化工原理课程设计61044.doc

湖南师范大学树达学院2012级甲苯-乙苯的精馏工艺设计化工原理课程设计 指导老师： 赵伟良 学生姓名： 曾喜凤 王梓 学 号： 11 15 年 级： 2012级 专 业： 化学工程与工艺 队伍名称： Only one 设计题目：甲苯-乙苯的精馏工艺2014 年 12 月 04 日目 录化工原理课程设计任务书.- 1 -前 言 .- 2 -第一章 流程确定和说明 .- 3 -1.1. 进料状况.- 3 -1.2. 塔顶冷凝方式.- 3 -1.3. 加热方式.- 3 -1.4. 再沸器型式.- 3 -第二章 精馏塔的设计计算.- 5 -一 操作条件与基础数据 .- 5 -2.1.1. 操作压力 . - 5 -2.1.2. 气液平衡关系及平衡数据 . - 5 -2.1.3. 相对挥发度的计算 . - 7 -2.1.4. 最小回流比及操作回流比的确定 . - 8 -二 精馏塔的工艺计算.- 8 -2.2.1. 热量衡算 . - 8 -2.2.2. 理论塔板数的计算. - 13 -2.2.3. 全塔效率的估算.- 14 - 2.2.4. 实际塔板数 .- 16 -3. 精馏塔主要尺寸的设计计算. - 16 -2.3.1. 塔和塔板设计的主要依据和条件 .- 16 -2.3.2. 塔体工艺尺寸的计算 .- 22 -2.3.3 筛板塔工艺尺寸计算与选取.- 23 -2.3.4 筛板的流体力学验算 .- 27 -四.塔板负荷性能图 . - 29 -2.4.1 液相下限线 .- 29 -2.4.2 液相上限线 .- 30 -2.4.3 漏液线 .- 30 -2.4.4 液沫夹带线 .- 31 -2.4.5 液泛线 .- 32 -2.4.6 操作弹性 .- 34 -第3章 辅助设备及主要附件的选型设计 .- 36 -3.1 冷凝器的选择.- 36 -3.1.1 确定流体进入的空间.- 36 -3.1.2 就算平均值的传热温差.- 36 -3.1.3 选k值估算传热面积.- 36 -3.1.4 初选换热器的规格.- 36 -3.2 再沸器的选择. - 40 3.3 预热器的选择. - 433.4 塔顶蒸汽出口管 .- 44-3.4.1 进料管径 .- 44-3.4.2 回流管管径 .- 44 -3.4.3 塔顶出料管管径 .- 44-3.4.4 塔顶蒸汽接管直径 .- 45-3.4.4 塔底出料管直径 .- 453.5 储罐的设计.- 46-3.6 泵的选型计算.- 49 -3.7 手孔、裙座等附件设计.- 53-3.8 精馏塔实际高度计算与设计 .- 54 -第四章 设计结果的自我总结与评价. -55 - 4.1 设计结果的自我总结与评价 . - 554.2 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表 . -56-附录. - 57-一、符号说明. - 57-二、参考文献. - 58化工原理课程设计任务书（2012级）一、设计题目生产过程中欲建立一座乙苯回收塔，分离甲苯与乙苯形成的混合物，其组成为甲苯30%、乙苯70%（摩尔分率），拟采用板式精馏塔，以对其进行精馏分离，塔顶得到含甲苯99.6%（摩尔分率）的甲苯。设计要求料液的处理量为10000吨/年，塔底含甲苯6%（摩尔分率）的乙苯。二、操作条件1、常压操作；2、回流液温度为塔顶蒸汽的露点；3、间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；4、冷却水进口温度25，出口温度45；5、设备热损失为加热蒸汽供热量的5；6、料液可视为理想物系。三、设计内容（1）单元操作流程设计单元操作方案选择及论证。根据指定的设计任务，查阅相关的资料，对可用的生产工艺进行比较，筛选出技术先进、经济合理、安全可靠的操作流程。绘制出工艺流程简图，并对之进行详细说明。物料及热量衡算计算。要求对过程中涉及到的物料平衡和能量平衡全部采用手工计算，不得使用各种模拟软件（如Aspen等）；编制物料及热量平衡计算书；绘制物料流程图（PFD）。（2）设备的工艺设计计算过程中所出现的各种设备（包括管线）均采用手工进行工艺设计计算，不得使用各种模拟软件（如Aspen等）获得结果，并编制详细的计算说明书；过程中的机、泵可作为标准设备出现，但要根据计算结果，进行选型说明；编制设备一览表。（3）绘制工程图样工艺流程简图一张；物料流程图（PFD）一张，要求对管道进行标注；主体设备装配图一张，其他附属设备使用条件图，不绘制3D效果图。设计说明书要求用MS-Word编辑，保存为DOC格式；所有的图纸均用AutoCAD绘制（A3）。前 言在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。而实验表明筛板塔的优点是：结构简单，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。泡罩塔板由于齿封开度是固定的，因此其对蒸汽负荷变动的适应性能不好。气速小时，气液接触不好；气速大时，又易使蒸汽吹开液体。多孔塔板虽然结构简单，处理能力大，但操作弹性比较小。对于筛板塔来说，塔板上开有许多均布的筛孔，筛孔在塔板上作正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层。操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层鼓泡而出，气、液间密切接触而进行传质。