苯甲苯分離過程浮閥板式精餾塔設(shè)計(jì)修訂版

1、2.6萬噸苯-甲苯篩板塔設(shè)計(jì)煙臺(tái)大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)說明書設(shè)計(jì)題目：苯-甲苯分離過程篩板式精餾塔設(shè)計(jì) 學(xué) 號(hào)： 學(xué)生姓名： 專業(yè)班級(jí)： 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯分離過程篩板式精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)1.原料名稱:苯-甲苯二元均相混合物；2.原料組成：含苯37%（質(zhì)量百分比）；3.產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品中苯含量不低于99%，塔釜中苯含量小于1%；4.生產(chǎn)能力：年產(chǎn)量2.6萬噸/年；5.設(shè)備形式：篩板塔；6.生產(chǎn)時(shí)間：300天/年，每天24h運(yùn)行；7.進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料；8.操作壓力：常壓；9.加熱蒸汽壓力：270.18kpa10.冷卻水溫度：進(jìn)口35，出口45；三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的

2、選定及流程說明2.精餾塔的物料衡算3.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（加熱物料進(jìn)出口溫度、密度、粘度）4.塔板數(shù)的確定5.精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算6.塔板主要工藝尺寸的計(jì)算及繪圖7.塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算8.塔板負(fù)荷性能圖9.換熱器設(shè)計(jì)10.餾塔接管尺寸計(jì)算11.繪制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)繪，a2圖紙）12.繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件，a1圖紙）13.撰寫課程設(shè)計(jì)說明書一份四、設(shè)計(jì)要求1.工藝設(shè)計(jì)說明書一份2.工藝流程圖一張，主要設(shè)備總裝配圖一張（采用autocad繪制）五、設(shè)計(jì)完成時(shí)間2012年6月27日2012年7月7日目 錄概述5第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì)7第一節(jié) 精餾塔

3、全塔物料衡算7第二節(jié) 基本數(shù)據(jù)7第三節(jié) 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算13第四節(jié) 塔徑的初步計(jì)算14第五節(jié) 溢流裝置15第六節(jié) 塔板布置及篩板數(shù)目與排列17第二章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算18第一節(jié) 氣體通過篩板塔的壓降18第二節(jié) 液泛20第三節(jié) 霧沫夾帶20第四節(jié) 塔的負(fù)荷性能圖21第三章 塔附件設(shè)計(jì)27第一節(jié) 接管27第二節(jié) 筒體與封頭29第三節(jié) 塔的總體高度30第四章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)31第一節(jié) 原料預(yù)熱器31第二節(jié) 塔頂冷凝器32第三節(jié) 再沸器33第四節(jié) 泵的計(jì)算與選型33自我評(píng)價(jià)35參考文獻(xiàn)36概述本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于該二元均相混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過

4、預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.22倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。本設(shè)計(jì)的目的是分離苯甲苯二元均相混合物，選用篩板塔。工藝流程確定及說明1. 塔板類型精餾塔的塔板類型有三種：泡罩塔板，篩孔塔板，篩板塔板。篩孔塔板具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，造價(jià)低等優(yōu)點(diǎn)，且開孔率大，生產(chǎn)能力大，操作彈性大，汽液接觸時(shí)間長(zhǎng)，因此塔板效率高。本設(shè)計(jì)采用篩板式精餾塔2. 加料方式本精餾塔加料選擇泵直接加料，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝方便，而且可以引入自

5、動(dòng)控制系統(tǒng)來實(shí)時(shí)調(diào)節(jié)流量及流速。3. 進(jìn)料狀況本精餾塔選擇泡點(diǎn)進(jìn)料。4. 塔頂冷凝方式苯與甲苯不反應(yīng)，且容易冷凝，故本精餾塔塔頂選擇全凝器，用水冷凝。5. 回流方式本設(shè)計(jì)處理量大，所需塔板數(shù)多，塔較高，回流冷凝器不適宜塔頂安裝，故采用強(qiáng)制回流。6. 進(jìn)料狀況加熱方式可分為：直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱在一定的回流比條件下，塔底蒸汽對(duì)回流液有一定的稀釋作用，從而使理論板數(shù)增加，設(shè)備費(fèi)用上升，所以本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱（135）。7. 操作壓力苯-甲苯在常壓下相對(duì)揮發(fā)度較大，因此在常壓下也比較容易分離，故本設(shè)計(jì)采用常壓精餾。第一章 塔板的工藝設(shè)計(jì)第一節(jié) 精餾塔全塔物料衡算1.原料液級(jí)塔

