化工专业工艺计算说明书

1、学号： 07401216 常 州 大 学 毕业设计（2011届）题 目 1.5 万 吨 / 年 二 甲 基 乙 酰 胺 废 水 三 效 精 馏 工 艺 设 计 学 生 华 超 学 院 石油化工学院 专 业 班 级 化工072 校内指导教师 叶 青 专业技术职务 副 教 授 校外指导老师 专业技术职务 二二0一一年六月 学号： 07401216 常 州 大 学 毕业设计（2011届）工 艺 计 算 说 明 书题 目 1.5 万 吨 / 年 二 甲 基 乙 酰 胺 废 水 三 效 精 馏 工 艺 设 计 学 生 华 超 学 院 石油化工学院 专 业 班 级 化工072 校内指导教师 叶 青 专业技

2、术职务 副 教 授 校外指导老师 专业技术职务 二0一一年六月目 录1.物料衡算11.1物料流程简图11.2物料衡算12.热量衡算22.1原料预热器热量衡算22.2塔塔顶冷凝器热量衡算22.3塔塔釜再沸器热量衡算22.4塔塔顶冷却器热量衡算22.5塔塔顶冷凝器热量衡算22.6塔塔釜再沸器热量衡算32.7塔塔顶冷却器热量衡算32.8塔塔顶冷凝器热量衡算32.9塔塔釜再沸器热量衡算32.10塔塔顶冷却器热量衡算32.11塔塔釜冷却器热量衡算32.12物料装置带出的热量32.13系统热量衡算43.精馏塔的设计43.1精馏塔的工艺计算43.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算93.3塔板主要工艺尺寸113.4筛

3、板的流体力学验算133.5塔板负荷性能图144.设备选型164.1罐体选型164.2换热设备174.3 泵的选型265.管径计算与选型（摘自GB8163-88）285.1物料管道的计算和选型285.2换热器接管34常州大学本科生毕业设计计算说明书1.5万吨/年二甲基乙酰胺的三效精馏1. 物料衡算1.1 物料流程简图图1 DMAC三效精馏流程简图1.2 物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率水的摩尔质量 M水 = 18 kg/kmol二甲基乙酰胺的摩尔质量 MDMAC = 87 kg/kmolXF = = 0.0225 XD = = 0.0002XW = = 0.9952(2) 原料液及

4、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF = 0.022587+(1-0.0225) 18= 19.55 kg/kmolMD = 0.000287+(1-0.0002) 18= 18.01 kg/kmolMW = 0.995287+(1-0.9952) 18= 86.87 kg/kmol(3)物料衡算 原料处理量：1.5万吨/年，年操作330天 F = =1895.6 kg/h= = 96.8767 kmol/h总物料衡算 96.8767 = D + WDMAC物料衡算 96.87670.0225 = 0.0002D + 0.9952W得：2. 热量衡算2.1 原料预热器热量衡算查Aspen物性数据库

5、的t = 72 水和DMAC定压比热容：Cp水 = 4.3766 kJ/kgK CpDMAC = 2.0802 kJ/kgKQ1 = =1895.60.12.0802(392.15-298.15) + 1895.60.94.3766(392.15-298.15) =205.09 kW2.2 塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库水在390.5K的汽化潜热：r水 = 2217 kJ/kgQ2 = = (555.22+277.61)2217 = 512.86 kW2.3 塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库水和DMAC在392.2K 的汽化潜热：r水 = 2213.12 kJ/kg rD

6、MAC = 501.73 kJ/kgQ3 = = 0.859936.222213.12 + 0.141936.22501.73 = 512.85 kW2.4 塔塔顶冷却器热量衡算查Aspen物性数据库水在346.84K的定压比热容：Cp水 = 4.23 kJ/kgKQ4 = = 555.224.23(390.53-303.15) = 57.01 kW2.5 塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库水在373.2K的汽化潜热：r水 = 2264.57 kJ/kgQ5 = = (571.32 + 285.66)2264.57 = 539.08 kW2.6 塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据

7、库水和DMAC在376.1K的汽化潜热：r水 = 2256.99 kJ/kg rDMAC = 512.93 kJ/kgQ6 = = 0.7541006.812256.99 + 0.2461006.81512.93 = 511.22 kW2.7 塔塔顶冷却器热量衡算查Aspen物性数据库水在338.18K的定压比热容：Cp水 = 4.1563 kJ/kgKQ7 = = 571.324.1563(373.2-303.15) = 46.21 kW2.8 塔塔顶冷凝器热量衡算查Aspen物性数据库水在311.6K的汽化潜热：r水 = 2407.77 kJ/kgQ8 = = (580.16 + 290.

