化工原理课程设计--苯-甲苯体系常压浮阀精馏塔

1、设计条件及任务： 进料流量：F230kmol/h 进料组成：Zf= 0.15（摩尔分率） 进料热状态：Tf=15.7（常温） 要求塔顶产品浓度 XD=0.99XW1计算 q 值 原料液的汽化热为： r m =0.15x415x78+0.85x433x92=38716.1 由图可查出进料组成为 X F=0.15 时，溶液的泡点温度为 104 平均温度=（104+15.7）/2=59.85 由附录查在温度为 59.85下苯和甲苯的比热容为 1.82kj/(kg*k) 则原料液的平均比热容为 C P =1.82x78x0.15+1.82x92x0.85=163.62 q =(CPT+ r m )/

2、r m =(104-15.7)x163.62+38716.1)/ 38716.1=1.37 所以 q 线方程为 y=3.7x-0.41 2.32.3 塔釜加热方式：塔釜加热方式： 本次分离任务采设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供做够的热量。 3 2.42.4 回流方式回流方式（重力回流或强制回流）（重力回流或强制回流） 第三章第三章精馏过程工艺流程图精馏过程工艺流程图 第四章第四章 理论板数的确定理论板数的确定 4.1 4.1 全塔物料衡算全塔物料衡算 D WD W 已知条件：F=230 kmol/hXD=0.99XW=0.001 F=D+WF*XF=D*XD+W*XW 求得 D=34.7

3、kmol/hW= 195.3 kmol/h 4 4.24.2 列出苯列出苯- -甲苯相平衡数据甲苯相平衡数据 y 查课本 P466 页苯甲苯气液平衡组成表根据相对挥发度公式 x ，求得： 1 y 1 x 苯与甲苯汽液平衡组成 液相 X气相 YXYY-XYX-XY相对挥发度 00000 8.821.20.018660.19334 0.069342.79 20370.074000.29600 0.126002.35 30500.150000.35000 0.150002.33 39.761.80.245350.37265 0.151652.46 48.9710.347190.36281 0.141

4、812.56 59.278.90.467090.32191 0.124912.58 7085.30.597100.25590 0.102902.49 80.391.40.733940.18006 0.069062.61 90.395.70.864170.09283 0.038832.39 9597.90.930050.04895 0.019952.45 100100100 所以 m =2.5 所以平衡线方程为：y 2.5x 11.5x 或x y 2.51.5y . 另外 q 线方程为 y=3.7x-0.41联立推出 X E= 0.225 YE=0.423 4.34.3 确定回流比确定回流比 R

5、 R R min =(x D- ye )/( ye xe)=(0.99-0.423)/(0.423-0.225)=2.86 R=1.6 R min =1.6*2.86=4.576 4.44.4 理论塔板数的确定理论塔板数的确定 1 1）求精馏塔的汽）求精馏塔的汽, ,液相负荷液相负荷 L=RD=4.576*34.7=158.8 kmol/h V=(R+1)D=4.576+1)34.7=193.5 kmol/h V=V-(1-q)F=278.6 kmol/h L=L+qF=158.8 kmol/h+315.1 kmol/h=473.9 kmol/h 平均值 2.50 5 2 2）求操作线方程）求

6、操作线方程 精馏段操作线方程为 Y=(L/V)*X+(D/V)*X D=158.8/193.5*X+34.7/193.5*0.99=0.821X+0.178 提馏段操作线方程为 Y=(L/V)*X-(W/V)*X W=473.9 /278.6*X-195.3/278.6*0.001 =1.7X-0.0007 3)3)逐板计算法求理论板层数逐板计算法求理论板层数 精馏段理论板数： 平衡关系：X=Y/（2.5-1.5Y） 精馏段操作方程：Y=0.821X+0.178 由上而下逐板计算，自 X 0=0.99 开始到 Xi 首次超过 X Q=0.144 时止 操作线上的点平衡线上的点 （X 0=0.9

