苯-乙苯精餾課程設(shè)計(jì)報(bào)告-

-.z.-----優(yōu)質(zhì)資料**工程大學(xué)化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計(jì)專業(yè)班級(jí)化學(xué)工程與工藝學(xué)生**1206210427學(xué)生**章學(xué)生成績(jī)指導(dǎo)教師煒課題工作時(shí)間2014-12-22至1月5日化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計(jì)任務(wù)書專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級(jí)：01班學(xué)生**：*章發(fā)題時(shí)間：2014年12月20日課題名稱苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計(jì)課題條件〔文獻(xiàn)資料、儀器設(shè)備、指導(dǎo)力量〕文獻(xiàn)資料：陳敏恒.化工原理[M].：化學(xué)工業(yè)，2002.王志魁.化工原理第三版[M].：化學(xué)工業(yè)，2005.王國(guó)勝.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].：**理工大學(xué)，2005.路秀林.塔設(shè)備設(shè)計(jì)[M].：化學(xué)工業(yè)，2004.汪鎮(zhèn)安.化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)[M].：化學(xué)工業(yè)，2003.王松漢.石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè)(第3卷)[M].：化學(xué)工業(yè)，2002.周大軍.化工工藝制圖[M].：化學(xué)工業(yè)，2005.匡國(guó)柱，史啟才.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)[M].：化學(xué)工業(yè)，2002.湯善甫，朱思明.化工設(shè)備機(jī)械根底[M].：華東理工大學(xué)，2004.朱有庭,曲文海,于浦義.化工設(shè)備設(shè)計(jì)手冊(cè)上下卷[M].：化學(xué)工業(yè),2004.賈紹義,柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].：**大學(xué)，2005.設(shè)計(jì)任務(wù)*廠以苯和乙烯為原料，通過液相烷基化反響生成含苯和乙苯的混合物。經(jīng)水解、水洗等工序獲得烴化液。烴化液經(jīng)過精餾別離出的苯循環(huán)使用，而從脫除苯的烴化液中別離出乙苯用作生成苯乙烯的原料?，F(xiàn)要求設(shè)計(jì)一采用常規(guī)精餾方法從烴化液別離出苯的精餾裝置。1.確定設(shè)計(jì)方案根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對(duì)現(xiàn)有生產(chǎn)的現(xiàn)場(chǎng)調(diào)查或?qū)ΜF(xiàn)有資料的分析比照，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，確定工藝流程。對(duì)選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式進(jìn)展簡(jiǎn)要的論述。2.主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算包括工藝參數(shù)的選定、模擬設(shè)計(jì)計(jì)算、設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算及構(gòu)造工藝設(shè)計(jì)。3.典型輔助設(shè)備的選型和計(jì)算包括典型輔助設(shè)備的主要工藝尺寸計(jì)算和設(shè)備型號(hào)規(guī)格的選定。4.繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖A2號(hào)圖紙，以單線圖的形式繪制，標(biāo)出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的物料流向、物流量和主要化工參數(shù)測(cè)量點(diǎn)。5.繪制主體設(shè)備工藝條件圖A1號(hào)圖紙，圖面上應(yīng)包括設(shè)備的主要工藝尺寸、技術(shù)特性表和管口表。設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù)進(jìn)料量9200kg/h的物料由20℃預(yù)熱至壓力為0.14Mpa下泡點(diǎn)狀態(tài)下進(jìn)料，進(jìn)料組成〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)〕：苯0.516、乙苯0.484。要求塔頂餾出苯液中，苯含量不低于98.5%〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同〕，釜液中苯含量低于1.5%。塔頂餾出液和釜液要求降至40℃。塔頂全凝器壓力為常壓0.1013MPa。全班以花名冊(cè)序號(hào)順序兩人一組。第一組進(jìn)料組成〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)〕：苯0.596、乙苯0.404，組數(shù)增加1則苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)增加0.002、乙苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)減小0.002。