8、08)2407.77 = 582.03 kW2.9 塔塔釜再沸器热量衡算查Aspen物性数据库水和DMAC在358.8K的汽化潜热：r水 = 2300.99 kJ/kg rDMAC = 524.48 kJ/kgQ9 = = 0.0013682.342300.99 + 0.9993682.34524.48 = 538.30 kW2.10 塔塔顶冷却器热量衡算查Aspen物性数据库水在307.38K的定压比热容：Cp水 = 3.9186kJ/kgKQ10 = = 580.123.9186(311.6-303.15) = 5.34 kW2.11 塔塔釜冷却器热量衡算查Aspen物性数据库DMAC在3

9、30.98K的定压比热容： CpDMAC = 2.0094 kJ/kgKQ11 = = 188.922.0094(358.8-303.15) = 5.87 kW2.12 物料装置带出的热量查Aspen物性数据库水和DMAC在300.65K的定压比热容：Cp水 = 3.8728 kJ/kgK CpDMAC = 1.8618 kJ/kgKQ12 = = 1706.73.8728（303.15-298.15）+ 188.921.8618（303.15-298.15） = 9.76 kW2.13 系统热量衡算Q加 = Q移 + Q损外界向系统提供的热量- Q加物料离开系统带走的热量- Q移系统损失的热

10、量- Q损Q加 = Q1 + Q3 + Q6 + Q9= 205.09 + 512.85 + 511.22 + 538.3= 1767.46 kWQ移 = Q2 + Q4 + Q5 + Q7 + Q8 + Q10 + Q11 + Q12= 512.86 + 57.01 + 539.08 + 46.21 + 582.03 + 5.34 + 5.87 + 9.67= 1758.07 kWQ损= Q加 + Q移 = 1767.46 1758.07 = 9.39 kW3. 精馏塔的设计3.1 精馏塔的工艺计算（1） 塔板数NT 最小回流比及操作回流比的确定利用Aspen工程软件中的精馏捷算模块（DST

11、WU）模拟出单塔精馏1.5万吨/年二甲基乙酰胺的废水，使塔顶与塔釜产品的质量分数都达到99.9%。得到精馏任务的最小回流比Rmin = 0.12。在三效精馏的流程中0.12的回流比比较小，所以选取实际回流比R = 0.5。 理论板数求取用Aspen工程软件中的严格计算的模块（RadFrac）建立三塔精馏的连续流程，调整各塔的塔板数、进料板位置、塔压、板压降和各塔塔顶馏出流量来实现三个塔的塔顶产品与最终塔釜产品的质量分数达到99.9%。并实现塔之间冷凝放热与再沸需热的热集成。得出理论板数：塔 总理论板数 NT = 6(包括再沸器) NF = 4 塔 总理论板数 NT = 7(包括再沸器) NF

12、= 4 塔 总理论板数 NT = 9(包括再沸器) NF = 4 实际板数的求取全塔效率为50%塔 精馏段实际板数 N精 = 3/0.5 = 6 提馏段实际板数 N提 = 3/0.5 = 6塔 精馏段实际板数 N精 = 3/0.5 = 6 提馏段实际板数 N提 = 4/0.5 = 8塔 精馏段实际板数 N精 = 3/0.5 = 6 提馏段实际板数 N提 = 6/0.5 = 12(2)精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 操作压力计算塔 塔顶操作压力 PD1 = 183.2 kPa 进料板压力 PF1 = 185.6 kPa 塔釜操作压力 PW1 = 187.2 kPa 精馏段操作压力 P精1