在正常的操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄漏。所以，筛板塔的效率较高，操作弹性较大，能较好的适应进料量的变化。此外，筛板塔还具有结构简单、处理能力强等优点。由于筛板塔板的蒸汽是水平吸入液层的，因此气液搅动较好、雾沫夹带小、接触时间长、传质效果好、其效率比泡罩塔板约高 15%。本次课程设计就是针对甲苯-乙苯体系而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及相关设备选型。由于此次设计时间紧张，本队水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳请老师指出以便修正。第一章 流程确定和说明1.1进料状况进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，故设计上采用泡点进料。1.2 塔顶冷凝方式塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料。塔顶冷却介质采用江河，方便、实惠、经济1.3 加热方式本次设计采用间接蒸汽加热。1.4 再沸器型式选择再沸器时，首先应满足工艺要求，即在相同的传热面积下要选择体积小的，可以节省费用。本次设计选用型立式虹吸式管式再沸器，这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点第2章 精馏塔的设计计算一 操作条件与基础数据2.1.1. 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于甲醇-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。2.1.2. 气液平衡关系及平衡数据 表1Antoine方程常数物质ABC温度范围甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163表2t/110.62113116119122101.3089108.3452117.7550127.7931138.487848.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.59690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/125128131134136.324149.8675161.9614174.7988188.4096199.504373.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.0000(一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率及质量分率甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol 质量分数同理 =0.9954 =0.0525(二)、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.392.13(10.3)106.16=101.95 /kmol MD=0.99692.13(10.996)106.16=92.19 kg/kmol MW=0.0692.13(10.06)106.16=105.32 kg/kmol(三）、物料衡算对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。进料流量F= 联立解得D=3.49 kmol/h , W=10.13 kmol/h根据上表，利用内插法求进料、塔顶和塔底的温度。由得进料：塔顶：塔釜：由此可得进料、塔顶和塔底混合物的温度，以上计算结果见表 2-2.表 2-2 原料液、馏出液与釜残液的含量与温度名称原料液（F）流出液（D）釜残液（W）x （摩尔分数）0.30.9960.06平均摩尔质量(kg kmol )101.9592.19105.32温度 t C126.71110.70134.222.1.3. 相对挥发度的计算根据表 2-2，利用内插法计算精馏段和提馏段对应的气、液相摩尔分率，得：精馏段：解得：=61.002 =76.244提馏段：解得：=17.452 =29.459将x1、x2、y1、y2分别代入得=2.05 =1.98所以2.1.4. 最小回流比及操作回流比的确定1、由于是泡点进料， q=1 xq = xF = 0.3解得：=0.463由于塔顶采用水冷方法，考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的1.5倍。即二 精馏塔的工艺计算2.2.1 热量衡算1、塔顶冷凝器的热量衡算目的：对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量。以便于塔顶冷凝器的相关设计。（1）热量衡算式如图所示，根据热量衡算式，有： QVQWQLQD式中 QV塔顶蒸气带入系统的热量； QL回流液带出系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW冷凝水带出系统的热量。（2）各股物流的温度与压力由塔顶蒸汽组成 xD=0.996，通过气液平衡数据表，经插值可知塔顶蒸汽温度为110.7，由于蒸汽中甲苯的浓度很大，因此，该温度也近似为回流液和馏出液的温度。