6、頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率已知苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量原料液組成xf (摩爾分?jǐn)?shù)，下同) 塔頂組成 塔底組成 ma=78.11kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量mb=92.13 kg/kmol2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 3. 物料衡算一年以300天，一天以24小時(shí)計(jì)，計(jì)算可得塔頂產(chǎn)品流率： 全塔物料衡算： 解的f113.82kmol/h w67.65kmol/h第二節(jié) 基本數(shù)據(jù)1.各種定性溫度由下表中的數(shù)據(jù)，采用內(nèi)插法計(jì)算一下溫度(液相溫度) 得93.83 得80.18 得109.81精餾段的平均溫度為： =87.01提餾段的平均溫度為： =101.82精餾段：=87.01 由表1

7、內(nèi)差法可得=67.79% =84.29%精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：=82.63kg/kmol精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：=80.31 kg/kmol 提餾段：=101.82 由表1內(nèi)差法可得=21.23% =38.92%提餾段液相平均摩爾質(zhì)量：=89.15kg/kmol提餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：=86.67 kg/kmol 表1 苯-甲苯汽液平衡數(shù)據(jù)2.密度表2不同溫度苯-甲苯的密度對(duì)于混合液體的密度 ：（其中為質(zhì)量分率）對(duì)于混合氣體的密度 ：（其中m為平均摩爾質(zhì)量）精餾段： =87.01由表2內(nèi)差法可得 =0.641=0.359由計(jì)算得 =805.75由計(jì)算得 =2.72 提餾段： =101.82由

8、表2內(nèi)差法可得 =0.1860=0.8140由計(jì)算得 =788.81由計(jì)算得 =2.82 3.粘度表3不同溫度苯-甲苯的粘度由內(nèi)差法分別求得精餾段與提餾段平均溫度下苯和甲苯的粘度精餾段： =87.01計(jì)算得 =0.288mpa·s =0.293 mpa·s 則精餾段平均粘度為： =0.290 mpa·s提餾段： =101.82計(jì)算得 =0.251mpa·s =0.262 mpa·s 則提餾段平均粘度為：=0.260 mpa·s4.表面張力表4不同溫度苯-甲苯的表面張力液相平均表面張力依下式計(jì)算，即： 精餾段： =87.01由內(nèi)差法計(jì)算

9、得 =20.84mn/m =20.92 mn/m精餾段平均表面張力為：=20.87 mn/m提餾段： =101.82由內(nèi)差法計(jì)算得 =18.63 mn/m =19.66 mn/m提餾段平均表面張力為：=19.44 mn/m5.相對(duì)揮發(fā)度查相關(guān)化工手冊(cè)可得苯的安托因常數(shù)為：a=6.0355 b=1211.033 c=220.79甲苯的安托因常數(shù)為：a=6.07954 b=1344.8 c=219.482精餾段 =87.01（a代表苯，b代表甲苯，下同） 則提餾段 =101.82 則全塔的相對(duì)揮發(fā)度為：6.實(shí)際回流比由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，。根據(jù)相平衡方程有=0.6339則最小回

10、流比為=1.59取實(shí)際回流比為最小回流比的1.8倍: r=1.59*1.8=2.867.精餾塔的氣、液相負(fù)荷精餾段液相流量 ： 氣相流量 ：液相體積流量：氣相體積流量：精餾段操作線方程：提餾段液相流量： 氣相流量： 液相體積流量：氣相體積流量：精餾段操作線方程： 表5精餾段提餾段數(shù)據(jù)匯總項(xiàng)目精餾段提餾段平均溫度87.01101.82液相平均組成x0.67790.2123氣相平均組成y0.84290.3892液相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol82.6389.15氣相平均摩爾質(zhì)量kg/kmol80.3186.67液相平均密度kg/m3805.75788.81氣相平均密度kg/m32.722.82平均粘

11、度mpa·s0.2900.260平均表面張力mn/m20.8719.44液相平均摩爾流量kmol/h132.05245.87氣相平均摩爾流量kmol/h168.22168.22液相平均體積流量m3/s0.00380.0077氣相平均體積流量m3/s1.4621.522相對(duì)揮發(fā)度2.562.44第三節(jié) 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算1.理論塔板數(shù)由芬斯克方程可知 = =9.03=0.329由吉利蘭圖可查的0.360 (天大化工原理下冊(cè)p37)解得n=15.23 圓整n=16（不包括再沸器）精餾段最小理論塔板數(shù)： = =4.45前面已計(jì)算得0.336 n=8.08所以進(jìn)料板為自塔頂向下第9塊板精餾段理論

