化工原理课程设计-苯-甲苯物系分离系统的设计

1、课程设计任务书 2010 2011学年第一学期学生姓名： 专业班级：08化学工程与工艺（2） 指导教师： 工作部门： 化工与材料学院 一、 课程设计题目 苯-甲苯物系分离系统的设计二、 设计组人员及任务分配三、 课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：3.0万吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量30%（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量96%（wt%）；塔釜苯含量1%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.8Rm 摘要化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目

2、的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计书对苯和甲苯的分离设备浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精

3、馏塔，塔高19.49米，塔径0.8米，按逐板法计算实际板数为25。算得全塔效率为0.540。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为12，提馏段实际板数为13。实际加料位置在第13块板(从上往下数)，精馏段操作弹性为3.113，提馏段操作弹性为3.524。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用120饱和蒸汽加热，用20循水作冷凝剂。原料液走管程，饱和蒸汽走壳程。关键词：苯_甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构目录课程设计任务书摘要1第1章 绪 论21.1设计流程的说明21.2 苯与甲

4、苯的物性数据及回归图4第2章 精馏塔的工艺计算82.1 基础数据82.2 精馏塔的物料衡算92.3全塔效率的估算102.4理论板层数的计算112.5实际板数和实际加料位置的确定13第3章 精馏塔主要工艺尺寸的设计143.1塔的工艺条件及物性数据143.2精馏塔主要工艺尺寸的计算18第4章 附属设备及接管的选取324.1原料预热器的设计324.2塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量324.3塔底再沸器热负荷及水蒸气用量344.4进料泵的估选354.5主要接管尺寸的选取35参考文献37主要符号说明38结束语39附录一: CAD带控制点流程图40附录二：手绘带控制点流程图41第1章 绪 论1.1设计流程的说

5、明本设计任务为分离苯甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。1.1.1塔板形式目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入

6、塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。1.1.2精馏方式精馏的特点是，可以连续大规模生产，产品浓度、质量可以保持相对稳定，能源利用率高，操作易于控制。1.1.3进料状态进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比，若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需要预热器，但塔釜热负荷(一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下。所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易

7、控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。1.1.4冷凝方式冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水做冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小。传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。1.1.5加热方式采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相

8、同的馏出液组成及回收率时，利用直接蒸汽加热时，所需理论塔板数比用间接蒸汽时要多一些，待分离的混合液为水溶液，且水是难挥发组分，釜液近于纯水，这时可以采用直接加热方式。由于本次分离是苯-甲苯混合液，故采用间接加热。1.1.6加热器选用壳管式换热器，只有在工艺物料的特征或工艺条件特殊时才适用其他塑式。1.1.7操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低。适合于常压下操作而不需要进行减压操作或者加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大。在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。1.1.8 回

9、流方式宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用会流入塔。优点：回流冷凝器无需支撑结构。缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、电耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝冷却器以冷凝回流入塔内。1.2苯与甲苯的物性数据及回归图温度K353.25358.25363.25368.25373.25378.25383.25苯W/（m*K）0.01510.01560.01600.01640.01680.01730.0177甲苯W/（m*K）0.01610.01660.01700.01750.01790.01840.0189表1-2-1苯和甲苯温度与热导率的关系图1-2-1苯与甲苯的气

10、体热导率图表1-2-2苯和甲苯温度与气体生成焓的关系温度K353.25358.25363.25368.25373.25378.25383.25苯kJ/mol80.0279.7879.5479.379.0678.8278.59甲苯kJ/mol46.2845.9645.6545.3445.0444.7344.43图1-2-2苯与甲苯的气体生成焓图表1-2-3苯与甲苯温度与表面张力的关系温度K353.25358.25363.25368.25373.25378.25383.25苯N/m0.02110.02040.01980.01920.01860.01800.0174甲苯N/m0.02150.0209

11、0.02040.01980.01930.01870.0182图1-2-3苯和甲苯的表面张力图表1-2-4苯与甲苯温度与液体密度的关系温度K353.25358.25363.25368.25373.25378.25383.25苯Kg/m815.55810.04804.46798.83793.13787.36781.52甲苯Kg/m811.31806.23801.11795.94790.72785.46780.14表1-2-4 苯和甲苯的液体密度图表1-2-5苯和甲苯温度与饱和蒸汽压的关系温度K353.25358.25363.25368.25373.25378.25383.25苯Pa甲苯Pa3895