13、= = 184.4 kPa 提馏段操作压力 P提1= = 186.4 kPa塔 塔顶操作压力 PD2 = 102.0 kPa 进料板压力 PF2 = 104.1 kPa 塔釜操作压力 PW2 = 106.2 kPa 精馏段操作压力 P精2 = = 103.15 kPa 提馏段操作压力 P提2= = 105.15 kPa塔 塔顶操作压力 PD3 = 6.799 kPa 进料板压力 PF3 = 6.829 kPa 塔釜操作压力 PW3 = 6.879 kPa 精馏段操作压力 P精3 = = 6.814 kPa 提馏段操作压力 P提3 = = 6.854 kPa 操作温度计算塔 塔顶温度 tD1 =

14、 390.7 K 进料板温度 tF1 = 391.7 K 塔釜温度 tW1 = 392.2 K 精馏段平均温度 t精1 = = 391.2 K 提馏段平均温度 t提1= = 391.95 K塔 塔顶温度 tD2 = 373.2 K 进料板温度 tF2 = 374.7 K 塔釜温度 tW2 = 376.1 K 精馏段平均温度 t精2 = = 373.85 K 提馏段平均温度 t提2= = 375.4 K塔 塔顶温度 tD3 = 311.6 K 进料板温度 tF3 = 312.7 K 塔釜温度 tW3 = 358.8 K 精馏段平均温度 t精3 = = 312.15 K 提馏段平均温度 t提3=

15、= 335.75 K 平均摩尔质量计算塔 塔顶平均摩尔质量 MVD1 = 0.000187 + (1-0.0001) 18 = 18.01 kg/kmolMLD1 = 0.000987 + (1-0.0009) 18 = 18.06 kg/kmol进料板平均摩尔质量 MVF1 = 0.002787 + (1-0.0027) 18 = 18.19 kg/kmolMLF1 = 0.020587 + (1-0.0205) 18 = 19.41 kg/kmol塔釜平均摩尔质量 MVD1 = 0.004487 + (1-0.0044) 18 = 18.30 kg/kmolMLD1 = 0.032987

16、+ (1-0.0329) 18 = 20.27 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV精1 = = 18.10 kg/kmolML精1 = = 18.74 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MV提1 = = 18.25 kg/kmolML提1 = = 19.84 kg/kmol塔 塔顶平均摩尔质量 MVD2 = 0.000187 + (1-0.0001) 18 = 18.01 kg/kmolMLD2 = 0.000987 + (1-0.0009) 18 = 18.06 kg/kmol进料板平均摩尔质量 MVF2 = 0.003587 + (1-0.0035) 18 = 18.24 kg/kmolM

17、LF2 = 0.029387 + (1-0.0293) 18 = 20.02 kg/kmol塔釜平均摩尔质量 MVD2 = 0.007887 + (1-0.0078) 18 = 18.54 kg/kmolMLD2 = 0.063987 + (1-0.06309) 18 = 22.35 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV精2 = = 18.13 kg/kmolML精2 = = 19.04 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MV提2 = = 18.39 kg/kmolML提2 = = 21.18 kg/kmol塔 塔顶平均摩尔质量 MVD3 = 0.0000387 + (1-0.00003) 18

18、 = 18.00 kg/kmolMLD3 = 0.000487 + (1-0.0004) 18 = 18.03 kg/kmol进料板平均摩尔质量 MVF3 = 0.003987 + (1-0.0039) 18 = 18.27 kg/kmolMLF3 = 0.053987 + (1-0.0539) 18 = 21.72 kg/kmol塔釜平均摩尔质量 MVD3 = 0.968987 + (1-0.9689) 18 = 84.85 kg/kmolMLD3 = 0.996087 + (1-0.9960) 18 = 86.72 kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV精3 = = 18.14 kg/kmo

19、lML精3 = = 19.88 kg/kmol提馏段平均摩尔质量MV提3 = = 51.56 kg/kmolML提3 = = 54.22 kg/kmol 平均密度计算塔 气相密度 精馏段 V精1 = = = 1.03 kg/m3 提馏段 V提1 = = = 1.05 kg/m3液相平均密度塔顶液相密度 LD1 = 898.07 kg/m3进料板液相密度 LF1 = 877.93 kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 867.67 kg/m3精馏段液相平均密度 L精1 = = 888.00 kg/m3提馏段液相平均密度 L提1 = = 872.8 kg/m3塔 气相密度 精馏段 V精2 = =