由给定条件知：塔顶的操作压强为 P101.3kPa（3）基准态的选择以101.3kPa、110.7的液态苯和甲苯为热量衡算的基准态，则：QLQD0（4）各股物流热量的计算查的苯与甲苯在正常沸点下的汽化焓分别为：VHm甲苯（Tb）33.47kJ/mol VHm乙苯（Tb）=35.98kJ/mol正常沸点分别为： Tb乙苯409.4K Tb甲苯383.8K使用Watson公式计算乙苯和甲苯在110.7的汽化焓：式中 对比温度； TC临界温度。查的乙苯和甲苯的临界温度分别为：TC乙苯=61603K TC甲苯593.9K对于乙苯： 对于甲苯： 由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为：代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为：QW kJ/h（5）冷却水的用量设冷却水的流量为qm，则：QWqmCp(t2t1)已知：t125 t245以进出口水温的平均值为定性温度：查得水在35时的比热容为： Cpm4.08kJ/(kg.) 2、全塔的热量衡算目的：确定再沸器的蒸汽用量。如图所示，对精馏塔进行全塔的热量衡算。QFQWQDQLQWQV（1）热量衡算式根据热量衡算式，可得：由设计条件知： QL5%QV0.05QV QF0.95QVQDQWQW式中 QF进料带入系统的热量； QV加热蒸汽带入系统的热量； QD馏出液带出系统的热量； QW釜残液带出系统的热量； QW冷却水带出系统的热量； QL热损失。（2）各股物流的温度由各股物流的组成，根据气液平衡数据表，可得各股物流的温度分别为：tF126.71 tD110.7 tW134.22（3）基准态的选择以101.3kPa、110.7的液态乙苯和甲苯为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则：QD=0（4）各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平均温度：的比热容计算各股物流的热量。据： CpmabTcT2dT3查得：（乙苯） a=4.3143 b=900.174103 c=1450.05106 d1433.6109 （甲苯） a=1.80826 b=812.223103 c=-1512.67106 d1630.01109故乙苯的比热容为：甲苯的比热容为：由此可求得进料与釜残液的热量分别为： 将以上结果代入到热量衡算式中：46177.330.95QV052453.27解得： QV730079.937kJ/h热损失为： QL0.05QV0.05730079.93736503.997（kJ/h）（5）加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为qm，则： QVqm.r已知蒸气的压力为5kgf/cm2（绝压），查得该压力下蒸汽的汽化热为 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为：（6）热量衡算表热量衡算表 基准：1h输 入输 出项目kJ项目kJ进料46177.33馏出液0加热蒸汽730079.937釜残液52453.27冷却水687300热损失36503.997总计7762570267776257.2672.2.2. 理论塔板数的计算1、确定有关的流量精馏段：故回流液量 塔顶蒸汽量提馏段：回流液量 上升蒸汽量2、 求操作方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为相平衡方程 精馏段操作线方程为则第14块为加板，第15块上升气相由提馏段计算 则总理论塔板数(包括蒸馏釜）精馏段理论数为13，提馏段为7块（包括蒸馏釜），第14块为进料板。2.2.3. 全塔效率的估算用康奈尔法（Ocnenell）对全塔效率进行估算：甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（）温度 T/60708090100粘度（mPas）甲苯0.3730.340.3110.2860.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3温度 T/110120130140150粘度（mPas）甲苯0.2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.213液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2温度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（）温度 T60708090100表面张力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度 T110120130140150表面张力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83全塔的平均温度： 根据上表，利用内插法计算得：甲苯：乙苯：全塔液体的平均黏度：全塔效率：2.2.4. 实际塔板数计算塔板实际塔板数 三.精馏塔主要尺寸的设计计算2.3.1. 