12、3461595439663768743828634999786图1-2-5 苯和甲苯的饱和蒸汽压图表1-2-6苯和甲苯的温度与气体摩尔比热容的关系温度K353.25358.25363.25368.25373.25378.25383.25苯J/(mol*K)101.10102.53103.94105.34106.73108.11109.47甲苯J/(mol*K)125.75127.41129.07130.71132.34133.96135.57图1-2-6 苯和甲苯的气体摩尔比热容图表1-2-7苯和甲苯的温度与液体粘度的关系温度K273.15293.15313.15333.15353.15373

13、.15393.15苯mPa*s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPa*s0.7580.580.4590.3730.3110.2640.228图1-2-7苯和甲苯的温度与液体粘度的关系第2章 精馏塔的工艺计算2.1 基础数据2.1.1两个组分的分子量和沸点分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa苯C6H678.11g/mol80.1288.954.898甲苯C7H892.14g/mol110.6318.574.1092.1.2 苯，甲苯的企业平衡数据温度 t/110.61061029995928986.884.482.381.280.2气相苯 y/（mol%）

14、021.2375062717985.391.495.797.9100液相苯 x/（mol%）08.820304049597080.390.395100 2.2 精馏塔的物料衡算2.2.1进料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数已知：F=3.0*104t/a , AF=30% , AD=96% , AW=1% , 年开工300天苯的摩尔质量MA=78.11Kg/kmol甲苯的摩尔质量MB=92.14Kg/kmolF=4166.67kg/h进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为XF,XD,XW.苯：xFxD=0.9659xW=0.01182.2.2进料液平均相对分子质量：=MAxF+MB(1-xF)=78

15、.110.3358+92.14(1-0.3358)=87.43kg/kmolF=47.66kmol/h2.2.3全塔物料衡算由代入数据2.2.4平均相对挥发度的计算由于泡点进料q=1,由汽液平衡数据，用内插法求得进料液温度=tF=97.35由tF，查苯，甲苯饱和蒸汽压线性回归图可知PO苯=168.32KPa, PO甲苯=67.11KPa=2.2.5最小回流比的计算和适宜回流比的确定Rmin=R=1.8Rmin=1.8L=RD=3.28L=L+qV=V=(R+1)D=(3.28+1)16.94=72.50kmol/h2.3全塔效率的估算2.3.1塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度由汽液平衡数据，用

16、内插法可求塔顶温度tD，塔底温度tW,进料温度tF。tD=80.88W=110.0由tD温度下，查得饱和蒸汽压线性回归图可知，PO苯=105.0kPa, PO甲苯=40.0kPa,则D=同理，在tW温度下，查得PO苯=233.90kPa, PO甲苯=99.79kPa,则W=F=2.51M=2.3.2塔顶与塔底平均温度下的液相黏度t平均=（tD+tW）/2=(80.88+110.0)/2=95.44又由t平均温度下，查苯，甲苯的液体黏度线性回归图可知A=0.267mpas,B=0.275mpas=-0.5669LM=0.271mpas .542.4理论板层数的计算2.4.1简捷法求理论板层数已知

17、： R=3.28 1. 全塔最少理论板层数的计算=7.52（不包括再沸器）2. 全塔理论板层数的确定由吉利兰图查得总理论板层数 (不包括再沸器)3. 进料位置的确定进料板位置2.4.2逐板法求理论板层数由塔顶采用用全冷凝器，则由即精馏段： =0.919精馏段操作线方程：由电脑计算如下：表2-2-11234567X0.9190.8420.7310.5960.4630.3580.286y0.9590.9300.8710.7860.6820.5810.500故精馏段所需理论塔板数位6板，第7层理论板是加料板，即进料位置。提馏段： 提馏段操作线方程：则由即 由电脑计算如下：表2-2-212345678

