化工原理课程设计-毕胜-苯-甲苯-乙苯

1、化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯（1）-甲苯（2）-乙苯（3）混合物班级：化工06-2班姓名：毕胜指导教师：马庆兰设计成绩：日期：2009. 6. 8-2009. 7. 4设计任务书45目录工艺流程简图第一部分精馅塔的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法二、质量分率转换成摩尔分率三、物料平衡表第二节操作温度与压力的确定一、回流罐温度二、回流罐压力三、塔顶压力四、塔顶温度五、塔底压力六、塔底温度七、进料压力八、进料温度第三节 最小回流比的确定 第四节最少理论板数的确定 第五节 适宜回流比的确定一、作 N-R/Rs 图二、作 N (R+l) -R/R.in 图三、选取经验数据第

2、六节理论塔板数的确定第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定 附表：温度压力汇总表第八节塔径计算一、精饰段塔径二、提饰段塔径 第九节热力学衡算 附表：全塔热量衡算总表第二部分塔板设计第一节溢流装置设计第二节浮阀塔板结构参数的确定第三节浮阀水力学计算第四节负荷性能图第三部分板式塔结构第一节塔体的设计一、筒体设计二、封头设计三、人孔选用四、裙座设计第二节接管的设计第四部分辅助设备设计第一节全凝器设计第二节再沸器选择第三节回流泵选择第五部分计算结果汇总第六部分负荷性能图第七部分分析讨论附录参考资料第一部分精馅塔的工艺设计第一节产品组成及产品量的确定一、清晰分割法（P492）重关键组分为甲苯，轻关键组分

3、为苯，分离要求较高，而且与相邻组分的相对挥发 度都较大，于是可以认为是清晰分割，假定乙苯在塔顶产品中的含量为零。现将已知数 和未知数列入下表中：由（1）、（2）两式，W=Fx0,99-0,280.99-0.013=0.7267Faia：a3备注进料（F）0.280.420.3给定塔顶产品（D）0.990.010给定X1.D,估计X3. D=0,算得X1.D塔顶产品（W）0.013未知未知注：表中F、D. W为质量流率，ai.如、刼为质量分率F = D + W0.28F=0.99D+0.013W列全塔总物料衡算及组分A、B、C的全塔物料衡算得，0.42F=0.01D+a2. wW0.3F=a3W

4、W将式（5）代入式解得，=脇=0.4123由式(1), D=F-W=(l-0.7276)F=0.2724F由式(3), 0.42F =0.01 x0.2724F +2WxO.7276F解得，2,w =0.5735w + a2 w +。3 w =0.013 +0.5735 +0.4123 =1.0说明计算结果合理已知，F=&8 t/hW =0.7267 x8.8=6.4 t/hD =0.2724 x8.8=2.4 t/h二、质量分率换算成摩尔分率（P411）换算关系式:N/=1X1,F1/10.28/78.114£ © 悩）0-28/78.114 + 0.42/92.

5、114 + 0.3/106.168 -。"68/=1物性参数化工热力学P189名称相对分子质量g/mol临界温度Tc临界压力Pc苯78.114562.248.9甲苯92. 141591.841. 0乙苯106. 168617.236.0注：温度单位K,压力单位0.1MP&同理，解得进料、塔顶、塔底各组分的摩尔分率F=96.52kmoVh解得,D = 30.74kmoyhW = 65.78kmoVh三、物料平衡表将以上的结果列入下表中:物料平衡表项目进料塔顶塔底流率kmol/hkg/hkmol/hkg/hkmol/hkg/h苯31.54246430.4823811. 0683甲

6、苯40. 1136960. 262439. 853672乙苯24.8726400024. 872640合计96. 52880030. 74240565. 786395组成mol%kg%mol%kg%mol%kg%苯0. 32680. 280. 99150. 990. 01620. 0130甲苯0. 41560.420. 00850. 010.60580. 5742乙苯0. 25760. 30000.37800. 4128合计111111第二节操作温度与压力的确定一、回流罐温度一般应保证塔顶冷凝液与冷却介质之间的传热温差：f=20°C已知，冷却剂温度：f, =25°C则，回=

