3.672萬噸每年苯和甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)書

1 噸每年苯和甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)書 二、設(shè)計(jì)方案的確定 理量確定 依設(shè)計(jì)任務(wù)書可知，處理量為 1500+36*100=5100Kg/h,5100*7200=噸 /年 計(jì)題目與設(shè)計(jì)進(jìn)程 該次設(shè)計(jì)題目為： 噸 /年苯 甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)。 本次設(shè)計(jì)為倆周，安排如下：表 2進(jìn)程表 找數(shù)據(jù)與上課 全部設(shè)計(jì)計(jì)算 畫圖 寫說明書 第一周的周一、二 第一周的周三到周日 第二周的周一到周四 剩余時(shí)間 述 塔設(shè)備是煉油、化工、石油 化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔大致可分為兩類：有降液管的塔板 和 無降液管的塔板 。 工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價(jià)低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡(jiǎn)單 . 浮 閥有盤式、條式等多種，國(guó)內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 F 1 型（ V 1型）、 V 4 型、十字架型、和 A 型，其中 F 1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（ 1118 81）。其閥孔直徑為 39閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 計(jì)方案 設(shè)備的工業(yè)要求 總的要求是在符合生產(chǎn)工藝條件下，盡可能多的使用新技術(shù)，節(jié)約能源和成本，少量的污染。精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： 一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大 的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等 . 藝流程如下 ： 苯與甲苯混合液（原料儲(chǔ)罐） 原料預(yù)熱器 浮閥精餾塔（塔頂： 全 凝器 2 分配器 部分回流，部分進(jìn)入冷卻器 產(chǎn)品儲(chǔ)罐） (塔釜：再沸器 冷卻器 產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐） 程的說明 本方案主要是采用浮閥塔，苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到 ，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中?；旌衔镏屑扔袣庀嗷旌衔?，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中 ，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。 本次設(shè)計(jì)的要求是先算出最小回流比，然后隨意選三個(gè)系數(shù)得到三個(gè)回流比，最后比較那個(gè)最好的回流比。 三、精餾塔設(shè)計(jì) 藝條件的確定 與甲苯的基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 表 3相平衡數(shù)據(jù) 溫度 / 5 90 95 100 105 0 46 54 6 x y 表 3與甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 相對(duì)分子量 沸點(diǎn) / 臨界溫度 / 臨界壓力 / 苯 3 液體的表面張力 溫度 / 80 90 100 110 120 ）（苯 （甲苯 溫度的條件： 假定常壓，作出苯 甲苯混合液的 ，如后附圖所示。