12、板數(shù)為9塊，提餾段理論板數(shù)為7塊（不包括再沸器）2.實(shí)際塔板數(shù)精餾段和提餾段粘度的平均值為：=（0.290+0.260）/2=0.275mpa·s全塔效率估算: =53.7%精餾段實(shí)際板數(shù)為：提餾段實(shí)際板數(shù)為：（不包括再沸器）此精餾塔實(shí)際塔板數(shù)為 n=17+14=31塊（不包括再沸器）第四節(jié) 塔徑的初步計(jì)算本精餾塔設(shè)計(jì)：板間距取ht=0.45m 板上液層高度取=0.06m ht-=0.39m精餾段查史密斯關(guān)聯(lián)圖(天大化工原理下冊(cè)p158)得：=0.084物系表面張力修正：取提餾段查史密斯關(guān)聯(lián)圖(天大化工原理下冊(cè)p158)得：=0.080物系表面張力修正：取經(jīng)圓整取d=1400mm，則

13、塔截面積為=1.5386m2精餾段實(shí)際空塔氣速為：提餾段實(shí)際空塔氣速為：第五節(jié) 溢流裝置1.堰長(zhǎng)由計(jì)算的塔徑及塔內(nèi)液體流量，本精餾塔選用單溢流，弓形降液管，溢流堰選擇平直堰。單溢流: 系數(shù)取0.7，則對(duì)于平直堰，堰上液層高度為：，對(duì)于苯-系統(tǒng)e1降液管有關(guān)參數(shù)精餾段：堰高：=0.06-0.0165=0.0435m：提餾段堰高：=0.06-0.0264=0.0336m2.降液管寬度及橫截面查圖得 精餾段停留時(shí)間為：提餾段停留時(shí)間為：3.降液管底隙高度精餾段：提餾段：第六節(jié) 塔板布置及篩孔數(shù)目與排列1塔板的分塊因d800mm.故采用分塊式，查得板塊分為三塊。2邊緣區(qū)確定取3開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積

14、按下式計(jì)算 ，即 其中，=0.665m4篩孔計(jì)算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，采用厚度為3mm的碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3×=3×5=15mm篩孔數(shù)目 開孔率 %氣體經(jīng)過篩孔的氣速1 精餾段 m/s2 提餾段 m/s實(shí)際尺寸參照附圖。第二章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算第一節(jié) 氣體通過篩板塔的壓降氣體通過每層塔板的壓降其中為干板阻力，為板上充氣液層阻力，為液體表面張力造成的阻力。1.塔板壓降1) 干板阻力 計(jì)算干板阻力由下式計(jì)算由，查圖得1 精餾段m2 提餾段 m2) 氣體通過液體的阻力 =0.06m1 精餾段 查得 2 提餾段 查得 3) 液體表面

15、張力的阻力的計(jì)算表面張力的計(jì)算公式為 1 精餾段 2 提餾段 氣體通過每層塔板的液層高度為 壓降 1 精餾段 2 提餾段 第二節(jié) 液泛（淹塔）為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：，其中，為液體通過降液管的壓頭損失。塔板上不設(shè)進(jìn)液口，精餾段苯甲苯物系屬一般物系，取，則：，符合防止淹塔的要求提餾段苯甲苯物系屬一般物系，取，則：，符合防止淹塔的要求第三節(jié) 霧沫夾帶霧沫夾帶率有兩個(gè)公式可以計(jì)算： 或 二者結(jié)果取最大值，保證，即f<80%.其中板上液體流徑長(zhǎng)度：=0.98m板上液流面積：=1.5386-2*0.1416=1.2554m2苯-甲苯按正常系統(tǒng)物性系數(shù)k=1.0

16、，查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖可得=0.127精餾段由霧沫夾帶率公式計(jì)算得：f=56.5%<80% 或 f=55.8%<80% 滿足要求。提餾段由霧沫夾帶率公式計(jì)算得：f=63.6%<80% 或 f=59.8%<80% 滿足要求。第四節(jié) 塔的負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線當(dāng)氣相負(fù)荷超過此線時(shí)，液沫夾帶量過大，使塔板的效率大為降低。對(duì)于精餾，一般控制。以此為限，求關(guān)系如下： 由 精餾段 ， 整理得 提餾段 ， ， 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出的值，計(jì)算結(jié)果列于下表：精餾段提餾段0.0010.803 0.732 0.0050.868 0.799 0.0090.912 0.8