7、9,Y1=0.99） (X1=0.975, Y1=0.99) （X 1=0.975,Y2=0.978） （X 2=0.947,Y2=0.978） （X 2=0.947,Y3=0.955） （X 3=0.895,Y1=0.955） （X 3=0.895,Y4=0.913） （X 4=0.808,Y4=0.913） （X 4=0.808,Y5=0.841） （X 5=0.679,Y5=0.841） （X 5=0.679,Y6=0.735） （X 6=0.526,Y6=0.735） （X 6=0.526,Y7=0.610） （X 7=0.385,Y7=0.610） （X 7=0.385,Y8=0.4

8、94） （X 8=0.281,Y8=0.494） （X 8=0.281,Y9=0.409） （X 9=0.217,Y9=0.409） （X 9=0.217,Y10=0.356） （X 10=0.181,Y10=0.356） （X 10=0.181,Y11=0.327） (X11=0.163, Y11=0.327) （X 11=0.163,Y12=0.312） （X 12=0.156,Y12=0.312） （X 12=0.156,Y13=0.306） （X 13=0.150,Y13=0.306） （X 13=0.150,Y14=0.301） （X 14=0.147,Y14=0.301） （X 1

9、4=0.147,Y15=0.299） （X 15=0.146,Y15=0.299） （X 15=0.146,Y16=0.298） （X 16=0.144,Y16=0.298） 因为X 16 时首次出现 X i=XQ 故第16块理论版为加料版， 精馏段共有15块理论板。 提馏段理论板数 已知 X 12=0.18, 由上而下计算，直到 Xi 首次越过 X w=0.001 时为止。 平衡关系：X=Y/（2.5-1.5Y） 提馏段操作方程：Y=1.7X-0.0007 操作线上的点平衡线上的点 （X 16=0.144,Y17=0.224） （X 17=0.104,Y17=0.224） （X 17=0.1

10、04,Y18=0.176） （X 18=0.0787,Y18=0.176） (X 18=0.0787,Y19=0.133） （X 19=0.0578,Y19=0.133） (X 19=0.0578,Y20=0.0976） （X 20=0.0415,Y20=0.0976） (X 20=0.0415,Y21=0.0699） （X 21=0.0292,Y21=0.0699） (X 21=0.0292,Y22=0.0489） （X 22=0.0202,Y22=0.0489） (X 22=0.0202,Y23=0.0336） （X 23=0.0137,Y23=0.0336） 6 (X 23=0.0137

11、,Y24=0.0226） （X 24=0.0092,Y24=0.0226） (X 24=0.0092,Y25=0.0149） （X 25=0.0060,Y25=0.0149） (X 25=0.0060,Y26=0.0095） （X 26=0.0038,Y26=0.0095） (X 26=0.0038,Y27=0.00576） （X 27=0.0023,Y27=0.00576） (X 27=0.0023,Y28=0.0030） （X 28=0.0012,Y28=0.0030） (X 28=0.0012,Y29=0.00134） （X 29=0.0005,Y29=0.00134） X24 5s 故

12、降液管设计合适 降液管底隙高度 h 0 h 0=Ls/(3600*LWu1) 取u 1=0.2m/s h 0=24.15/(3600*1.44*0.2)=0.0233m h W-h0=0.0512-0.0233=0.02790.006 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 h W=50mm 提馏段 因为塔径为 2.0m， 且流量为 51.01m3/h,可选单溢流弓形降液管， 采用凹形受液盘。 堰长 l W=0.8D=0.8*2.0=1.6m 溢 流 堰 高 度h W=hL-hOW 选 用 平 直 堰 ， 堰 上 液 层 高 度hOW 近似取 E=1 则 hOW=0.0286m 取板上

13、清液层高度 h L=70mm 故 hW=hL-hOW=0.07-0.0286=0.0414m 弓形降液管宽度 W d 和截面积 A f 由 l W/D=0.8 查图得 Af/AT=0.1424, Wd/D=0.2 故 A f=0.1424*AT=0.1424*3.14=0.447m 2 W d=0.2*D=0.2*2.0=0.4m 验算液体在降液管中停留时间 t=3600A fHT/Lh =3600*0.447*0.5/51.01=15.8s5s 故降液管设计合适 降液管底隙高度 h 0 h 0=Ls/(3600*LWu1) 取 u 1=0.25m/s h0=51.01/(3600*1.6*0

