速为： 24 smAVus /97.10.15201 提馏段气体通过阀孔的气速为： smAVus /67.10.19802 6)塔板的流体力学验算 塔板压降 精馏段 ： 干板阻力 hc计算 干板阻力 hc 由下式计算, 即 LVcCu 2051. 由 ，查常用化工单元设备的设计67.13%,.0d 得, C 0=0.772 故 液柱mhc 051.782460915 气体通过液层的阻力 计 算1 气体通过液层阻力 可由下式计算，即 1h 25 Lh1 smAVufTsa/41.).(705.6 2/12/10 mskgFVa 查充气系数关联图，得到 . 故 液 柱mhhOWL 02875.136.04.57.1 液体表面张力的阻力 的计算 液体表面张力所产生的阻力 可由下式计算，即 则h04gdhL液 柱mh034.5.8197.206343 气体通过每层塔板的液柱高度 可 按 下 式 计 算 ， 即ph 则 液柱hhcp1 mp 0836.4.02875.1. 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值）akPpghPaLp 7.09.6418.720836. 提馏段： 干板阻力 hc计算 26 干板阻力 hc 由下式计算, 即 LVcCuh2051. 由 ，查常用化工单元设备的设计得, 23%,1.0d C0=0.772 故 液柱mhc 03.98.7612.05. 塔上液层有效阻力 hl计算 液体表面张力所产生的阻力 hl计算,即 Lh1 smAVufTsa/38. ).(392.10612/1/10 mskgaFV 查充气系数关联图，得到 . 故 液 柱hhOWL 0345.69.01 液体表面张力的阻力 计算 液体表面张力所产生的阻力 由下式计算，即h 27 液 柱mgdhL 0475819.76543 气体通过每层塔板的液柱高度 可 按 下 式 计 算 ， 即ph 则 液柱hhcp1p 0382.475.03 气体通过每层塔板的压降为 (设计允许值)kPaghPLp 7.08.31.987032. 液面落差 对于筛板塔,液面落差很小,且本例的塔径和液流量均不大,故可 忽略液面落差的影响. 液沫夹带 精馏段：液沫夹带量由下式计算,即 2.36107.5fTaLVhHuemhf 125.0.2.气液气液 kgkgeV /1.0/34106.375.3 故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内。 28 提馏段：液沫夹带量由下式计算,即 2.36107.5fTaLVhHue mhf 125.0.2. 气液气液 kgkgeV /1.0/96438167.50 . 故在本设计中液沫夹带量 ev在允许范围内 漏液 对筛板塔,漏液点气速 u0,min计算,即 精馏段： sm/361.74./782)03.513.056.(72.04 实际孔速 smu/653.1.70 稳定系数为 5.1.2./9min,0 k VLLhcu)13.056.(4.0min,0 29 故在本设计中无明显漏液 提馏段： VLLhcu)13.056.(4.0min,0 sm/65.80.1/987)045.(72. 实际孔速 smu/6.87.10 稳定系数为 5.1043.25.min,0k 故在本设计中无明显漏液 液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 H d应服从下式的关系,即 精馏段： wTdh 乙醇-水体系属一般物系，取 =0.5,则 mhHwT 2.0)364.0(5.)( 而 dLpd 板上不设进口堰, h d 可由下式计算,即 液柱 mud 02.)1.(53.0)(153.022 液柱Hd 886. 30 =0.22mwTdhH 故在本设计中不发生液泛现象. 提馏段： wTdhH 乙醇-水物系属一般物系，取 =0.5,则mhwT 2175.0)3.40(5.)( 而 dLpdH 板上不设进口堰, h d 可由下式计算,即 液柱 mud 02.)1.(53.0)(153.022 液柱Hd 948. =0.2175mwTdh 故在本设计中不发生液泛现象. 7) 塔板负荷性能图 漏液线 VLLhCu)13.056.(4.0min,0 31 由 ,min0,i0sVuA 232.8410()owhELlwLh 得 =4.40.7720.1011.1 46.178203.)924.036(.184.2036.105. 33 sL 整理得 32min. 0914.62.08ss LV 在操作范围内,任取几个 Ls 值, 依上计算 Vs 值, 计算结果 列于表 7 . 