7、ts +/ = 45 °C二、回流罐压力纯物质饱和蒸气压关联式(化工热力学P199)：lii(Ps/Pc) = (l-x) (Ax + Bx5 + Cx3 + Dx6)x = l-T/Tc饱和蒸气压关联式化工热力学P199名称ABCD苯-6.982731. 33213-2 62863-3.33399甲苯-7.286071. 38091-2 83433-2.79168乙苯-7.486451. 45488-3 37538-2.23048几 I =1回+273.15 =318.15K以苯为例，x = -T/Tc =1 318.15/562.2 = 0.434ln(P'/&)

8、 = (1 0.434尸 x(-6.98273x0.434+ 1.33213x 0.43415 一 2.62 863 x 0.4343 一3.33399x 0.4346) = -5.1Ps =阿(-5.1)x4&9 = 0.2974 xO.lMPa = P：同理，解得 ,° =0.0985 xOAMPaCi = Hd x 用 + 兀佔 x 用=0.9915x 0.2974+0.0085x 0.0985 = 0.2957x IMP。*.* Ptl < atm /.取仇=latm = 1.0133 x 0. IMPa三、塔顶压力塔顶管线及冷凝器的阻力可以近似取作0. 15a

9、tm则,P顶=+ 0.15 = 1.15atm = 1.1653 x 0. IMPa四、塔顶温度露点方程：£再=丄-1 Pi P试差法求塔顶温度t45.080.085.085.2paO0. 29741. 00801. 17291. 1799pbO0. 09850.38710. 45870.4618等式左边3. 42031. 00560. 86390. 8587等式右边0. 85820.85820. 85820. 8582r 顶=85.2°C 五、塔底压力P全=N实际P瑕=0.2atmP底=Pll；! +匕、=1.3652x O.IMPa六、塔底温度泡点方程:/=1试差法求塔

10、底温度t90.0120.0128.0128.7paO1. 35812. 99123. 60923. 6675pbO0. 54061. 30861.61431.6435pcO0. 24190. 64090. 80740. 8234等式左边0. 44091. 08341. 34151. 3662等式右边1. 36521. 36521. 36521. 3652/底=128.7°C 七、进料压力 设计中可近似取：= = 1-2653x0.1八、进料温度(P498)c xc物料衡算和相平衡方程：y=工旺=1台i+(k厂肛tr<? = 0.1 (质量分率)试差法求进料温度t106. 951

11、10. 0112.9paO2.15952. 33562.5131pbO0.90880. 99221. 0770pcO0. 42900. 47260. 5172ka1. 70671. 84601. 9863kb0.71830. 78420.8512kc0.33910. 37350. 4088等式左边1. 01491. 00751. 0001等式右边111/进=1129°C将代入方程式的结果列如下表中:进料组成苯甲苯乙苯液相摩尔分率0. 29950.42480.2757质量分率0. 25490. 42630.3189气相摩尔分率0. 55640.33820.1054质量分率0. 5062

12、0.36290. 1303= 0.106 （摩尔分率）0.3268-0.29950.5564 0.2995第三节最小回流比的确定（P502）y-t aijXi,F_l + g<0.005操作温度tm =（顶+ r底）/ 2 = 107 °C操作压力”加=（p顶 + p底）/2 = 1.2653 xO.lMPcipaO2. 1595ka1. 7067a 122. 3760pbO0. 9088kb0. 7183a 221pcO0. 4290kc0. 3391a 320. 4720试差法求&1.2131. 5501. 563& = 1.563等式左边T. 5583-0

13、.0344-0. 0006等式右边0. 0050. 0050. 005_ £ 讣 D _ 2.3760-1.5622.3760x0.9915 1x0.0085 ,1 =1.OOZ第四节最少理论板数的确定(P503)1-1.562p° 1 1799牛土比= 2.5551 p； 0.46184 = = 2.2315 pl 1.6435yaD - aw = 2.3879N.min呻的I煨I1=lg 2.38790.6058.0.0162 _ = &6 (不包括再沸器)第五节 适宜回流比的确定/ = 0.75(1-% ° 567)R_R .X =吧(不包括再沸器)