第一組進(jìn)料量為9250kg/h，組數(shù)增加1則流量增加50kg/h，以此類推，其它條件不變。設(shè)計(jì)說(shuō)明書內(nèi)容1.封面2.任務(wù)書3.成績(jī)?cè)u(píng)定表4.目錄5.概述〔精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求、設(shè)計(jì)原則與步驟、精餾過程模擬計(jì)算方法〕6.工藝流程方案的說(shuō)明和論證7.精餾塔模擬設(shè)計(jì)計(jì)算及操作條件的選擇〔塔板數(shù)、進(jìn)料位置、操作壓力、回流比〕8.精餾塔主體工藝尺寸的計(jì)算及構(gòu)造設(shè)計(jì)〔塔高、塔徑、降液管及溢流堰尺寸、浮閥數(shù)或篩孔數(shù)及排列方式、塔板流動(dòng)性能的校核及負(fù)荷性能圖〕9.輔助設(shè)備的選型及計(jì)算(管路設(shè)計(jì)及泵、貯罐、再沸器、冷凝器選型)10.設(shè)計(jì)結(jié)果概要(主要設(shè)備的特性數(shù)據(jù)，設(shè)計(jì)時(shí)規(guī)定的主要操作參數(shù)，各種物料的量和狀態(tài)，能耗指標(biāo)以及附屬設(shè)備的規(guī)格、型號(hào)及數(shù)量)11.對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論12.主要符號(hào)說(shuō)明13.參考文獻(xiàn)進(jìn)度方案1.查閱文獻(xiàn)資料，初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)內(nèi)容，3天2.根據(jù)設(shè)計(jì)要求進(jìn)展設(shè)計(jì)，確定設(shè)計(jì)說(shuō)明書初稿，2-3天3.撰寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書，2天4.繪制工藝流程圖及總裝圖、辯論，2-3天指導(dǎo)教師：孫煒20143年12月20日學(xué)科部〔教研室〕主任：杜治平2014年12月20日化工與制藥學(xué)院"課程設(shè)計(jì)"綜合成績(jī)?cè)u(píng)定表學(xué)生**學(xué)生班級(jí)設(shè)計(jì)題目*章化工01班苯-乙苯精餾裝置工藝設(shè)計(jì)指導(dǎo)教師評(píng)語(yǔ)指導(dǎo)教師：孫煒2014年12月20日辯論記錄辯論組成員簽字：記錄人：年月日成績(jī)綜合評(píng)定欄設(shè)計(jì)情況辯論情況工程權(quán)重分值工程權(quán)重分值1、計(jì)算和繪圖能力351、答復(fù)下列問題能力202、綜合運(yùn)用專業(yè)知識(shí)能力102、表述能力〔邏輯性、條理性〕103、運(yùn)用計(jì)算機(jī)能力和外語(yǔ)能力104、查閱資料、運(yùn)用工具書的能力55、獨(dú)立完成設(shè)計(jì)能力56、書寫情況〔文字能力、整潔度〕5綜合成績(jī)指導(dǎo)教師：孫煒學(xué)科部主任：杜治平2014年12月20日2014年12月20日摘要：本設(shè)計(jì)對(duì)苯-乙苯別離過程篩板精餾塔裝置進(jìn)展了設(shè)計(jì)，主要進(jìn)展了以下工作：1、對(duì)主要生產(chǎn)工藝流程和方案進(jìn)展了選擇和確定。2、對(duì)生產(chǎn)的主要設(shè)備—篩板塔進(jìn)展了工藝計(jì)算設(shè)計(jì),其中包括：①精餾塔的物料衡算；②塔板數(shù)確實(shí)定；③精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；④精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；⑤精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算。3、繪制了生產(chǎn)工藝流程圖和精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。4、對(duì)設(shè)計(jì)過程中的有關(guān)問題進(jìn)展了討論和評(píng)述。本設(shè)計(jì)簡(jiǎn)明、合理，能滿足初步生產(chǎn)工藝的需要，有一定的實(shí)踐指導(dǎo)作用。關(guān)鍵詞：苯-乙苯；別離過程；精餾塔；回流比Abstract:thedesignofbenzenetolueneseparationprocessofsieveplatedistillationdeviceisdesigned,mainlyforthefollowingwork:1,themainproductionprocessandschemeareanalyzedanddetermined.2,themainequipmentforproductionofsieveplatetowerprocesscalculationanddesign,includingmaterialbalanceofdistillationcolumncount;determinetheplatenumberofthedistillationtower;processconditionandcalculationofrelevantphysicaldata;calculationofdimensionoftowerbodyprocessofthedistillationtower;calculationofthemainprocessdimensionoftowerplatethedistillationtower.3,drawtheproductionprocessflowchartandthedistillationtowerdesignconditions.4,thequestionsofthedesignprocessarediscussedandreviewed.Thedesignsimple,reasonable,canmeettheneedofpreliminaryproductionprocess,haveacertainroleinguidingpractice.Keywords:benzenetolueneseparation;distillationcolumn;目錄一、概述-2-1.1精餾操求作對(duì)塔設(shè)備的要求-2-塔設(shè)備的簡(jiǎn)介-2-工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的要求-2-1.1.3板式塔的分類-2-1.2苯和乙苯的主要物性數(shù)據(jù)-2-苯、乙苯的物理性質(zhì)-2-苯、乙苯在*些溫度下的外表*力-2-苯、乙苯在*些溫度下的粘度-2-苯、乙苯的液相密度-2-1.3設(shè)計(jì)原則與步驟-2-設(shè)計(jì)原則-2-設(shè)計(jì)步驟-2-二、工藝流程方案的說(shuō)明和論證-2-2.1工藝流程方案的說(shuō)明-2-設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介-2-塔型的選擇-2-2.2設(shè)計(jì)的依據(jù)與技術(shù)來(lái)源-2-三、精餾塔模擬設(shè)計(jì)計(jì)算及操作條件的選擇-2-3.1精餾塔的物料衡算與操作線方程-2-精餾塔的物料衡算-2-最小回流比-2-操作線方程-2-3.2塔板效率和實(shí)際塔板數(shù)-2-塔頂、進(jìn)料、塔釜溫度的計(jì)算-2-相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算-2-塔頂、塔釜溫度下的粘度-2-實(shí)際塔板數(shù)-2-3.3精餾塔的操作條件-2-操作壓力-2-操作溫度-2-平均摩爾質(zhì)量-2-平均密度-2-液體平均外表*力-2-四、精餾塔主體工藝尺寸的計(jì)算及構(gòu)造設(shè)計(jì)-2-4.1精餾塔塔徑-2-精餾段塔徑-2-提餾段塔徑-2-4.2精餾塔塔高-2-4.3降液管及溢流堰尺寸-2-降液管及溢流堰尺寸-2-篩孔數(shù)及排列方式-2-4.4塔板流動(dòng)性能的校核-2-板壓降的校核-2-液沫夾帶的校核-2-溢流液泛條件的校核-2-4.5塔板的負(fù)荷性能圖-2-漏液線-2-液沫夾帶線-2-液相負(fù)荷下限線-2-液相負(fù)荷上限線-2-液泛線-2-五、輔助設(shè)備的選型及計(jì)算-2-5.1管路設(shè)計(jì)-2-進(jìn)料管-2-回流管-2-塔頂蒸汽接收-2-塔釜進(jìn)氣管-2-釜液排出管-2-塔頂產(chǎn)品出口管徑-2-5.2板式塔的構(gòu)造-2-簡(jiǎn)體-2-封頭-2-塔頂空間HD-2-進(jìn)料空間高度HF-2-塔釜高度HB-2-人孔-2-支座-2-塔高-2-5.3輔助設(shè)備的選型-2-冷凝器-2-進(jìn)料處預(yù)熱-2-再沸器-2-泵的計(jì)算及選型-2-六、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總-2-七、設(shè)計(jì)小結(jié)與體會(huì)-2-八、主要符號(hào)說(shuō)明-2-九、參考文獻(xiàn)-2--.z.-----優(yōu)質(zhì)資料一、概述1.1精餾操求作對(duì)塔設(shè)備的要求塔設(shè)備的簡(jiǎn)介塔設(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)氣液接觸件的構(gòu)造型式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量踏板，氣體以鼓泡活噴射形式穿過板上液層進(jìn)展質(zhì)、熱傳遞，氣液相組成成階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)有定高度的填料層，液體自塔頂沿填料外表下流，氣體逆流而上〔也有并流向下者〕與液相接觸進(jìn)展質(zhì)、熱傳遞，氣相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的要求〔1〕生產(chǎn)能力大；〔2〕傳質(zhì)、傳熱效率高；〔3〕氣流的摩擦阻力?。弧?〕操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；〔5〕構(gòu)造簡(jiǎn)單，材料消耗少；〔6〕制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)歷等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過嚴(yán)密接觸到達(dá)相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。1.1.3板式塔的分類板式塔大致可分為兩類：〔1〕有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；〔2〕無(wú)降液管的塔板，如穿流式篩板〔柵板〕、穿流式波紋板等。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。1.2苯和乙苯的主要物性數(shù)據(jù)苯、乙苯的物理性質(zhì)工程分子式分子量沸點(diǎn)℃臨界溫度℃臨界壓強(qiáng)Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.7苯、乙苯在*些溫度下的外表*力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.82苯、乙苯在*些溫度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.71.3設(shè)計(jì)原則與步驟設(shè)計(jì)原則設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)到達(dá)技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、平安、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：〔1〕滿足工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品到達(dá)任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定*圍內(nèi)進(jìn)展調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)展調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。