依任務(wù)書，可算出： (理， 3 , 精餾段平均溫度 1/2= 作壓力選定 塔頂操作壓力 P=層壓降為爾分?jǐn)?shù) 產(chǎn)品組成：塔頂產(chǎn)品，含苯 量分率，下同 ) ；塔底產(chǎn)品，含苯 可算出： ( 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量 MF=1B= kg/ MD=1B= ， MW=1B= kg/ 質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表 總物料衡算 D+W=5100 （ 1） 易揮發(fā)組分物料衡算 5100 （ 2） 聯(lián)立（ 1）、（ 2）解得： F=5100 kg/h =s=年 ,F=5100/h=s W=3324.7 kg/h=s=年 ,W=h=s D=h =s=年 ,D=h=s 表 3料恒算表 物料 kg/h kg/s 萬噸 /年 h s F 5100 作出苯與甲苯的 ，因 P=可不對(duì) 進(jìn)行修正 Q 線斜率 K=通過 (F)=(作出 Q 線與平衡線 交 一 點(diǎn) (q)= （ ， 故( 求理論塔板數(shù) 取 可求精餾段操作方程為： y=用圖解法求出理論塔板數(shù) 7,進(jìn)料板為第 9 層。 同理得出 ， 精餾段操作方程為： y=4,進(jìn)料板為第 8層 精餾段操作方程為： y=3,進(jìn)料板為第 7層 平均塔效率 頂與塔底的平均溫度： 分別算出 t=得相對(duì)揮發(fā)度 和 4 =有 t - x 查得該溫度下 m= +（ 1 甲苯 =804= 故 * m=塔效率關(guān)聯(lián)曲線得 求實(shí)際塔板數(shù) 精餾段實(shí)際塔板數(shù) N 精 =8/6 提餾段實(shí)際塔板數(shù) N 提 =8/6 全塔實(shí)際塔板數(shù) N=17/3 同理可得， 3得如下： N 精 =14 ，提餾段實(shí)際塔板數(shù) N 提 =12 ，全塔實(shí)際塔板數(shù) N=27 精餾段實(shí)際塔板數(shù) 12 ，提餾段實(shí)際塔板數(shù) 12 ，全塔實(shí)際塔板數(shù) N=25 以精餾段 均壓力計(jì)算 取每層壓降為0.=，那么進(jìn)料板的壓力 P=152+9=餾段的平均壓力位 152+2=理其他回流比計(jì)算結(jié)果如下表： 表 3力表 R 2 料板壓力 /餾段平均壓力 / 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 xD= 得 頂氣相平均摩爾分子 量 1B=頂液相平均摩爾分子量 1B= 知 :料板氣相平均摩爾分子量 1B=料板液相平均摩爾分子量 1B=餾段氣相平均摩爾分子量 K g / K m m FV m =/).+.(=/)+(=K g / K m o m FL m =/.+.=/)+(= ）（均密度計(jì)算 m*(=5 同理計(jì)算出其他回流比 3的 塔頂平均密度 由 ,查手冊(cè)得 A=, B= ( 進(jìn)料板平均密度 7 A=， B=進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率： = 1/( 精餾段液相平均密度為 時(shí) ,查苯 表 3頂苯 組分 苯 (A) 甲苯 (B) 表面張力 /mN 頂表面張力： m，頂 = m 由進(jìn)料溫度 t= 時(shí) ,查苯 3料苯 進(jìn)料板的表面張力 ： m，進(jìn) = m 則精餾段平均表面張力為： m，精 =（ m，頂 + m，進(jìn) ） /2=（ 時(shí)，查手冊(cè)得 A=, B= L 頂 = 進(jìn)料溫度 t= 時(shí) ,查苯 A=, B= L 進(jìn) = 餾段液相平均粘度 L(精 ) =（ L 頂 + L 進(jìn) ） /2=（ ： L=h=s, V=(R+1)D=h=s L=L+h=s V=V+(=h=s 理得質(zhì)量計(jì)算： L=h=s , V=h=s L=h=s , V=h=s 同回流比的負(fù)荷結(jié)果 同理得出 2=3=負(fù)荷計(jì)算， 三個(gè)回流比計(jì)算結(jié)果如下表： 表 3爾負(fù)荷 組分 苯 (A) 甲苯 (B) 表面張力 /mN 6 R L V L V h s h s h s h s 2 3 3量負(fù)荷 R L V L V kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s kg/h kg/s 2 3 以 *3600*3600 s *3600*3600 s 同理得 3,總 的結(jié)果如下表 表 3s 值表 R m3/s) m3/s) 2 3 塔徑的計(jì)算 以 查塔間距與塔徑關(guān)系表，初選 取板上液層高度 那么 553036005 8 803600054998 0 9 2121 .=)*./(*)./.(=/)/( / 0 . 0 0 2 3* 0 8 1 50200 8 1 6020 202020.=)/(*.=)/(= . 1 9 . 9 3=)./).(.=)/)(= /m a 01054054998 0 90 8 1 50 2121 取安全系數(shù)為 么 u=s 塔徑 1 4092001435 8 8044 .=).*(=)/(= 按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取 D=1m 塔截面積222 7 8 50411434 *.=/= 實(shí)際空塔氣速：=./.