20、= 0.60 kg/m3 提馏段 V提2 = = = 0.62 kg/m3液相平均密度塔顶液相密度 LD2 = 916.6 kg/m3进料板液相密度 LF1 = 889.8 kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 868.4 kg/m3精馏段液相平均密度 L精2 = = 903.2 kg/m3提馏段液相平均密度 L提2 = = 879.1 kg/m3塔 气相密度 精馏段 V精3 = = = 0.048 kg/m3 提馏段 V提3 = = = 0.127 kg/m3液相平均密度塔顶液相密度 LD3 = 980.0 kg/m3进料板液相密度 LF3 = 939.9 kg/m3塔釜液相密度 L W3

21、= 879.6 kg/m3精馏段液相平均密度 L精3 = = 959.95 kg/m3提馏段液相平均密度 L提3 = = 909.75 kg/m3 液体表面张力塔 塔顶液相表面张力 LD1 = 54.7570 mN/m 进料板液相表面张力 LF1 = 53.9121 mN/m 塔釜液相表面张力 LW1 = 53.3773 mN/m 精馏段液相平均表面张力 L精1 = = 54.3346 mN/m提馏段液相平均表面张力 L提1 = = 53.6447 mN/m塔 塔顶液相表面张力 LD2 = 58.13 mN/m 进料板液相表面张力 LF2 = 56.90 mN/m 塔釜液相表面张力 LW2 =

22、 55.44 mN/m 精馏段液相平均表面张力 L精2 = = 57.515 mN/m提馏段液相平均表面张力 L提2 = = 56.17 mN/m塔 塔顶液相表面张力 LD3 = 70.13 mN/m 进料板液相表面张力 LF3 = 67.85 mN/m 塔釜液相表面张力 LW3 = 65.18 mN/m 精馏段液相平均表面张力 L精3 = = 46.515 mN/m提馏段液相平均表面张力 L提3 = = 66.515 mN/m 液体平均粘度塔 塔顶液相粘度 LD1 = 0.2340 mPas 进料板液相粘度 LF1 = 0.2336 mPas塔釜液相粘度 LW1 = 0.2333 mPas精

23、馏段液相平均粘度 L精1 = = 0.2338 mPas提馏段液相平均粘度 L提1 = = 0.2335 mPas塔 塔顶液相粘度 LD2 = 0.2787 mPas 进料板液相粘度 LF2 = 0.2778 mPas塔釜液相粘度 LW2 = 0.2768 mPas精馏段液相平均粘度 L精2 = = 0.2784 mPas提馏段液相平均粘度 L提2 = = 0.2773 mPas塔 塔顶液相粘度 LD3 = 0.6913 mPas 进料板液相粘度 LF3 = 0.6822 mPas塔釜液相粘度 LW3 = 0.4627 mPas精馏段液相平均粘度 L精3 = = 0.6868 mPas提馏段液

24、相平均粘度 L提3 = = 0.5725 mPas3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1） 塔径的计算塔精馏段的气、液相体积流率为：V = (R+1)D = 1.530.8 = 46.2 kmol/hL = RD = 0.530.8 = 15.4 kmol/hVs = = =0.2254 m3/sLs = = =9.0263 10-5 m3/s由化工原理下册 式10-29umax = C取板间距HT = 0.3 m 板上液层高度 hL = 0.05 m查化工原理下册图10-42得 C20 = 0.06由化工原理下册式10-28C = umax = C= 2.15 m/s取安全系数为0.7，则空塔

25、气速为：U=0.7umax = 0.72.15 = 1.505 m/sD=按标准塔径圆整后为：D = 0.5 m塔截面积：AT = 0.7850.52 = 0.1963 m2u =塔 按塔的塔径计算方法得出塔圆整后的塔径：D = 0.5 m根据塔径选取板间距HT = 0.3 m塔按塔的塔径计算方法得出塔圆整后的塔径：D = 1.4 m根据塔径选取板间距HT = 0.4 m（2） 精馏塔有效高度的计算塔精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为： 塔精馏段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为： 塔精馏