塔和塔板设计的主要依据和条件2.3.1 塔顶条件下的流量及物性参数xD = 0.996 ， D = 3.49 kmol /h ， tD = 110.7 aD = 99.54%由第一节的计算已知液相平均相对分子质量： M LD = 92.19 kg/kmol气相平均相对分子质量：（其中 yD 根据表 2-1 利用内插法求得 yD = 99.79% ）气相密度：根据上表，利用内插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面张力液相密度：液相黏度：液相平均表面：塔顶馏出液的摩尔流量：D=3.49K=kmol/h质量流量：表 26 塔顶数据参数表M LDM VDDGD单位kg /kmol3kg/ mmPaS smN/ mKmol/ ht /h数据92.1992.162.93779.610.24418.3413.490.322.3.1 塔底条件下的流量及物性参数xW = 0.06，W = 10.13 kmol /h ， tW = 134.22， aW = 5.25%由第一节的计算已知液相平均相对分子质量：M LW = 105.32kg /kmol气相平均相对分子质量：（其中 yW 根据上表 利用内插法求得 yW = 11.14% ）气相密度：根据上表，利用内插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面张力液相密度：液相黏度：液相平均表面张力：塔底釜残液的摩尔流量：W=10.13kmol/h质量流量：表 27 塔底数据参数表M LDM VDDGD单位kg /kmol3kg/ mmPaS smN/ mKmol/ ht /h数据105.32104.603.13403.510.23817.6310.131.072.3.1 进料条件下的流量及物性参数xF = 0.3 ， F =13.62kmol/ h ， tF = 126.71 ， aF = 27.11%由第一节的计算已知液相平均相对分子质量：M LF = 101.95kg /kmol气相平均相对分子质量：（其中根据上表 利用内插法求得 = 30.01% ）气相密度：根据上表，利用内插法可以求得液相的密度、粘度和平均表面张力液相密度：液相黏度：液相平均表面张力：塔底釜残液的摩尔流量：F=13.62kmol/h质量流量：表 28 进料数据参数表F单位kg /kmol3kg/ mmPaS smN/ mKmol/ ht /h数据101.95101.953.11767.910.23917.6913.621.392.3.1精馏段的流量及物性参数气相平均相对分子质量：液相平均相对分子质量：气相密度：液相密度：液相黏度：液相平均表面张力：气相流量:(摩尔流量)（质量流量）液相流量：（摩尔流量）（质量流量）2.3.1 提馏段的流量及物性参数气相平均相对分子质量：液相平均相对分子质量：气相密度：液相密度：液相黏度：液相平均表面张力：气相流量: (摩尔流量)（质量流量）液相流量：（摩尔流量）（质量流量）表 2-9 精馏段、提馏段数据参数表精馏段提馏段气相平均相对分子质量M V ( kg/ kmol )97.06103.28液相平均相对分子质量M L ( kg /kmol )97.07103.643气相密度 (kg/ m )3.023.123液相密度 (kg m )773.76585.71液相粘度 (mPa s)0.2420.2385液相平均表面张力(mN/ m)L18.0217.66气相摩尔流量 ( kmol/ h)20.0120.61气相质量流量 (t/ h)2.002.13液相摩尔流量 ( kmol/ h)17.1230.74液相质量流量 (t/ h)1.663.192.3.2. 塔体工艺尺寸的计算2.3.2 空塔气速计算精馏段：取塔板间距 H T = 0.45m ,板上液层高度 hL = 50mm = 0.05m H T -hL=0.4m从史密斯关联图查得提馏段：取塔板间距 H T = 0.45m ,板上液层高度 hL = 50mm = 0.05m H T -hL=0.4m从史密斯关联图查得2.3.3 筛板塔工艺尺寸计算与选取2.3.3 塔板间距 H T 估算塔板间距直接影响塔高。此外，塔间距 HT 与塔的生产能力、操作弹性及塔板效率有关。在一定得生产任务下，采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，因而塔径可以小些，但塔高要增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增加，但塔高可以小些。对于板数较多的精馏塔，往往采用较小的板间距。适当加大塔径以降低塔高。本设计采用板间距为0.8m。2.3.3 塔有效高度根据给定的分离任务，求出理论板数后，可按下式计算塔有效段高度。2.3.3 塔径与实际空塔气速精馏段：提馏段：因取上下塔径相同，故按精馏段塔径圆整后为 D=0.6m实际空塔气速为：精馏段：提馏段：2.3.3溢流装置溢流装置计算本设计采用单溢流弓形降压管降液管的截面积应保证液体能在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体夹带的气体能及时分离。因此，提馏时间应不小于 3 5s 。故降液管设计合理。两者皆不小于 0.02m ，故 h0 满足要求。