表 7 VLws hlhCVE1084.23.056.4. )(320min, 32 smL3,0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs3, 0.7710 0.7982 0.8318 0.8589 由上表数据即可作出精馏段漏液线 提馏段漏液线： 得 =4.40.7720.1011.1 06.198745.)92.036(.184.20351.056. 33 sL 整理得 32min. 0914.53.01ss LV 在操作范围内,任取几个 Ls 值, 依上计算 Vs 值, 计算结果 列于表 8 . VLws hlhACVE1084.23.056.4. )(320min, 33 smL3,0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs3, 0.8371 0.9196 0.9673 1.006 液沫夹带线 以 e v =0.1kg 液/kg 气为限,求 Vs- Ls 关系如下: 由 3.265.710)(vLaTfuhHssfTsa VVAu705.1.5386. 精馏段：h f=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.0364m 323270.)94.06(18.2SSo LE 故 3/258.1.sfh327.309.sfTLH1.0)58.1.016.252.3/3 sV Ve 整理得 3/26.9.ssL 34 在操作范围内,任取几个 SL值,依上式计算出 SV值,计算结果列于 下表 9 由上表数据即可作出精馏段液沫夹带线 提馏段：h f=2.5hl=2.5(hw+how) hw=0.0351m 323270.)94.06(18.2SSo LE 故 3/258.1.sfh327.31.0sfTLH1.0)58.12.06.572.3/3 sV Ve 整理得 3/2.4.ssL SL, 3sm0.0006 0.0015 0.0030 0.0045SV , 33.011 2.952 2.812 2.695 35 在操作范围内,任取几个 SL值,依上式计算出 SV值,计算结果列于 下表 10 由上表数据即可作出提馏段液沫夹带线 液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液液层高度 0.6owmh作为最小液体负荷标 准.由下式得 232.840.610()owsELhl 取 E=1 则 精馏段 smLs /0782.36924.)8.2016( 3/min, 提馏段 s /. 32/in, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 SL, 3sm0.0006 0.0015 0.0030 0.0045SV , 33.594 3.468 3.306 3.169 36 液相负荷上限线 以 作为液体在降液管理中停留时间的下限,由下式得s4LHAsTf 故精馏段 smLsTfs /01.41.03max, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负液上限线。 液泛线 令 ()dTwhH 由 dpLd; ; ; Lwoh hcp11 联立得 ()()Twowcd 忽略 h将 ow与 S, d与 S, c与 SV 的关系式代入上式,并 整理得 223sssabcdVL 式中 20.51()VLCA (1)TwbhH 20.153()cwlh 2332.84(1)60dEl 37 将有关的数据代入,得 精馏段： 0127.).7846()2.01.(5 a 69.3(4.0 b10)2.9.(153 c 108.)924.36(75.(084. 3/3 d 故 3/2 .80.6.1sss LV 在操作范围内,任取几个 S值,依上式计算出 SV 值,计算结果 列于下表 11 SL , 3sm0.0006 0.0015 0.0030 0.0045SV , 33.470 3.387 3.262 3.132 由以上数据即可作出精馏段液泛线 提馏段： 38 0819.)7.261().01.(5 a 6.35.9.(4.0 b.21)78.92.(153 c 13.)94.036(.