14、.25)=0.035m h W-h0=0.0414-0.035=0.000640.006 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 h W=50mm 11 2)浮阀选型：F-1 型 3）阀孔气速 u 0 的计算 精馏段 U 0=F0/V 取 F0=11 则 u0=6.449m/s 提馏段 U 0=F0/V 取 F0=9 则 u0=4.892m/s 4)浮阀数 N 计算 精馏段 =1.959/(0.785*6.449*0.0392)= 256 提馏段 =1.84/(0.785*4.892*0.0392)=315 5）塔板开孔率 精馏段 开孔率=N(d0/D)2*100%=256(0.039

15、/1.8)2*100%=12.02% 提馏段 开孔率=N(d0/D)2*100%=315(0.039/2.0)2*100%=11.98% 6）塔板的布置与浮阀的排列 精馏段 塔板分块 因D800mm故 塔 板 采 用 分 块 式 ， 查 表 的 塔 块 分 为5块 边缘区宽度确定 取 W S =WS=70mm WC=60mm 开孔区面积 A a 2221 x A 2(xr x rsin) a r X=D/2 (Wd+Ws)=1.8/2 -0.36-0.07=0.47 r =D/2 Wc=1.8/2 -0.06=0.84 得出 Aa=1.492m2 阀孔计算及其排列 阀孔按等腰三角形叉排，取阀孔

16、间距 t 为 t=A a/N/t t常取 0.075 故 t=1.36/235/0.075=0.0772=78mm 根据以上条件绘制塔板布置图 算出 N=248 12 在根据算出 u0=6.64m/s 提馏段 塔板分块 因 D800mm 故塔板采用分块式，查表的塔块分为 5 块 边缘区宽度确定 取 W S =WS=70mm WC=60mm 开孔区面积 A a 2(x A a r2 x2 r2sin1 x ) X=D/2 (Wd+Ws)=2.0/2 -0.4-0.07=0.53 r r =D/2 Wc=2.0/2 -0.06=0.94 得出 Aa=1.881m2 阀孔按等腰三角形叉排，取阀孔间距

17、 t 为 t=A a/N/t t常取 0.075 故 t=1.881/315/0.075=80mm 根据以上条件绘制塔板布置图 算出 N=304 在根据算出 u0=5.07m/s 2.7 塔板流体力学验算 1）塔板压强降 hp hp=hc+h1+h 精馏段 干板压强降 hc hc=5.34*u02V/(2gL)=5.34*6.642*2.9098/(2*9.81*792.345) =0.044m 液柱 液层阻力 h1 h1 = （hW+hOW） 取 0.45 则 h1=0.45(0.0512+0.0188)=0.0315 液柱 液体表面张力 h 数值很小，设计时可以忽略不计 则 hp=hc+h

18、1+h =0.044+0.0315=0.0755m 液柱 气体通过每层塔板的压降P 为 P=hP*L*g=0.0755*792.345*9.81 =586.9pa640pa(设计允许值) 提馏段 干板压强降 hc hc=5.34*u02V/(2gL)=5.34*5.072*3.3847/(2*9.81*765.698) =0.031m 液柱 液层阻力 h1 13 h1 = （hW+hOW） 取 0.45 则 h1=0.45(0.0414+0.0256)=0.0315 液柱 液体表面张力 h 数值很小，设计时可以忽略不计 则 hp=hc+h1+h =0.031+0.0315=0.0625m 液柱

19、 气体通过每层塔板的压降P 为 P=hP*L*g=0.0625*765.698*9.81 =469.5pa640pa(设计允许值) 2）液泛的校核 精馏段 为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。 即：Hd （HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+ hd=0.2(LS/(lwho)2苯-甲苯属于一般物系， 取 0.5 对于浮阀塔0 则 Hd= hw+how+hd+hp+=0.048+0.022+0.2(0.00672/(1.44*0.0428)2 +0.081=0.151 （HT+hW）=0.5(0.5+0.0512)=0.2756 因 0.15490.249 故本设计中不