表 2-10 溢流装置工艺尺寸列表项目 lw (m)hw (m)Wd (m)2Af (m )h0 (m)精馏段 0.420.420.0840.02230.02提馏段 0.420.040.0840.02230.032.3.3塔板分布 塔板布置因为 D 800mm ，故塔板采用整块式。 边缘区宽度确定 开孔区面积计算2.3.3(6) 筛孔计算及排列本次设计所处理的物系无腐蚀性，故可用 = 3mm 碳钢板，取筛孔直径 =5mm 。筛孔按正三角形排列。取孔中间距 t = 3d0 = 3 5 = 15mm = 0.015m2.3.4 筛板的流体力学验算2.3.4干板阻力 计算2、 气体通过液层的阻力的计算3、 液柱表面张力阻力 计算气体通过每层塔板的压降2.3.4液面落差对于筛板塔液面落差很小，且本设计塔径和流量均不大，故可以忽略落差的影响。2.3.4液沫夹带量所以本设计中液沫夹带量符合要求2.3.4 漏液对筛板塔，漏液点气速 u0，min 由下式计算2.3.4液泛为了防止塔内发生液泛，应保证将液泡中的泡沫液体中高度不超过上层塔板的出口堰。板上不设进口堰：故本设计不发生液泛现象4. 塔板负荷性能图2.4.1 液相下限线对于平直堰，取堰上液层高度 hOW = 0.006m 作为最小液体负荷标准，2.4.2 液相上限线据此可得出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图 2-3、2-4：线 2）2.4.3 漏液线由 = 在操作范围内，任取两个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.084270.08432依据表中数据作出漏液线 (线3)同理可得提馏段： = 在操作范围内，任取两个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.068840.00688依据表中数可得提馏段据作出漏液线 (线3)2.4.4 液沫夹带线式中 代入数据得简化得：在操作范围内，任取两个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.51530.4399依据表中数据作出漏液线 (线4)同理可得提馏段：代入数据得简化得：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.51530.4399依据表中数可得提馏段据作出漏液线 (线4)2.4.5 液泛线 联立得：忽略，将与，与，与的关系式代入上式整理得 式中 代入数据得 在操作范围内，任取两个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.41610.3850依据表中数据作出漏液线 (线5)同理可得提馏段：在操作范围内，任取两个值，依上式算出对应的值列于下表：，m3/s1030.33Vs了，min，m3/s0.35780.3315依据表中数可得提馏段据作出漏液线 (线5)将所得上述五个方程绘制成提馏段塔板负荷性能图如下：2.4.6. 操作弹性在负荷性能图上，5条线所围区域为操作区， 由图可知 故：=0.4041/0.1074=3.76=0.3458/0.08216=4.21项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段板间距HTm0.450.5塔径Dm0.60.6空塔气速m/s0.93030.765塔板液流型式单流型单流型堰长m0.420.42堰高hWm0.0420.04底隙高度m0.020.03孔径d0mm55孔间距tmm1515孔数n个827827开孔面积Aam20.53530.5353筛孔气速uom/s11.0711.68塔板压降PpkPa0.07390.09496液体在降液管中的停留时间s19.4313.86降液管内清液层高度Hdm0.12460.1457负荷上限Ls.maxm3/s0.40410.3458负荷下限Ls.minm3/s0.10740.08216操作弹性3.764.21第三章 辅助设备及主要附件的选型设计3.1 冷凝器的选择3.1.1 确定流体的进入空间 蒸汽应走壳程，能够很好的散热。冷却水冷凝走管程，确定流体的定性温度，物性数据，并选择换热器的型号。3.1.2 计算平均值的传热温差按逆流计算的平均温差3.1.3 选k值估算传热面积取k=5003.1.4 初选换热器的规格 公称直径 (mm)公称压力（PN)公称面积2 (m )管程数管子尺寸 (mm)管长（m）管子总数管子排列方法3256.46.04 240正三角形排列温度定压比热容（kJ/kg）粘度（Pas）壳程流体110.7778.5612.020.00023930.113119管程359944.080.626 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知： 汽相摩尔流率：V=20.61kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=97.06kg/kmol 壳程液流量 ：ms1=VMVDM=2000.4kg/h 2、传热管排列和分程方法 采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正 方形排列。取管心距t=1.25 do，则t=1.2525=31.2532(mm) 3、壳体内径 采用单管程结构，取管板利用率0.7，则壳体内径为 圆整可取D300 mm取折流板间距B0.3D，则B0.330090mm， 4、热量核算 壳程