17、45 0.0130.949 0.882 2.漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。 精餾段整理得 提餾段 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出的值，計(jì)算結(jié)果列于下表：精餾段提餾段0.0012.861 2.754 0.0052.573 2.473 0.0092.364 2.268 0.0132.185 2.093 3.液相負(fù)荷上限以作為液體在降液管中的停留時(shí)間下限4.液相負(fù)荷下限取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限的條件，則：5.液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛的現(xiàn)象，使塔不能正常操作。為了使液體能順利地流

18、入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度。令 聯(lián)立得， 忽略，將，與，與的關(guān)系式代入上式，整理得 其中 精餾段 代入有關(guān)數(shù)據(jù)得將上式及求得的數(shù)據(jù)代入，整理得： 提餾段 代入有關(guān)數(shù)據(jù)得將上式及求得的數(shù)據(jù)代入，整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出的值，計(jì)算結(jié)果列于下表：精餾段提餾段0.0013.338 3.339 0.0053.096 3.098 0.0092.856 2.860 0.0132.575 2.580 6.作圖將精餾段與提餾段的各條性能曲線畫于坐標(biāo)系中，如下圖所示，由圖可知，各操作點(diǎn)均在有效范圍內(nèi)。精餾段性能負(fù)荷圖提餾段性能負(fù)荷圖從上圖中可得：精餾段氣相負(fù)荷上限：，氣相負(fù)荷

19、下限：提餾段氣相負(fù)荷上限：，氣相負(fù)荷下限：所以精餾段的操作彈性= 提餾段操作彈性= 表5浮閥塔塔設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)匯總項(xiàng)目精餾段提餾段實(shí)際塔板數(shù)1714塔徑m1.41.4板間距m0.450.45溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形堰長(zhǎng)m0.980.98降液管底隙高度m0.03750.0275篩孔孔徑m0.0050.005篩孔數(shù)目69666966開孔率%10.110.1氣相負(fù)荷上限m3/s2.152.05氣相負(fù)荷下限m3/s0.950.90操作彈性2.262.28第三章 塔附件設(shè)計(jì)第一節(jié) 接管1.進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、t形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。93.83時(shí) , 由

20、內(nèi)差法計(jì)算得=799.53kg/ ，=796.41 kg/則進(jìn)料混合液的密度為：kg/進(jìn)料液的質(zhì)量流量為：f=113.82*0.4092*78.11+(1-0.4092)*92.13= 9833.25kg/h則體積流量 管內(nèi)流速取則管徑取進(jìn)料管規(guī)格60×3.5 則管內(nèi)徑d=53mm進(jìn)料管實(shí)際流速2.回流管本設(shè)計(jì)采用直管回流管，本回流管為塔頂冷凝器的出口管，由冷凝器的設(shè)計(jì)取u=2.0m/s，則：=49.2mm查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取57×3.5 則管內(nèi)徑d=50mm3.塔頂蒸汽出料管對(duì)儲(chǔ)料罐的基本要求是：盡可能減少霧沫夾帶，以降低液體物料的損失，采用直管出料。出料液流流速選擇30m

21、/s則出料管直徑查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取273×8 則管內(nèi)徑d=257mm4.釜液出料管塔底液體的出料管一般有直管出料和經(jīng)過裙座的彎管出料，本塔塔徑不大，宜采用彎管出料。釜液出料管即為塔底再沸器的進(jìn)口管，由再沸器設(shè)計(jì)取u=1.8m/s：則查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取89×4 則管內(nèi)徑d=81mm5.塔釜進(jìn)氣管 v=178.22kmol/h塔釜蒸汽密度則塔釜蒸汽體積流量：取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格273×8 則實(shí)際管徑d=257mm塔釜蒸汽接管實(shí)際流速6.再沸器接管取u=2m/s, 查無縫鋼管標(biāo)準(zhǔn)，取83×4 則管內(nèi)徑d=75mm7.法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用