=/= 7 4 907 8 505 8 80同樣計(jì)算出 3， 其總結(jié)果如下表 表 3徑及其有關(guān)數(shù)據(jù)表 R (m/s) u /(m/s) D(/m) 圓整后D(/m) 實(shí)際 u /(m/s) 7 2 3 精餾塔有效高度的計(jì)算 以 除人孔板層后 精餾段有效高度： Z 精 =（ N 精 6 餾段有效高度： Z 提 =（ N 提 5 進(jìn)料板、塔頂、第九層、第 27層、塔底分別設(shè)一個(gè)人孔，其塔板距為 故精餾塔的有效高度為 Z=3=理計(jì)算出其他回流比及總結(jié)果如下表： 表 3塔有效高度及人孔表 R Z 精 /m Z 提 /m 人孔數(shù) 塔有效高度 Z/m 2 3 塔頂、塔底空間 塔頂空間 取塔頂 .9 m 塔底空間 定塔底空間依儲(chǔ)存液量停留 5 分鐘，那么塔底液高 h=V/A=5 60/300/m 取塔底液面距最下面一層板留 塔底空間 m 可見，三個(gè)回流比的 米。 壁厚計(jì)算 取每年腐蝕 限制用年數(shù)為 15年， 那么壁厚 3015518 .=)*.+(=m 壁厚 32理可得出其他回流比的值，總結(jié)果如下表： 表 3頂、塔底和壁厚表 R 塔頂空間 HD/m 塔底液高 h/m 塔底空間 HB/m 塔體壁厚 /1 32 32 32 浮閥塔板設(shè)計(jì) 以 例 流裝置 選用單溢流方形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長(zhǎng) 口堰高 hw= 232 . 8 4 ()1000 近似取 E=1， s*3600=600=s 故 則 hw=形降液管寬度 f： 由 =弓形降液管的寬度和面積圖可得， T=8 故 ,=算液體在降液管中的停留時(shí)間： =).*/(.*.*=/*= 故降液管尺寸可用。 液管底隙高度 0 0取降液管底隙處液體流速取 s 則 = 理 同理可得出其他回流比的各項(xiàng)計(jì)算，總結(jié)果如下表： 表 3流裝置參數(shù)表 R 堰上液層高度 h0/m 堰長(zhǎng) lw/m 出口堰高h(yuǎn)w/m 降液管寬度Wd/m 降液管的面積 Af/留時(shí)間 /S 底隙高度ho/m 2 3 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 選用 孔直徑 9邊孔中心距 t=75閥孔動(dòng)能因子 0 ，孔速=./=/= 9740541000每一層塔板上的浮閥數(shù) N：99974039041435 8 804 2020=).*.*/./(.=)*/(= c=s=板上的鼓泡面積 2 2 22 a r c s i xA x R x R - +犏臌p R=D/2 x=D/2-(s)=數(shù)據(jù)代入得 閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75估算排間距 600 7 50994 5 1 60 .=).*/(.=)*/(= 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊版的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 應(yīng)小于此值。 故取 t=60 按 t=75t=60等腰三角形叉排方式作圖， 或者查標(biāo)準(zhǔn)可得 閥數(shù) 75 個(gè) . 按 N=76 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)。 .=)./(.=)./(= 78575039041435 8 8003904 220591105478505400.=.*.=.= 0 變化不大 ， 9 仍在 912 范圍內(nèi)。 塔板開孔率 =u/同理，得出其他回流比總結(jié)果如下表： 表 3塔板參數(shù)表 R m/s) 初算浮閥數(shù) N Aa/后t/后確定 N 最后u0/m/s 孔率 /% 9 0 75 2 17 0 119 3 43 5 128 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降 ：p C IH h h h= + + =./.=/.= . 695054173173 825182510因?yàn)?uo柱 927850543452345 220.=).*.*/(.*.*.=)*/(*.= 由液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù) 0= 0柱 h ： 此阻力很小，可以忽略不計(jì)。 因 此 ， 與 氣 體 流 經(jīng) 一 層 浮 閥 塔 板 的 壓 強(qiáng) 降 所 相 當(dāng) 的 液 柱 高 為柱 . 則單板壓降 90 8 00 .=.*.*.= 700設(shè)計(jì)合理。 同理算出其他回 流比 樣也設(shè)計(jì)合理。 塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度， (HT+ 其中 Hd=hp+hL+柱 不設(shè)進(jìn)口堰，故 301 5 30 22 .=).(.=)/(.=， 同理得出其他回流比 3的 已選定 則 =已選定 則 (HT+ =見 (HT+符合防止淹塔的要求 . 同理得出其他回流比 3的 沫夾帶 10 泛點(diǎn)率0 01 . 3 6100s LL m v A+-=?板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 上液體面積 和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù) K=泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得 點(diǎn)率= %.=%)./().+. .( 2511 0 06 7 1 801 2 8017 5 2000230361054998 0 9 0545 8 80泛點(diǎn)率 = %.=).(.=%).(. 2537 8 501 2 801780054998 0 90545 8 801 0 07805 1 800以下， 故知霧沫夾帶量能滿足 0.1 同理算出其他回流比的總結(jié)果如下表： 表 3點(diǎn)率有關(guān)數(shù)據(jù)表 板的負(fù)荷性能圖 以 沫夾帶線 依據(jù)泛點(diǎn)率001 . 3 6100s LL m v A+-=? 按泛點(diǎn)率 =80%，代人數(shù)據(jù)化簡(jiǎn)整理得： 出霧沫夾帶線 (1)如附圖中 同理算出其他回流比 3的霧沫夾 帶線分別如下： 和 泛線 依前可知 hp=hc+hI+ Hd=hp+hL+ (HT+R ZL/m Ab/m2 a 式泛點(diǎn)率 /% B 式泛點(diǎn)率 /% 2 3 11 得： (HT+ p L d c I L dh h h h h h h h+ + = + + + +略 。 即： 3/20202 )3600()( 0 因 HT, 均為定值，且及、，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人整理得液泛線： 0170321595 1 91 650 3222 =.+.+. / （ ,(和（ 在 2）， 同理得出其他回流比 3得液泛線如下： 01 7 50171022 7 10680 3222 =.+.+. / 30171982230680 3222 =.+.+. /體負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于 3體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 . 3600 q=3 5S ，則=/.=/=)(m a 3）在 無關(guān)的垂線。 同理得出其他回流比 3得液體負(fù)荷上限線如下： =)(m 0和=)(m 夜線 對(duì)于 據(jù)00 5 .=m 作氣相負(fù)荷下限線（ 4） 同理得出其他回流比 漏夜線如下：=m 20和=m 相負(fù)荷下限線 取 堰 上 液 層 上 高 度 為 液 相 負(fù) 荷 下 限 條 件 ， 即 12 232 . 8 4 ()1000 而計(jì)算出下限值，取 E=， S/.=.). .(=). .(= /m 00560360066018421 0 0 00060360018421 0 0 00060 依此作出液相負(fù)荷下限線 (5)，該線為氣相流出無關(guān)的豎 直線。 同理得出其他回流比 3漏夜線如下： =m =m 依附圖中的 可知，由=m 0，得=m =m 操作彈性 =理得出其他回流比 3操作彈性分別如下： 以 負(fù)荷 以 1秒鐘計(jì)算 查手冊(cè)對(duì)應(yīng)的溫度得 : c a c a ,/=/.= 55161 3 162714塔頂ca /=/.= 15 5137塔頂從氣相變?yōu)橐合?，溫度不變。 )(.=)()+(= 8 9 51 5 555149614110塔底塔頂從液相變?yōu)橐合嗟?，溫度變化?)(.=)()+(= 2 1 0621 5 549061412+= 110 521同理得出其他回流比 3的 下： 表 4負(fù)荷表 R J/S J/S J/S 95 210 1105 3 傳熱面積 A 13 平均溫度 T 塔頂 （ T D(30 ) 0 ) t 1(25 ) 5 故19565056501212 .=/ 值選定 因?qū)儆谝?汽傳熱，故可取 K=1000w/ 熱面積 A 26 15671910 0 01010 51 =.=同理得出其他回流比 3的傳熱面積 A= 清水的用量計(jì)算 依 水查手冊(cè) t=水的比熱 = ,故把數(shù)據(jù)代人求得 m=一年的用水量年萬噸總/.