18、X0.2860.2120.1450.0920.0540.0300.0160.007Y0.5000.4020.2970.2010.1250.0720.0380.017故提馏段所需理论塔板数位7板全塔理论板数板（不包括再沸器）2.5实际板数和实际加料位置的确定 层精馏段：层提馏段：层实际板数：层（不包括再沸器）实际加料位置为第13层塔板处。 第3章 精馏塔主要工艺尺寸的设计3.1塔的工艺条件及物性数据3.1.1塔的工艺条件的计算 1.操作压强 2.操作温度由苯、甲苯气液平衡数据，用插值法求出 ,， 3.1.2各种物性数据 1.平均分子量的计算塔顶：，进料： 塔釜： 精馏段平均分子量：提馏段平均分子

19、量：2、平均密度的计算（1）液相密度塔顶：由表苯与甲苯的液相密度，其中质量分率。 进料，塔釜： 精馏段液相密度：提馏段液相密度：(2)气相密度P=100kpa， 3、液体平均表面张力的计算塔顶：，进料，塔釜，精馏段平均液体张力：提馏段平均液体张力： 4液体粘度的计算塔顶：tD=80.88, XD=0.9659D,A=0.255+(80.88-100.0)(0.308-0.255)/(80.0-100.0)=0.306mPasD,B=0.264+(80.88-100.0)(0.311-0.264)/(80.0-100.0)=0.309mPas L,D=0.3006mPas进料：tF=97.35

20、F,A=0.255+(97.35-100.0)(0.308-0.255)/(80.0-100.0)=0.262 mPasF,B=0.264+(97.35-100.0)(0.311-0.264)/(80.0-100.0)=0.270 mPas L，F=0.267 mPas塔釜：tW=110.0,=0.0118W,A=0.215+(110-100)(0.255-0.215)/(100-120)=0.195 mPasW,B=0.228+(110-100)(0.264-0.228)/(100-120)=0.21 mPasL,W=0.21mPas精馏段平均液体粘度：n=（L,D+L,F）)/2=(0.3

21、006+0.267)/2=0.284 mPas提馏段平均液体粘度：m=(L,F+L,W)/2=(0.267+0.21)/2=0.239 mPas5.体积流率的计算V=(R+1)D=(3.28+1)16.94=72.50kmol/hL=RD=3.2816.94=55.56kmol/h精馏段：Vs1=VMV,n/3600V,n=72.50m3/sLS1=LML,n/3600L,n=-3m3/sVn1=0.607m3/hLn1=1.592-3m3/h提馏段：Vs2= VMV,m/3600V,m=72.500.631m3/sLs2= VML,m/3600L,m=55.561.758-3m3/sVn2=

22、0.6312271.6m3/hLn2=1.75810-33600=6.33m3/h表3-1-1塔的工艺条件及物性数据列表精馏段提馏段操作压强P/kPa100100操作温度t/89.12103.68平均分子量Mm/(kg/kmol)气相81.44588.03液相83.36589.7平均密度m/(kg/m3)气相2.7042.810液相808.22287.38液体平均表面张力m/(mNm)20.1818.78液体粘度/(mPas)0.2840.239体积流率Vs或Ls（m3/s）气相0.6070.631液相1.59210-31.75810-3体积流率Vh或Lh（m3/h）气相2.1852271.6

23、液相5.73126.333.2精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1塔径的计算1.精馏段取u=1m/s由D=按标准塔径圆整为D=0.8m则，塔截面积：AT= D2=2=0.5024m22空塔气速：u=2.提馏段取=1m/s由=0.8m则，塔截面积：=2=2=0.5024m2空塔流速：=3.2.2浮阀塔的塔板结构与设计 1.溢流装置（选用单溢流弓形降液管） (1)堰长lw取lw=0.65D=0.7出口堰高：hw=hL-how本设计采用平直堰，堰上液层高度how按下式计算：how=2/3（近似值取E=1） 精馏段:how=hw=hL-how=0.06-0.013=0.047m提馏段:=0.014m=h