20、会出现液泛 提馏段 hd=0.2(LS/(lwho)2苯-甲苯属于一般物系， 取 0.5 对于浮阀塔0 则 hd= hw+how+hd+hp+=0.0414+0.0256+0.2(0.01417/(1.6*0.035)2 +0.0625=0.145 （HT+hW）=0.5(0.5+0.04414)=0.272 因 0.1450.272 故本设计中不会出现液泛 3）雾沫夹带的校核 精馏段 综合考虑生产能力和塔板效率，一般应使雾沫夹带量 eV限制在 10%以下，校 核方法常为：控制泛点百分率 F1的数值。所谓泛点率指设计负荷与泛点负荷之 比的百分数。其经验值为大塔 F180%-82% F1的数值可

21、用下两使进行计算，然后取较大值。 F1=(VS(V/(L-V)+1.36LS*ZL)/(K*CF*Ab)*100% F1= (VS(V/(L-V)/(0.78*k* CF*AT) *100% ZL=D-2Wd=1.8-2*0.36=1.08, Ab= AT-2Af=2.45-2*0.362=1.816 K物 性 系 数 查 表 得K=1,CF泛 点 负 荷 因 素 ， 14 查表得 CF=0.13 则 F1=(VS(V/(L-V)+1.36LS*ZL)/(K*CF*Ab) *100%= (1.959 (2.9098/(792.34-2.9098)+1.36*0.00672*1.08)/(1*0

22、.13*1.816) =54.78% F1= (VS(V/(L-V)/(0.78*k* CF*AT) *100% =(1.959(2.9098/(792.345-2.9098)/ (0.78*1* 0.13*2.45) *100% =46.38% 因为 54.78%5s 故降液管设计合适 2.8 塔板负荷性能图及操作弹性 1）雾沫夹带线 精馏段 *100% *100% 15 根据经验值，因该塔径 1.6m 控制其泛点率 F1=80% F1=(VS(V/(L-V)+1.36LS*ZL)/(K*CF*Ab)*100%=80% ZL=D-2Wd=1.8-2*0.229=1.08, Ab= AT-2A

23、f=2.45-2*0.362=1.816 K 物性系数查表得 K=1, CF泛点负荷因素，查表得 CF=0.13 代入计算式，整理可得：VS=3.111-24.19LS 提馏段 代入计算式，整理可得：VS=3.505-24.49LS 2)液泛线 精馏段 取 Hd= （HT+hW）则 Hd=0.5（0.5+0.0.0512）=0.2756 Hd=hw+how+hd+hp+ 其中：hp=hc+h1=5.34*u02V/(2gL)+ （hW+hOW） 取 =0.5， hp=5.34*u02V/(2gL)+0.5（hW+hOW） 又有 hd=0.2(LS/(lwho)2，0 所以 hw+how+0.2

24、(LS/(lwho)2+ 5.34*u02V/(2gL)+0.5（hW+hOW）=0.2756 将代入上式并整理得 u0=(198.9-3.342E*Lh0.67-177746.9LS2)0.5 VS=A0u0=0.785*0.0392*248* u0=0.296 u0 提馏段 代入计算式得: u0=(194.16-2.59E*Lh0.67-53008.9LS2)0.5 VS=A0u0=0.785*0.0392*304* u0=0.363 u0 3)液相上限线 精馏段 当停留时间取最小时， LS为最大， 取停留时间为5s， 因A f=0.362m 2HT=0.5 LS, 大=0.362*0.5

25、/5=0.0362m 3/s 提馏段 LS, 大=0.447*0.55/5=0.04917m 3/s 4）液相下限线 精馏段 因堰上液层厚度 how为最小值时，对应的液相流量为最小。 设 how, 小=0.006m LW=1.44 推出 LS=0.001223 m3/s 提馏段 推出 LS=0.00136 m3/s 5）漏液线 精馏段 取 F0 ，小=6 则 F0，小=u0，小V=6 则 16 u0 ，小= 62.9098=3.52m/s VS ，小= u0，小*A0=3.52*0.785*0.039 2*248=1.0423 m3/s 提馏段 代入上式得 u0 ，小= 63.3847=3.2