26、段有效高度为： 提馏段有效高度为： 在进料板上方留0.8m的空间，故精馏塔的有效高度为： 3.3 塔板主要工艺尺寸（1） 溢流装置计算 因塔径D = 0.4 m ，科选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长 取溢流堰高度由，选用平直堰化工原理下册 式10-34近似取，则=0.003m 0.006m所以选取齿形堰化工原理下册 10-35设齿深 =0.006 m板上液层高度弓形降液管宽度和截面积由，查化工原理下册 图10-40得; 验算液体正在降液管中停留时间，即：故设计合理 降液管底隙高度由化工原理课程设计式3-14选用凹形受液盘，深度（2） 塔板布置 塔板的分块因D = 0.5 m，故塔板

27、不分块 边缘区宽度确定取WS = WS = 0.065 m WC = 0.035 m 开孔面积计算 开孔面积按化工原理下册 式10-34，即：其中故 =0.1079 筛孔算及其排列本设计任务中的物系无腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔的直径d0 = 5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心据t为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：3.4 筛板的流体力学验算（1） 干板阻力hC计算干板阻力hC由化工原理课程设计 式3-26计算由 查化工原理下册 图10-45得C0=0.75 = 0.04496 m（2） 气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由化工原理课程设计式3-31计

28、算 = 1.2078 m/s查化工原理下册 图10-46得（3） 液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由化工原理课程设计式3-34计算 = 0.00499 m气体通过每层塔板的液柱高度hp = 0.08296 m气体通过每层塔板的压降为：3.5 塔板负荷性能图（1） 漏液线由化工原理课程设计式3-38 得： （2） 液沫夹带线以为限，求关系如下：由化工原理课程设计式3-36 整理的：（3） 液相负荷下限线 取堰上液层高度，齿深0.15m得：（4） 液相负荷下限线以作为液体在降液管中停留时间的下限得:(5) 液泛线令 由 联立得：忽略，将与，与，与的关系式带入上式，并整理得：式中： 其

29、中取0.45 将相关的数据带入整理，得：图2 塔塔板负荷性能图4. 设备选型4.1 罐体选型（1） 原料罐原料罐以储存5天的量计安全系数为0.8 则根据HG21502.1-92 钢制圆筒形固定顶储罐系列公称容积 300m3公称直径 7500mm公称高度 7200mm（2） 塔釜产品罐产品以储存1天的量计安全系数为0.8 则根据HG5-1579-85 立式储罐公称容积 8 m3公称直径 1800mm公称高度 2600mm(3) 回流罐储存量以10min的量计安全系数为0.8 则根据HG5-1580-85 卧式储罐公称容积 0.2 m3公称直径 500mm公称长度 800mm（4）回流罐储存量以1

30、小时的量计安全系数为0.8 则根据HG5-1580-85 卧式储罐公称容积 0.2 m3公称直径 500mm公称长度 800mm（5）回流罐储存量以1小时的量计安全系数为0.8 则根据HG5-1580-85 卧式储罐公称容积 0.2 m3公称直径 500mm公称长度 800mm4.2 换热设备（1） 原料预热器 确定物性数据（物性数据查Aspen物性数据库）DMAC废水 饱和水蒸气 管程定性温度为 69.5 壳程定性温度为 130 DMAC废水在69.5 的相关物性密度 966.4kg/m3定压比热容 导热系数 粘度 水在130的相关物性密度 935.0kg/m3定压比热容 导热系数 粘度 汽

31、化潜热 2182 kJ/kg 计算总传热系数热流量 平均传热温度 蒸汽用量 传热面积假设传热系数传热面积考虑15%的面积裕度 工艺结构尺寸的计算化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 325公称压力PN/MPa 2.5管程数N 4管子根数n 68中心排管数 11管程流通面积/m2 0.0030换热管长度L/mm 3000计算换热面积/m2 11.8折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为 ，故可取取折流板间距，则，故B取100mm折流板数热量衡算壳层

32、对流传热系数 管程对流传热系数管程流通截面积 管程流体流速 普兰特准数 化工原理课程设计表2-7 总传热系数K 换热器设计合理可用（2） 塔塔顶冷凝器热流体 390.53K390.53K冷凝水 298.15K328.15K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 219公称压力PN/MPa 1.0管程数N 1管子根数n 33中心排管数 7管程流通面积/m2 0.0058换热管长度L/mm 2000计算换热面积/m2 3.7冷凝水流量（3） 塔塔釜再沸器热流体 41