14、R + 1 %N + 2R2. 32.42.52.62.72.82.93.03. 13.23.3X0. 130. 150. 180. 200. 220. 240. 260. 280. 200.310. 33Y0. 520. 490.470.450. 430.410. 400. 390. 370. 360. 35N20.018.918.017.316. 716.215.715.315.014.614.4N(R+1)66.164.463. 162.361.861.561. 361.361.361.561. 8R/Rmin1.221.271.331.381.431. 491.541.591.651.

15、701. 75一、作 N-R/Rn 图R/Rmin二、作 N (R+l) R/IU 图67.66.65.(E)N4663.62. 061. 01. 201. 301. 401. 501. 601. 70R/Rmin1. 80三、选取经验数据= 1.58R = 2.974第六节理论塔板数的确定（P504）R /? 2.974-1.882V _min _-0.2747R + 12.974+1Y = 0.75(1-X0567) = 0.75(1-O.27470567) = 0.3895“ 2Y + N.2x0.3895+8.6,N 一皿山_二一1）41-Y1-0.3895Nr _ (旺)，xwi x

16、2(W)0 206 _ -0-4156 0.0162 2 65.7820严06 _ 】§03 可 _*云丿八怎丿l万刀7().3268 “0.0085丿'30.7404_ '心 + 心=Nt+1 = 16A联立解得,第七节实际塔板数及实际加料板位置的确定（P465）2,15950.9088= 2.3760操作温度 tm = (% + f底)/ 2 = 107 °C液体粘度由查图确定（P375）,“ =0.23mPas 山=025mPa s “r = 0.29?Pq sPl =工兀f */< = 0.3268x0.23 + 0.4156x0.25 + 0

17、.2576x0.29 = 0.2538mPdsEt =0.49(a/N. L)-°245 =0.49(2.3760 X 0.2538 )-°245 =0.5547 仏=旦=28P Et 0.5547=(不包括再沸器)Et 0Z7“进=川肿+1 = 19Np与假设实际塔板数N二30近似，可认为计算结果准确。附：温度压力汇总表项目单位数值备注回流罐温度°C45压力kPa101. 33塔顶温度°C85.2压力kPa116. 53流量kmol/h30.7404进料温度°C112.9压力kPa126. 53流量kmol/h96.5223塔底温度°

18、;C128.7压力kPa136. 52流量kmol/h65. 7820最小回流比1.882实际回流比2. 974最少理论板数8.6不包括再沸器实际理论板数15.4实际塔板数总数28精馆段18提馆段10实际加料板位置19第八节 塔径计算（课程设计P65）一、精饰段塔径L=RD = 2.974 x 30.7404 = 91.4325 kmol/hV = (R + l)D = 122.1728 kmol/h板间距Ht = 450mm = 0.45m板上液层高度= 10mm = 0.07加液滴沉降高度日丁 -勺=0.38m/顶=85.2°C查图得,pi、= 807kg/ P12 = 800k

19、g/加彳°，i = 2.9kg/ pvl =3Akg/m3y = xD = 0.9915p 1.1799|a 门=-=2.5551p： 0.46180.9915"-a-a-）y,2.5551（2.5551 1）x0.9915_09786x 78.114- 0.9786x 78.114+ 0.0214x 92.141a、= 1 a】=0.02520.97860.9748Pl =介c= 806.82kg/加a.0.9748 0.0232+ +Ph pi? 807800pv 怎 2.90kg/m3LsA= 2.974x2.4049x1000 = 8 86WPl Pl806.82（

20、的/（£l）“2 = o 045Vs Pv查图得（课程设计P66 Smith气相负荷因数关联图）,C20 = 0.09查图得，液体表面张力6”2= 0.02092/也= 0.02122/加cr =（7內 + cr2x2 = 0.0209气相负荷因数C吨（希）J 0.0908Pv最大容许气速 n = cpLPv = 1.152/Su = 0.7 仏仆=1.058/h/ smax=(R + M =0913 加 3/s py14V.D = - = 10487?V mi二、提饰段塔径Lr = L+qF = U .kmol/h Vf = V + (q- 1)F = 112 Al kmol /