26、6m/s VS ，小= u0，小*A0=3.26*0.785*0.039 2*304=1.183 m3/s 6)操作负荷线 精馏段 当操作中回流比恒定时，操作线斜率 m=V/L=1.9675/0.00672=293 故在 L-V 坐标图上，通过原点 0 斜率 293 的直线 0A 即为操作线 提馏段 操作线斜率 m=V/L=1.84/0.01417=130 故在 L-V 坐标图上，通过原点 0 斜率 130 的直线 0A 即为操作线 根据之前计算结果做出精馏段,提馏段的负荷性能图 精馏段负荷性能图 4.5 4 3.5 3V1 V2 V3 V4 V5 系列6 V ( m 3 / s ) 2.5

27、2 1.5 1 0.5 0 -0.00330.00670.0167 L（m3/s） 0.02670.0367 17 提馏段负荷性能图 5 4.5 4 3.5 3 2.5 2 1.5 1 0.5 0 00.010.020.03 L(m3/s) 0.040.05 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 7）操作弹性 精馏段 操作线 OA 与雾沫夹带线与漏液线的交点即为负荷上，下限 查图得 V 大=3.4m 3/s V 小=1.0423 m 3/s 所以操作弹性为: V 大/ V小=3.4/1.0423=3.26 提馏段 查图得 V 大=3.51 m 3/s V 小=1.183 m 3/s

28、所以操作弹性为: V 大/ V小=3.51/1.183=3.0 2.9 浮阀塔主要设计参数工艺参数汇总 浮阀塔主要设计参数工艺参数 参数名称精馏段提馏段 平均温度 tm,93.1108.64 平均压力 Pm,Kpa106.1118.26 气相流量 Vs, m3/s1.96751.84 液相流量 Ls，m3/s0.006720.01417 实际塔板数1621 有效段高度 Z,m7.510 塔径 D，m1.82.0 板间距 HT ,m0.450.5 溢流形式单溢流单溢流 降液管形式 V / ( m 3 / s ) 弓形降液管弓形降液管 18 堰长 lW，m 堰高 hW，m 板上液层高度 hL，mm

29、 堰上液层高度 hOW，m 降液管底隙高度 h0，m 安定区宽度 WS，m 边缘区宽度 WC，m 开孔区面积 Aa，m2 阀孔直径 d0，m 筛孔数目 n，个 孔中心距 t，m 开孔率， 空塔气速，m/s 阀孔气速，m/s 每层塔板压降 P，Pa 负荷上限 负荷下限 雾沫夹带 eV ,kg 液/kg 气 液相负荷上限，m3/s 液相负荷下限，m3/s 操作弹性 2.10 辅助设备及零件设计 1.44 0.0512 0.07 0.0188 0.0233 0.07 0.06 1.492 0.039 248 0.078 12.02% 0.7746 6.64 586.9 3.4 1.0423 0.1

30、0.0859 0.000955 3.26 1.6 0.0414 0.07 0.0286 0.035 0.07 0.06 1.881 0.039 304 0.08 11.98% 0.586 5.07 469.5 3.51 1.183 0.1 0.04917 0.00136 3.0 塔顶冷凝器（列管式换热器） 苯-甲苯走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式 1）估计换热面积 苯-甲苯冷凝蒸汽的数据 tD=80.7冷凝蒸汽量：G 1 VM V 246.878.25 5.36Kg/s 36003600 12 20 16 2 由于苯摩尔分数为 0.99,所以可以忽略甲苯的冷凝热,r=394KJ/kg 冷凝水

31、始温为 12， 取冷凝器出口水温为 20， 在平均温度t 物性数据如下（苯在膜温下，水在平均温度下） kg(s.m)(w/(m.) 3010-50.1483 111 1 0.5887 19 Cp(KJ/k. （kg/m3） ) 苯-甲苯815.091.91 水998.84.1862 10-5 a. 设备的热参数：Q G1r 5.36394 2111.84kw b水的流量：G 2 Q2111.84 63.06Kg/S C 2t 4.1862 （2012） （80.7 12） （80.7 20） 64.62c平均温度差： t m 80.7 12 ln 80.7 20 根据“传热系数 K 估计表”查