33、0K410K塔釜液 392K395K水吗？前面用，这是K，最好统一 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 325公称压力PN/MPa 2.5管程数N 1管子根数n 99中心排管数 11管程流通面积/m2 0.0175换热管长度L/mm 6000计算换热面积/m2 34.9蒸汽用量流量（4） 塔塔顶冷却器热流体 390.53K303.15K冷凝水 298.15K318.25K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4

34、715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 273公称压力PN/MPa 1.0管程数N 2管子根数n 56中心排管数 8管程流通面积/m2 0.0049换热管长度L/mm 1500计算换热面积/m2 4.7冷凝水流量（5） 塔塔顶冷凝器热流体 373.17K373.17K冷凝水 298.15K318.15K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 273公称压力PN/MPa 1.0管程数N 2管子根数n 56中心排管数 8管

35、程流通面积/m2 0.0049换热管长度L/mm 1500计算换热面积/m2 4.7冷凝水流量（6） 塔塔釜再沸器热流体 390.53K390.53K塔釜液 376.13K380K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 500公称压力PN/MPa 1.0管程数N 2管子根数n 256中心排管数 18管程流通面积/m2 0.0226换热管长度L/mm 3000计算换热面积/m2 44.3蒸汽用量流量（7） 塔塔顶冷却器热流体 373.17K303.15K冷凝水 2

36、98.15K318.25K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 273公称压力PN/MPa 1.0管程数N 2管子根数n 56中心排管数 8管程流通面积/m2 0.0049换热管长度L/mm 1500计算换热面积/m2 4.7冷凝水流量（8） 塔塔顶冷凝器热流体 311.58K311.58K冷凝水 298.15K308.15K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数

37、(管心距25mm)公称直径DN/mm 400公称压力PN/MPa 0.6管程数N 2管子根数n 164中心排管数 15管程流通面积/m2 0.0145换热管长度L/mm 6000计算换热面积/m2 57.8冷凝水流量（9） 塔塔釜再沸器热流体 373.17K373.17K冷流体 358.78K360K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为25mm的换热器基本参数(管心距32mm)公称直径DN/mm 450公称压力PN/MPa 0.6管程数N 2管子根数n 126中心排管数 12管程流通面积/m2 0.0092换热管长度L

38、/mm 4500计算换热面积/m2 44.5蒸汽用量流量（10） 塔塔顶冷却器热流体 311.6K303.15K冷凝水 298.15K308.25K 设 考虑15%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 159公称压力PN/MPa 1.0管程数N 1管子根数n 15中心排管数 5管程流通面积/m2 0.0027换热管长度L/mm 3000计算换热面积/m2 2.6冷凝水流量（11） 塔塔釜冷却器热流体 358.8K303.15K冷凝水 298.15K308.25K 设 考虑15

39、%的裕度面积 化工原理换热器系列标准（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）换热管为19mm的换热器基本参数(管心距25mm)公称直径DN/mm 159公称压力PN/MPa 1.0管程数N 1管子根数n 15中心排管数 5管程流通面积/m2 0.0027换热管长度L/mm 1500计算换热面积/m2 1.3冷凝水流量4.3 泵的选型（1）原料泵原料的体积流量 扬程 查化工原理IS型单级单吸离心泵性能表IS型单级单吸离心泵型号 IS50-32-125转速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75扬程H/m 5.4效率/% 43轴功率kW 0.13电机功率kW 0.55必需汽

40、蚀余量(NPSH)r/m 2.0质量(泵/底座)/kg 32/38（3） 塔回流泵回流液体的体积流量 扬程 查化工原理IS型单级单吸离心泵性能表IS型单级单吸离心泵型号 IS50-32-160转速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75扬程H/m 8.5效率/% 35轴功率kW 0.25电机功率kW 0.55必需汽蚀余量(NPSH)r/m 2.0质量(泵/底座)/kg 50/38（4） 塔回流泵回流液体的体积流量 扬程 查化工原理IS型单级单吸离心泵性能表IS型单级单吸离心泵型号 IS50-32-160转速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75扬程H/m 8.5效率/% 35轴功率kW 0.25电机功率kW 0.55必需汽蚀余量(NPSH)r/m 2.0