(084. /23 d 故 /222 .18.651. sss LV 在操作范围内,任取几个 S值,依上式计算出 SV 值,计算结果 列于下表 12 SL , 3sm0.0006 0.0015 0.0030 0.0045SV , 34.158 4.058 3.912 3.766 由以上数据即可作出提馏段液泛线 根据以上各线方程,可作出精馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示. 39 在负荷性能图上，作出精馏段操作线，由图可看出，该筛板的 操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图查得 s max=0.78m3/s ， s min=3.24m3/s 故操作弹性为 s max/ s min=3.24/0.78=4.15 40 根据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示. 在负荷性能图上，作出提留段操作线；由图可看出，该筛板的 操作上限为液泛控制，下限为漏夜控制。由图查得 s max=0.85 m3/s ， s min=3.6m3/s 41 故操作弹性为 s max/ s min=0.85/3.6=4.23 根据以上各线方程,可作出提馏段筛板塔的负荷性能图,如图所示. 筛板塔设计计算结果 序号 项目 数值 平均温度 tm，（精 馏段） 78.651 平均温度 tm，(提 馏段) 88.445 平均压力 Pm,，kPa（精馏段） 108.452 平均压力 Pm,，kPa(提馏段) 113.35 3 气相流量 VS（m 3/s） （精馏段） 2.015 42 气相流量 VS（m 3/s） （提馏段） 1.981 液相流量 LS(m3/s) （精馏段） 0.0027024 液相流量 LS(m3/s) （提馏段） 0.003081 5 实际塔板数 22 6 有效段高度 Z，m 88 7 塔径,m 1.4 8 板间距,m 0.4 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长,m 0.924 堰高,m（精馏段） 0.036412 堰高,m（提馏段） 0.0351 13 板上液层高度,m 0.050 14 堰上液层高度,m（精 0.0136 43 馏段） 堰上液层高度,m（提 馏段 0.01489 降液管底隙高度 m(精 馏段) 0.024415 降液管底隙高度 m(提 馏段) 0.0278 16 安定区宽度,m 0.07 17 边缘区宽度,m 0.035 18 开孔区面积,m 2 1.11 19 筛孔直径,m 0.005 20 筛孔数目 5698 21 孔中心距,m 0.015 22 开孔率,% 10.1 23 空塔气速,m/s 1.288 24 筛孔气速,m/s(精馏 段) 1797 44 筛孔气速,m/s(提馏 段) 17.67 稳定系数(精馏段) 2.35525 稳定系数(提馏段) 2.043 26 负荷上限 液泛控制 27 负荷下限 漏液控制 28 液沫夹带 eV,(kg 液 /kg 气) 0.1 29 液相负荷上限,m 3/s 0.007882 30 液相负荷下限 m3/s 0.0111 操作弹性（精馏段） 4.1531 操作弹性（提馏段） 4.23 8)精馏塔接管尺寸计算； 进料管 前已算出，塔径 D=0.7m，故可采用简单的直管进料结构，不加 套管，手可入塔检修，由下式计算进料管直径 45 uVDS4 料液由泵输送时 可取 1.52.5m/sF 取 smVmkgsmusLMF /01368736029.1,/31.87,/8.1 则 D=0.031m=31mm， 选内管为 32 3.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm 5 回流管 通常重力回流管内液速度取 0.2-0.5m/s，由泵输送 uR=1.2- 2.5m/s，取 uR=2m/s，回流管直径 LRhRd3604 液相 ：Dx78.41.578.3152994Dx8.9%Dx60.(0.4).6/LMkgmol L=209.125 40.66=8503.02kg/h 38078.3704.2/42.35.542kg乙乙 3.97.8/971.8.978m水水 31460./.640./.65.6/322DD kg 46 D= m5.476.9214.36085 取管规格 45mm 塔顶蒸汽出料管 塔顶的温度为 78.3，此时 气相组成 ：Dy78.41.578.31582.9%994DDyy60.2(0.)./VMkgmol 塔顶蒸气密度 341.73.51.4/(8)D 蒸气体积流量 526./143Vkgh 常压下蒸汽的速度为 15m/s 蒸汽量为 V= m3/s15.2).7815.23(4.md0.154.2 取回流管规格为 。9 塔釜排出管 一般取 0.5-1.0m/s，取 0.8m/sw 47 Ml=18.28kg/kmol 3mKgLWM/6.958 Lw= s/304.6.95830 214.7md514 取此管规格为 60mm 10） 对设计过程的评述和有关问题的讨论； 2 设计图纸要求； 1 绘制生产工艺流