32、由“冷凝有机液体蒸汽到水”取 K=700W/(m2.) 2111.84103Q 46.7m2传热面积的估计值为：A = 70064.62Kt m 选型，有关参量见下表： 外壳直径 D/mm 公称压 Pg/(kgf/cm 2) 公称面积 A/m2 管程数 Np 壳程数 Ns 管子排列 核算管程、壳程的流速及 Re: （一）管程 d i n3.140.022269 0.0845m2流通截面积：A i 4n p 41 2 600 16 60 1 1 正三角排列 管子尺寸/mm 管子长 l/m 管数 n/根 管心距 t/mm 管程通道面 A/ m 2 25 2.5 3 269 32 0.0845 管内

33、水的流速u i G 2 63.06 0.75m/s 水A i 998.80.0845 Re i d iui 0.020.75998.8 1.35104 5111.110 （二）壳程 流通截面积：nc1.1 n 1.1 269 18.04取n c=19 取折流板间距 h=300mm， A 0 h(D n c d 0 ) 0.3(0.6190.025) 0.0375m2 20 壳内苯-甲苯流速u 0 G 1 5.36 0.18m/s A 0 815.090.0375 2 4 （ 3/2t2/4d o ） 当量直径d e 0.020m d 0 Re 0 deu 0 0.020.18815.09 3

34、9.7810 53010 2）计算流体阻力 管程流体阻力 p i ( p 1 p 2 )F t N p N S 设管壁粗糙度 为 0.1mm，则 /d=0.005,Re i 1.35104 查得摩擦系数 =0.0372 2 lu i 3998.80.752 P 1 0.03721567.5Pa 2d i 20.02 3u i 3998.80.752 P 2 842.7Pa 22 2 p i ( p 1 p 2 )F t N p N S (1567.5842.7)1.411 3374.28Pa符合一般 要求 壳程流体阻力 p o ( p 1 p 2 )F s N S 22 Ff n (N1) c

35、u0 N (3.5 2h/ D) cu0p 1 0cBp 21 B 22 Re 0 =9.78103500，故f 0 5.0Re 0 0.228 5(9.78103)0.228 0.615 管子排列为正三角形排列，取 F=0.5 l3 1 9挡板数N B 1 h0.3 Ff 0nc (N B 1) cu0 0.50.6151910815.090.182 p 1 771.5Pa 22 2 p 21 N B (3.52h/ D) cu0 2 2 9(3.52 0.3)815.090.18 2 0.6 297.1Pa 2 取污垢校正系数 F S =1.0 p o ( p 1 p 2 )F s N S

36、 (771.5297.1)111068.6Pa 0.2MPa 21 故管壳程压力损失均符合要求 3）计算传热系数 管程对流给热系数 i Re i 1.35104 Pr i C pc c c 4.1862103111.1105 7.9 0.5887 Re i 0.8 i 0.023 c d i Pr i 0.4 0.023 0.5887 (1.35104)0.87.90.4 3118.2 0.02 壳程对流给热系数 0 Re 0 9.78103 2g3 3 0.4 815.0929.80.14833 3 30.4 0 0.0077() Re 0.0077() （9.7810 ） 1877.4 2

37、52（3010 ） 计算传热系数 取污垢热阻 Rs i 0.15m2/kW Rs 0 =0.58 m2/kW 以管外面积为基准 则 K 计 = 1 d 0 d 0 bd 0 1 Rs i Rs 0 i d i d i d m 0 11 K 计 1 567 325252.510251 0.15103 0.58103 3118.220204522.51877.4 Q2111.84103 计算传热面积 A 需 = 57.6m2 k 计tm 56764.62 所选换热器实际面积为 A nd 0l 2693.140.0253 63.35m 2 裕度A A A 需 A 需 63.3557.6 0.11 5