= 11 3 77 2 0 03 6 0 02和 m 總 分別如下： 表 4環(huán)水的用量表 R m/kg/s m 總 /萬噸 /年 2 3 換熱器選用 選用 471700管數(shù) n=28,熱換面積 A=熱管長(zhǎng) L=3m,選用倆臺(tái)交替使用。 同理可得其他回流比 3分別為： 選用 471700管數(shù) n=56,熱換面積 A=熱管長(zhǎng) L=3m,選用倆臺(tái)并聯(lián)使用，再準(zhǔn)備倆臺(tái)備用。 選用 471700管數(shù) n=56,熱換面積 A=熱管長(zhǎng) L=3m,選用倆臺(tái)交替使用 ,再準(zhǔn)備倆臺(tái)備用。 負(fù)荷 以 1秒質(zhì)量來算 +=+查手冊(cè)對(duì)應(yīng)的溫度并依下式計(jì)算得 : 14 10 .= ,/.=,/.= 1 1 5505 7 922490從前面可知 F、 W、 D 和 分別把它們的值代人上式可得： ,同理得出其他回流比 3的 ， 熱面積 A 平均溫度90 T:90 0=0= T: 50 故 =)/ .= 510 150118 0 50118 熱面積 因?qū)儆谝?汽傳熱，故可取 K=1000w/， 25839510 110 0 0 10989 =.=同理可得 出其他回流比 3的 柴油的用量 柴油經(jīng)過以下過程：從 290柴油蒸汽飽和柴油蒸汽（ 180 )飽和柴油液體 160柴油液體。 查手冊(cè)得 320時(shí) H=951J/g , 飽和柴油蒸汽焓 H=g ,飽和柴油液體 焓 H=g,160柴油液體焓 H=g 那么每克過熱蒸汽放熱 Q=g 一年的 =QB*t=998*1000*3600*7200J=013J， 故一年的蒸汽用量 m: m= /Q=013/4730 噸 同理得出其他回流比 3的過熱蒸汽一年的用量 分別如下： 54644噸 和 67564噸。 沸器的選用 選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器， 00換面積為 11量 m=備一臺(tái)備用。 同理可得其他回流比 3分別為： 選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器， 00換面積為 11量 m=備一臺(tái)備用。 選一臺(tái)立式熱虹吸式再沸器， 00換面積為 14量 m=備一臺(tái)備用。 先用塔底產(chǎn)品預(yù)熱，再用過熱蒸汽預(yù)熱。 平均溫度5 出料液溫度 : t : 87 過熱蒸汽溫度： T:290 180 錯(cuò)流傳熱 =).(= 61 3 7871 8 0995290871 8 0995290 比熱和傳熱的熱量 查手冊(cè)得 苯與甲苯的比熱并計(jì)算的混合物的比熱為： g. , 氣相 B=熱的熱量 Q1=5= 2=m*4/5*( Q=2= 塔底產(chǎn)品預(yù)熱給的熱量 出料液溫度 : t : 96 =,/.= 734209979109W=s，那么塔底產(chǎn)品每秒放出熱量為： 7342099204571093.=).(.=)(*=： 傳熱面積和過熱蒸汽的用量計(jì)算 同樣取 K=1000w/ 故 25 846137100 0106 1 3 86 . .= 熱蒸汽每秒的用量 一年用 量為 :600*7200=噸 /年 熱器選用 選用一臺(tái)固定管板式換熱器 471519 換熱面積 A= 管束 N=1,管數(shù) n=33 ，且準(zhǔn)備一臺(tái)備用。 因?qū)儆谝?液傳熱，故依經(jīng)驗(yàn)值可取 K=600w/ 產(chǎn)品溫度 t : 96 40 冷卻水的溫度 t: 40 25 =)(= 1292540409625404096 =05 查得W/.=320997W/.=47540 ) 熱量 Q=m*(970I)=水每秒的用量 m=Q/( 123200/(15*16 傳熱面積 A=Q/(K*123200/(600*卻器的選用： 選用一臺(tái)固定管板式換熱器 471519 換熱面積 A=管束 N=1,管數(shù) n=33 ，且 準(zhǔn)備一臺(tái)備用。 五 主要設(shè)備經(jīng)費(fèi)計(jì)算（ 體體積計(jì)算 除倆端得封頭外，塔體的高度 h=D+Z= D=塔體截面積面積 =A*h= 塔板面積計(jì)算 塔板面積 A=板數(shù) =3= 主要塔設(shè)備費(fèi)用計(jì)算 依前 面可知，全凝器傳熱面積 =再沸器傳熱面積 1*2=22 預(yù)熱器和釜液冷卻器的傳熱面積分別為 =塔設(shè)備經(jīng)費(fèi) I=000+000+（ 2+*4000=614530元 同理得出其他回流比 3的主要塔設(shè)備費(fèi)用如下表： 表 4備費(fèi)用表 R 塔體體積 V/板面積 A/熱面積 A2/設(shè)備總費(fèi)用 I/元 14530 16280 32 676930 定資產(chǎn)折舊費(fèi)用 因?yàn)樵O(shè)備可用 15年，則 r=1/n=資產(chǎn)殘余值可以忽略不計(jì)， 固定資產(chǎn)每年折舊額 D