21、ht128. rcP136. 52kPaxl0.0162x20. 6085x30. 3780KI2.868K21. 204K30. 603yi0. 044y20. 729y30. 228jjW_九+i = jj讦 xm p讦 xw = 1.586兀” 0.586和X = 0.0337,兀；=0.6835, x； = 0.2834a = 0.0275, «2 =0.6815, a； =0.3144试差法得,r = 125.3°C查图得 p“= 761kg/川 pl2= 756kg/pl3 = 749/m3 ，J，pvl = 3.0kgPv? = 3.5kgpv3 = 3.9k

22、g/m3Pv= 3.58kg/,护pL= = 753.92kg/m3= 0.109查图得，C20 = 0.08b = 0.016, <72 0.017, cr3 = 0.018 b = 0.0173<7002= 0.078u = 0.7wmax = 0.790加/sLs = L + qF =19.96m3/hPlVs =(/? + 1)D + (q - 1)F = 865 Kg/ 力V； = = 0.671m3/5Pv选择塔径1000mm第九节热力学衡算回流罐：f = 45°C,心=° 9915查图得，HA=8498kJ/molf H B =21203 kJ /

23、 molH 回=8605 kJ/mol第一块板：r = 85.2°C,= 0.9792查图得，=14380 kJ/mol, HB = 27757 kJ/mol比=14494 kJ 丨 mol塔顶：r = 85.2°C,心=0315查图得，Ha = 44449 kJ/mol, H B = 62068 kJ/molHg = 44598 kJ 丨 mol进料：r = 110.3°C兀 = = 0.3039 1 + (K 厂 1)£= Klxl = 0.5652同理，“2 =4390,x3 = 2773,y2 = 0.3390 y2 =0.1045查图得，HA=

24、17215kJ/nwl, HB = 29930kJ/mol, Hc =-42l3kJ/mol (液) Ha =46557kJ/nwl, HB = 65S92kJ/mol, Hc =-33629kJ/ mol (汽)H进,液=0.3039x17215+0.4390x299300.2773x4213= 17202V/肋曲H进,汽=5285kJfkmol塔底：f = 128.7°C,心=° °2查图得，HA = 20533 kJ/mol9 HB = 34977 kJ/mol, Hc=549kJ/mol= 21955 kJ/mol塔顶冷凝器热负荷：Hw = Hll -/H

25、 = 8605 4138= 44672/肋曲Ll=RD = 91.QS3Skmol/h= 91.0838x44598-1449444598-4467=69.1430k J / kmolRc=- = 2.249r DQc = (Rc + l)Q(Hyi HV2) = 4.13x106U/?再沸器热负荷：HF = H & q + H： - e = 20700k J / kmolQb = (DHU) + WHlw +Qc- FHf )/(ggg ) = 3.91X106 J/ A QbQr. = 5%Qb = 1.95xlO5 kJ / h所需冷却水热量:= 9SAt/hQc 4.13xl0

26、6 cAT 4.174x10所需加热蒸汽用量:= 1.95r/?Qb 3.91X106m =yB 2010附表：全塔热量衡算总表组分FixfiHfiDixdiHdiWixwiHwi131. 540. 33662230. 480. 99444491.060.0220590240. 110. 42136980. 260.016206839.850.6135082324. 870. 26-1600. 000. 002976224.870. 3844496. 521. 002016030. 741.004459865. 781.0021754入方（单位）出方（单位）进料1945893塔顶产品带出137