22、標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：pn6dn70 hg 5010回流管接管法蘭：pn6dn50 hg 5010塔釜出料管接法蘭：pn6dn80 hg 5010塔頂蒸汽管法蘭：pn6dn500 hg 5010塔釜蒸汽進(jìn)氣管法蘭：pn6dn500 hg 5010第二節(jié) 筒體與封頭1.筒體 精餾塔可視為內(nèi)壓容器，其各種參數(shù)如下：設(shè)計(jì)壓力：該精餾塔在常壓下操作，設(shè)計(jì)壓力取0.5mpa設(shè)計(jì)溫度：該精餾塔底采用加熱介質(zhì)為蒸汽，設(shè)計(jì)溫度取135許用應(yīng)力：該精餾塔采用鋼板卷焊而成，材料選則q235-a,查的=113mpa焊縫系數(shù)：本設(shè)計(jì)采用全焊透對(duì)接焊，對(duì)焊縫作局部無損探傷

23、，則由以上數(shù)據(jù)，可計(jì)算壁厚：由計(jì)算厚度查的，鋼板負(fù)偏差c1=0.5mm，腐蝕余量c2取2mm 圓整取2.封頭 本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，材料選擇q235-a,除封頭的拼接焊縫需100%無損探傷外，其余均需對(duì)接焊縫局部探傷，則由計(jì)算厚度查的，負(fù)偏差c1=0.2mm，腐蝕余量c2取2mm計(jì)算厚度： 圓整取所以選用封頭 dn1400×6，jb1154-733.裙座由于裙座內(nèi)徑>800mm，故裙座壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整 基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直徑取m30第三節(jié) 塔的總體高度1. 塔頂部的空間高度頂部空間是指塔內(nèi)最上

24、層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，同時(shí)考慮到安裝除沫器的需要，取除沫器到第一塊塔板的距離為800mm（此處有一人孔），塔頂空間高度取1500mm。2. 進(jìn)料板高度為了便于進(jìn)料和安裝進(jìn)料管，在進(jìn)料板處，管間距應(yīng)大一些，由于設(shè)有人孔，故取為800mm。3. 設(shè)有人孔的塔板間距本精餾塔在塔頂，進(jìn)料板，塔釜處各設(shè)一人孔，在設(shè)有人孔的塔板處，板間距設(shè)為800mm，人孔內(nèi)徑為650mm。4. 封頭高度封頭高度包括曲面高度和直邊高度，h=350+40=390mm。5. 裙座高度在求取裙座參數(shù)時(shí)已得:裙座高度為3m。6. 塔底空間高度塔底空間高度是指塔底最底層的塔板到塔底下

25、封頭切線的距離（包括一人孔），其影響因素有： 塔底儲(chǔ)液停留時(shí)間，此處取釜液停留時(shí)間為5min； 再沸器的安裝方式及安裝高度； 塔底液面到最下層塔板之間的間距，此處取1.3m；所以塔底空間高度為：7. 精餾塔總高度第四章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)第一節(jié) 原料預(yù)熱器因?yàn)楸驹O(shè)計(jì)是采用泡點(diǎn)進(jìn)料，設(shè)原料液溫度為25，因此需要一臺(tái)原料預(yù)熱器。本預(yù)熱器的熱流體采用135的水蒸氣。苯-甲苯混合液：2593.83水蒸氣： 135135苯-甲苯混合液進(jìn)出口溫度的平均值為：查表可得1.75kj/(kg·) ， 1.75kj/(kg·) kj/(kg·)所以傳熱系數(shù)k取1400w/（m2·

26、）查135水蒸汽的汽化潛熱為2155.8kj/kg加熱蒸汽的質(zhì)量流量第二節(jié) 塔頂冷凝器塔頂溫度，冷凝水 時(shí)，查圖得， 又氣體流量vh=1.522m3/s塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù)k=600w/m2k，則傳熱面積冷凝水流量第三節(jié) 再沸器塔底溫度tw=109.81 用t0=135的蒸汽，釜液出口溫度t1=109.81 由tw=109.81 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量vh=1.522m3/s 密度則取傳熱系數(shù)k=600w/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量第四節(jié) 泵的計(jì)算及選型 進(jìn)料溫度tq=93.83 進(jìn)料的質(zhì)量流量為：f=113.82kmol/h=113.82*86.39/3600kg/s=2.731 kg/s 取管內(nèi)流速則故可采用gb3091-93 54×3的油泵則內(nèi)徑d=54-3×2=48mm 代入得取絕對(duì)粗糙度為則相對(duì)粗糙度為摩擦系數(shù) 由 得=0.011進(jìn)料口位置高度h=13×0.45+3+2.9+0.8=12.55m揚(yáng)程查y型離心油泵性能表，可選擇泵為65y-60b