24、L-how=0.06-0.014=0.046m (2)弓形降液管宽度Wd和面积Af 查弓形降液管的宽度与面积关系图得， 则，Af=验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间 （3）降液管底隙搞度取降液管底隙液体流速，则精馏段：，取提馏段：，取3.2.3塔板布置及浮阀数目与排列1、塔板布置本设计塔径D=0.8m 采用整块式塔板 2、浮阀数目与排列 （1）精馏段：取阀孔动能因子，则孔速为每层塔板上浮阀数目为：个取边缘区密度，破沫区宽度计算塔板上的鼓泡区面积，即=0.339浮阀排列方法采用正三角形叉排，孔心距： 取同一横排的孔心距t=75mm排心距：（正三边形）以等边三角形叉排方式作图，排得阀数

25、74个按N=74计算：浮阀动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔效率= (2)提馏段：取阀孔动能因子，则孔速为每层塔板上浮阀数目为：个孔心距：取同一横排的孔心距t=75mm排心距：（正三边形）以等边三角形叉排方式作图，排得阀数74个浮阀动能因子变化不大，仍在913范围内塔板开孔效率=3.2.4塔板流动性能的校核 1、气相通过浮阀塔板的压强降可根据,计算 （1）精馏段： 干板阻力因为,故 板上充气液层阻力取充气系数， 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 (2)提馏段 干板阻力因为,故 板上充气液层阻力取充气系数，液体表面张力所造成的阻力此

26、阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 2、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度,即 （1）精馏段： 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 液体通过降液管的压头损失 板上液层高度，则取，已选定，则可见,所以符合防止淹塔的要求 (2)提馏段 单板压降所相当的液柱高度 液体通过降液管的压头损失： 板上液层高度，则取，已选定，则可见,所以符合防止淹塔的要求 3、物沫夹带 （1）精馏段：泛点率=板上液体流经长度：板上液流面积：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数泛点率=为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过70%，由以上计算可知，物沫夹带能够满足要求。 (2)提

27、馏段取系数k=1.0泛点负荷系数，泛点率=由以上计算可知，符合要求。3.2.5塔板负荷性能图雾沫夹带线泛点率=，k=1.0根据此刻作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率70%计算 （1）精馏段：整理得0.0579由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依上式算出相应的值。 (2)提馏段整理得0.0598在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值。计算如表所示：表3-2-1精馏段 提馏段0.0010.010.6080.490.0010.010.590.475 2、液泛线化简得到(1) 精馏段整理得(2) 提馏段 整理得在操作范围内，任取若干个4值，算出相应的4值。计算如表所示：表3-2

28、-2精馏段提馏段0.0010.98790.0010.8930.0030.9200.0030.7150.0050.8890.0050.5150.0070.7310.0070.295 3.液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体降液管内停留时间 5以作为液体降液管内停留时间的下限，则 4.漏液线对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则(1) 精馏段 (2)提馏段 5.液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线取E=0.1，则由以上15s作出塔板负荷性能图，如附录。由塔板负荷性能图可

29、看出：（1） 在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适中的位置。（2） 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3） 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限气相负荷下限所以：精馏段操作弹性=提馏段操作弹性=3.2.6塔的总体高度1封头高度H1本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg=800mm,查得曲面高度h1=200mm,直边高度h0=40mm,即H1=240mm2.塔顶部空间高度HD塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要，也使气体中液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，不设除沫器，塔顶空间高度取1.2m。3.人孔数np人孔是安装或者检修人员进出塔的唯一

30、通道，每隔10块塔板设一个人孔，本塔中共设25块板，需设置3个人孔，每个孔直径450mm，在设置人孔处，开孔处两板间距增加到HT=600mm,进料板间距HF=500mm，人孔1位于塔顶空间高度中，人孔2位于塔板1011之间，人孔3位于裙座高度中，人孔伸入塔内部应与塔内壁修正，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也如此。4塔底部空间高度HB塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头切线的距离，釜液停留时间取10min。HB= 5裙座高度H2为制作的方便，群座选用圆筒形裙座，裙座与塔壳的连接采用对接接头形式，考虑到再沸器，裙座高度取3m。 6.塔的

31、总体高度已知：实际塔板数（不包括再沸器）n=25，进料板数nF=13,人孔数np=3，塔板间距HT=450mm=0.45m. 表3-2-6浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径Dm0.80.8板间距HTm0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管整块式塔板空塔气速um/s1.2141.256堰长lwm0.560.56堰高hwm0.0470.046板上液层高度hLm0.070.07降液管底隙高hom0.0250.025浮阀数N7474等边三角形叉排阀孔气速uom/s7.2987.16浮阀动能因子FO11.3012临界阀孔气速uocm/s6.095.96孔心距tm0.0750