27、330再沸器供热3798540塔底产品带出1431031冷凝器取热3986144热损失189927总计5744433总计5744433第二部分塔板设计第一节 溢流装置设计精镭段设计流型选择：塔径 1000mm,塔顶液相流量 L = 9ikmol/h = 9.06/773 /h根据P70,表2-5,选择单溢流塔板。降液管、堰尺寸的确定：堰长 / “, =0.70 = 0.7 加选用弓形降液管和平口堰，由经验值确定，堰宽= 0.17D = 0.17m 堰高九=SQmm不设进口堰，降液管下口至塔板距离hs = SQmm降液管停留时间/ >35s降液管宽度b及而积Ad的确定：由人,/»

28、 = 0.70, P135 附录七,b/£> = 0.143, AD/Ar =0.0878则降液管宽度b = 0.143D = 143m 面积A” = 0.0878的=0.0689m2受液盘：由经验得，本塔采用凹形受液盘，盘深50mm进口堰：在用凹形受液盘时不必设进口堰降液管高度：底隙高度等于盘深提懈段设计：流型选择、降液管、堰尺寸的确定、降液管停留时间、降液管宽度及面积、受液盘、 进口堰、降液管高度均与提锢段相同。第二节浮阀塔板结构参数的确定浮阀型式选择：普通采用F-1型浮阀，浮阀开度2.58.5mm,选用标准化的F-1型浮阀，阀重34g, 直径48mm,阀孔直径39mm浮阀

29、的排列：采用等腰三角形叉排，三角形底边长度S取75mm浮阀数及开孔率计算：初设 Zi = 80mm, z2 = 15mm,= 50mm取阀孔动能因数Fd = 13精饰段：uQ = Fd I= 7.433m/ s保证阀孔气速应排列的浮阀数3.963x30.7404x91.1706N -二-114兀4° 4 X 0.0392 X 7.433X 3.0585X 360043 14°114x x0.0392则以塔板总面积为基准的塔板开孔率= 17.34%4P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。提饰段：uQ = Fd! = 5.193/77/5保证阀孔气速应排列的浮阀数N-

30、 U 二 兀2 才D "o121.8254-O.lx 96.52 x 97.2164二= 132 x0.0392 x3.7079x5.193x36004132xx0.0392则以塔板总面积为基准的塔板开孔率=4= 20.08%土 X”4P142附录十，查得，选择F1010型浮阀塔板。塔板布置图，见附图第三节浮阀水力学计算精镉段：干板压力降 Pp=19.90175 =2 刀.3166P。F. /pLg = 277.3166/806.8 x 9.81 = 35mm2许=5.37x- = 430.2Pg1 2P. /pLg = 54.4nun计算表明，浮阀在所取阀孔气速下处于刚刚全开，应取

31、54.4mm 通过液层压力降液=0.5(九+/?JgdT 2堰上液面高度仏=2.84x10一叹()3P76,查图得，当 /./£> = 0.7 时，里壯= 5.2866,得斤= 1.04 I.2/, =2.84 xl0'3x 1.04 x(-P = 0.0163 m0.7P液=0.5 x (0.05 + 0.0163) x 9.81 x 806.8 = 262.37 Pa片仪/ pLg = 0.5x(0.05 + 0.0163) = 0.03315“Pp /pg = 54.4 + 33.2 = 87.6m/77雾沫夹带量(P76)_ 4（0.052 -1.72） u 3

32、 7 H；（pian4 = 0.159, n = 0.95,= 0.45, （p = 0.8h = h + hw = 66.3mm2 “ 八2 1.0087 i/u = I_D = = 1.2850m/54 竺 X124A= 2x-y/r2-x2 + r2 .siir'C-） 0.509m2“180r=-O2 = 0.785m274£ = &/%. =0.6496 = 20.9dyne/cm加=5.63X 10一5（丄）0295（££Z£L）0425 = 5 63x 105 （竺）0295（££2）0.425 = 0.