38、7.6 所选换热器合适 4）各种管尺寸的确定 22 进料管 进料体积流量V f 20090.73 sf FM 768.284 23.61m3/h 0.0066m3/s f 取适宜的输送速度u f 2.0m/s，故 d 4V sf 40.0066 if u 2 0.065m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 73*3.5 实际管内流速：u 40.0066 f 0.0662 1.93m/s 釜残液出料管 釜残液的体积流量： V WM w .115 sw 18092 763.106 21.73m3/h 0.006m3/s w 取适宜的输送速度u W 1.5m/s，则 d 0.006 计 4 1.5 0

39、.071m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 83*5 实际管内流速：u 40.006 w 0.0732 1.43m/s 回流液管 回流液体积流量 V LM L SL 226.878.39 815.09 21.8m3/h 0.00605m3/s L 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度u L 0.5m/s，那么 d 计 40.00605 0.5 0.124m 23 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：1334mm 实际管内流速：u 40.00605 w 0.1252 0.49m/s 再沸器蒸汽进口管 V=246.8V=246.890.849/3.3847=6624.490.849/3.3847=6

40、624.4m3/h=1.84=1.84m3/s 设蒸汽流速为 10m/s,d 计 41.84 10 0.484m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：5008mm 实际管内流速：u 41.84 w 0.4922 9.68m/s 塔顶蒸汽进冷凝器出口管 V=246.883.15/2.9098=7052.5m3/h=1.95m3/s 设蒸汽流速为 10m/s,d 41.95 计 10 0.498m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：5106mm 实际管内流速：u 41.95 w 0.4982 10.01m/s 冷凝水管 深井水温度为 12，水的物性数据： =999.4kg/m3,1.2363103pas，C

41、 p 4.129kJ /(kgk) 深井水的质量流率G 2 63.06kg /s，取流速为 2m/s 管径d 4G4 u 63.06 999.423.14 0.2004m 选取 2104.5mm 热轧无缝钢管 24 实际流速为u G 4 d2 63.064 1.99m/s 3.140.2012999.4 5）泵 进料泵 提馏段塔高（不包括裙座）由下式计算确定: H t H D (N p 2 S t )H T S t H T H F H B 每 8 块取一个人孔，N p=28，HT =0.5m ，H D 0.5m，H T =0.6,H F =0.25m， 则S=3。 H B 的计算，塔釡料液最好

42、能在塔底有 35 分钟的存储，所以取 5 分钟来计算。 因为L S =0.0022753600=8.19m3/h 由式L S 4 D2H B 得：H B =4.07m 则 H t=(28-2-3)*0.5+3*0.6+0.25+4.07=18.37m 裙座高度取 5m，所以进料板往下总高度为 23.37m F=240kmol/h =25.56 m3/h 料液罐的压强为常压 101.325kPa，加料板的压强为 110.29kPa 进料段的表压为 8.96kPa 料口的高度为 23.37 m 管路阻力h f LM=765.698 Kg/ m 3 泵的扬程 H=23.37+ 8960/(765.6

43、98*9.81)+ h f =24.56+h f 查SI型离心泵性能表，IS100-65-200 型泵较适合作进料泵，其有关参数为 流量 (m /h) 30 3 扬程转速 (r /min) 1450 气蚀余量 C 0/ m 2.0 泵效率 % 55 m 21.3 轴功率 3.16 配带功率 5.5 塔顶回流输送泵 塔总高（不包括裙座）由下式决定 H t H D (N p 2 S t )H T S t H T H F H B N=16，H T =0.5m ，H D 0.5m，H T =0.6m ,H F =0.25m，每 8 块取一个 人孔，则S=2。 25 因为L S =0.00672300=2.016m3 由式L S 4 D2H B 得：H B =1.003m 则(16-2-2)*0.5+2*0.6+0.25+1.003=8.453m 裙座高度取 5m，所以塔总高度为 13.453m。 V=24.15m3/h 进料段的表压为640.0P a ，进料口的高度为13.453m ，管路阻力 h f ， LM=792.345 泵的扬程 H=13.453+ 640/(792.345 *9.81)+ h f =13.53+h f 查SI型离心泵性能表 ,从各个方面考虑下来，IS80-50-250 型泵较适合作进料 泵，其有关参数为 流量 (m /h