32、.075同一横排孔心距排间距tm0.0650.065相邻横排中心距离单板压降PPPa665.33655.89降液管内清液层高度Hdm0.16690.1708泛液率7067.7气相负荷上限(VS)maxm3/s0.6070.652气相负荷下限(VS)minm3/s0.1950.185雾沫夹带操作弹性3.1133.524漏液控制 图3-2-6-1浮阀塔板整版结构图 图3-2-6-2精馏段负荷性能图图3-2-6-3提馏段负荷性能图第4章 附属设备及接管的选取4.1原料预热器的设计 (设原料由25预热到进料泡点温度，采用200kpa下120饱和水蒸气加热；蒸气走壳层，原料走管层，逆流)。4.1.1物性

33、数据表4-1-1 物性数据t/导热系数汽代潜热 水蒸气1201.11990.0131.8760.02542205.2苯61.18835.320.3771.83100.1513407.02甲苯61.18828.340.36991.83740.1462390.42进料液97.35787.380.37231.83530.1479395.994.1.2计算热负荷Q及蒸汽用量 4.1.3计算平均温度4.1.4计算换热面积由于，则选K=5004.2塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量4.2.1热量焓算 1.相关介质的选择 （1）加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度120，工程大气压200kpa。原因：水蒸气清洁易得

34、，不易结垢，不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。 （2）冷凝剂选冷却水，温度20，升温20。原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小。但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择20。 2.蒸发潜热衡算表4-2-1 苯-甲苯的蒸发潜热与临界温度物质沸点蒸发潜热kJ/kg临界温度苯80.1394288.5甲苯110.63363318.57由之前所算得温度下：=99.620.9659+125.490.0341 （4-5）=100.50kJ/(kmolK)温度下： （4-6）温度下： 塔顶（1）0时塔顶气体上升的焓塔顶以

35、0为基准 （2）回流液的焓注：此为泡点回流，根据t-x-y图查得此时组成下的泡点，用内插法求得回流液组成的。查得此温度下： 注：回流液组成与塔顶组成相同 (3)塔顶溜出液的焓因溜出口与回流口组成一样，所以 （4）冷凝水量4.3塔底再沸器热负荷及水蒸气用量时，苯 蒸发潜热 同理，甲苯 （4-17）蒸发潜热 即 （4-20）又 得4.4进料泵的估选初选u=2.5m/s 选用IS-50-32-250型离心泵，于附录查得该泵主要性能如下n=2900r/minH=21.8mQ=705N=5.87kw表4-3 泵主要性能4.5主要接管尺寸的选取4.5.1进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下：，取进料管

36、4.5.2回流管本设计采用直管回流管，取 （4-31） （4-32）回流管 4.5.3塔顶蒸汽管查管出气，取气速 （4-33） （4-34）塔顶蒸汽管 4.5.4塔釜出料管取 （4-35）所以塔釜出料管 参考文献 1姚玉英，黄凤廉，陈常贵等.化工原理(上册第二版).天津:天津科学技术出版社,20092 姚玉英，刘邦孚，陈常贵等.化工原理(下册第二版). 天津:天津科学技术出版社,20093刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化学工业出版社,20024 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(无机卷).北京:化学工业出版社,20025张受谦.化工手册(上卷).济南:山

37、东科学技术出版社,19866张受谦.化工手册(下卷).济南:山东科学技术出版社,19847唐伦成.化工原理课程设计简明教程.哈尔滨：哈尔滨工程大学出版社,20058王国胜.化工原理课程设计（第二版）.大连:大连理工大学出版社，20069王静康.化工设计.北京:化学工业出版社,199510AutoCAD 2002培训教程.北京:电子工业出版社,200311周大军,揭嘉.化工工艺制图.北京:化学工业出版社教材出版中心,2005主要符号说明英文字母Aa 塔板开孔区面积,m2；Af 降液管截面积,m2；A0 筛孔总面积,m2；AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；C 计算umax时的负荷系数,m/s；CS 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,m；D 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数,无因次；ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(sm1/