33、614 pvZAz2.90IO'60.159（0.052x66.3 1.72） z 1.2850x37 on/e =帚s（） =9.8%450095 x0.82v0.649x0.6147泛点率2.90100Cv+136L5Z呱屈3勺丽占+ 136><箫x語AbKSCF（0.785-0.154）x0.95x0.125=76.57%100C；0.7 8 Ay K $ C 尸100x0.913xZ90V 806.8-2.90.78x0.785x0.95x0.125=75.42%取片=76.57% <80% 82%e < 0.1kg/kg降液管内液面高度Hd = hw

34、+ how +力+ h（l + hph忽略不计，i =生辽=0.07IJip 3600x0.7x0.05hd =0.153x0.072 =o.752伽H d = 87.6 + 50 + 16.3 + 0.752 = 154.652” = 0.309 <0.6Ht + K淹塔不会发生漏液检验：Fo,n = 5=販= 2.936讪 sWm = Wom - (p = 0.438加/sW = u/-D2 =上缪= 1.2850m/5 > 叱” 43.14 1?"xT4HTAdLs=0.45x770x10-=141>?j8.832/3600降液管内液体停留时间及流速：=0.0

35、319m/5叫=Ls I Ad =8.832/3600770x10"(wf/)max = 0.17x 0.95 = 0.1615m/s(Mjmax = 7.98x107 x 0.95 xj0.45(806.8 2.90) = 0.1442m/5 取(叫)max = °1442加/s叫 <(0.70.9)(wJmax提饰段: 干板压力降 AP 厂 19.9gM0175 = 260.45Pa /P/pLg = 260.45 / 753.92 x 9.81 = 35.2mm2P壬=537x 型-=259.2Pq1 2AFf /pLg = 35.0”计算表明，浮阀在所取阀孔气

36、速下处于刚刚全开，应取35.2mm通过液层压力降液=0.5(心,+%)gdT ±堰上液面高度仏=2.84x10一叹()3 L、“P76,查图得，当lw/D = 0.7时，里壯= 10.95,得上= 1.06 /zL =2.84 x 10-3 x 1.06 x(-)y = 0.0281 加0.7/ pLg = 0.5x(0.05 + 0.0281) = 0.03905mm 、Pp /pg = 35.2 + 39.1= =3.3mm雾沫夹带量(P76)人(0.0521.72)e ()3 4 * *'7 anHT =0.45, 0 = 0.8P液=0.5 x (0.05 + 0.0

37、281) x 9.81 x 753.9 = 288.81Pa1OOCV +136 厶 sZA2f100x0.913x J + I36xxV 753.9-3.583600760iooo(0.785-0.154)x0.95x0.125= 71.81%100x0.913x3.58753.92 3.58“()/=/O. /370F100Cv1 - 0.1SAtKsCf 0.78x0.785x0.95x0.125取片=76 73% <80% 82%e < 0.1kg/kg降液管内液面高度Hd = hw + how + + hd + hph 忽、略不计' 药=3600x0.7x0.05

38、 =hd =0.153x0.1582 = 3.S39mmHd = 74.27 + 50 + 28.1 + 3.839 = 1 56.209mLJ=0.312 <0.6比+ K淹塔不会发生漏液检验：化” =5Wom = Fom !4Pv = 2.642/7?/5肌齐.0 = 0.328加/sW = u/-D2 =上缪8? = 1.0407加/s > Wni 4114x124降液管内液体停留时间及流速：19.96/3600770 xlO"4=0.072/7?/5厶0.45X770X10"4=6.25 > 3 5s(wr/)max = 0.17x0.95 = 0

39、.16157/5(«Jmax = 7.98x 10x 0.95xj0.45(753.92 3.58) = 0.1393/s 取(叫)m/° 1393加/sud <(07 0.9)(uJmax第四节负荷性能图(1) 过量雾沫夹带线：匕=PlPv(2.95x10过量漏液线：精馆段匕=21.5N° / 阿= 21.5x114/饵=1439提憎段 =21.5x132/7338 =1500 降液管超负荷线：Lh = 3600 AdHT It = 3600 x 770 x IO-4 x 0.45/4 = 31.185 液相负荷下限线： Lh = 3.07 ZM, = 2

40、.149 负荷性能图，见附图/C5A/?Cf -1.36ZA) V Pv精馅段匕=17.2厶+3.68X10?提 Y 留段匕=15.0+3.20x103(2) 淹塔线：b = x¥Ht +(T-1-J3)hw = 0.1725（也尸d = 0.00284(1 + /?) = 5.4xl0-3N；Pl精镭段a = 0.0148 = 4.1xl0-9b-cl3h-dl _(0.1752- 9.633x 10-6 - 5.4 x 10-3 L;/3V_ V4.1x10-9提镭段a = 0.0148 土一 = 4.0x109WPl第三部分板式塔结构第一节塔体的设计一、筒体设计塔顶空间高度=

41、1.3rn塔底空间高度Hs =伽进料空间高度Hf = 1.2 m筒体总高度 H = Hb + 2 H 兀 + He += 4 + (24-2)x5 + 1.3 + 1.2=175m1400mm塔径的筒体壁厚选Q235钢的5nun二、封头设计选用标准椭圆形封头，基本尺寸：公称直径Q = 1400皿皿曲面高度虹=350皿皿直边高度仏=25 mm封头壁厚S二6 mm三、人孔选用取圆形人孔规格Dg450,塔底、塔顶、进料处各设一人孔，精饰段、提饰段再各加一 人孔四、裙座设计塔高径比17. 5/1.4<30,采用圆筒形裙座塔径为1.4 m,裙座上需开2个Dg 450的人孔 塔底有再沸器，裙座的座圈

42、高度取4加基础内环直径口 = 12007m?!基础外环直径= 1700 mm开4个050 mm的排气孔螺栓孔中心直线为1570 mm第二节接管的设计塔顶蒸气出口管管径dD：咚=99.88肋no%tD = 85.2M = 7&23ff/molPM 116.53x78.23卩*=丽=8.314x(273.144-85.2)=玉躬99切/加Vs = 99.88x78.23/3.0599= 2553ma/4 = 0.7093m3/sP104,表 3-5, w0 = 15m/sV 3.14x15P109,表3-8,选取公称直径Dg250接管 回流管管径dR：选用泵输送，取Ur = 2m/ sp、

43、= 806冷凝液 45°C, p2 = 802P,n = 806Ls = 30.74 x 78.23/806 = 2.984/n3/hP106,表 3-6,选取 dg? xS? =25x3进料管管径dF：取 u川=uvye = 4.1m/sV；=F = 9652kmol/hVF = 9.652x91.17/806 = 1.10m3/5P106,表 3-6,选取 dg2xS2 =57x3.5塔底出料管径dW：w0 = 1.2tn! s取 Pl = 774耐丄=97.2164 厶 v =65.78x97.2164 /774x3600 =2.3xl0m3/5P106,表3-6,选取公称直径

44、Dg50 塔底再沸器管径dL： 循环比5 （质量比），取接管内液体流速l3m/suv = 1.7764 kg/sLv = 5uv =& 882kg/sP106,表3-6,选取公称直径Dgl25 再沸器返塔管径dB：um =uvye = 4.734m/ s选取公称直径Dg400第四部分辅助设备设计第一节全凝器设计f45-25= 34°C25P10,查表 1-5,初选 K = 600错流传热温差人= 20.4°C85.2-5045 25= 1.7645 2585.2-25= 0.33总传热面积A=KNm(p4.13xl09600x20.4x3600=93.7/油走壳程，

45、水走管程 选择 FLA-600-130-16-2 核算：fw = 1 +(汽冷)% +乞0=乞厶= 5.009x103/莎 °Cf = 35°C, T = 68°C= 35 +938.911938.911+5009(68-35) = 40.2°C误差小于1%第二节再沸器选择0 =3.91x109 丿/力= 5（rcK = 900A_ 3.91X109_2W3600x900x50选择 FLA400-25-25-2第三节回流泵选择LD= 69 A43hnol/h p 806.8u = 2m! s绝对粗糙度取0. 3mm£/d = 0.3/25 = 0.012口 _ dup _ 0.019 x2x8060.2538=1.207 xlO5化工原理P50,查得，2 = 0.04 塔高 AZ = 17 +4 = 21m根据经验取L = 50m标准弯头90°C,孑= 0.75压力损失L«-H=（几一+ 2g） = 22.2m