〔2〕滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的上下，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響?！?〕保證平安生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要平安裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。設(shè)計(jì)步驟⑴確定設(shè)計(jì)方案；⑵平衡級(jí)計(jì)算和理論塔板確實(shí)定；⑶塔板的選擇；⑷實(shí)際板數(shù)確實(shí)定；⑸塔體流體力學(xué)計(jì)算；⑹管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型；⑺撰寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書和繪圖。二、工藝流程方案的說(shuō)明和論證2.1工藝流程方案的說(shuō)明設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介本工程是設(shè)計(jì)苯-乙苯體系生產(chǎn)工藝的設(shè)計(jì)。分為精餾塔的設(shè)計(jì)，換熱器的設(shè)計(jì)，閥門等帶控制點(diǎn)的設(shè)備的設(shè)計(jì)。設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容為精餾塔的設(shè)計(jì)，換熱器的選型以及帶控制點(diǎn)的流程圖的繪制。精餾塔的設(shè)計(jì)流程為原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出局部液體作為塔底產(chǎn)品〔釜?dú)堃骸吃俜衅髦性弦壕植科?，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或局部冷凝，然后進(jìn)入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余局部經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)展，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表〔流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表〕。以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。換熱器的選型主要為換熱器的熱量衡算以及其選型。原料預(yù)熱器的熱量主要通過再沸器中的蒸汽經(jīng)過冷卻下來(lái)的水，通過控制溫度到達(dá)原料預(yù)熱器的所需溫度，用以加熱，出去的水用來(lái)作為塔頂冷卻器的冷卻水，通過這樣的循環(huán)，可以減少工廠運(yùn)行的本錢。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一局部回流至塔內(nèi)，其余局部經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易別離物系，最小回流比擬小，故操作回流比取最小回流比的1.5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。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1.0。塔型的選擇本設(shè)計(jì)中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是構(gòu)造比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。壓降較低。缺點(diǎn)是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。2.2設(shè)計(jì)的依據(jù)與技術(shù)來(lái)源本設(shè)計(jì)依據(jù)于精餾的原理〔即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于屢次局部汽化和局部冷凝使輕重組分別離〕，并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟(jì)上的要求，保證生產(chǎn)平安的根底上，對(duì)設(shè)計(jì)任務(wù)進(jìn)展分析并做出理論計(jì)算。三、精餾塔模擬設(shè)計(jì)計(jì)算及操作條件的選擇3.1精餾塔的物料衡算與操作線方程精餾塔的物料衡算通過全塔物料衡算，可以求出精餾產(chǎn)品的流量、組成和進(jìn)料流量、組成之間的體系。物料衡算主要解決以下問題：〔1〕根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)所給定的處理原料量、原料濃度及別離要求〔塔頂、塔底產(chǎn)品的濃度〕計(jì)算出每小時(shí)塔頂、塔底的產(chǎn)量；〔2〕在加料熱狀態(tài)q和回流比R選定后，分別算出精餾段和提餾段的上升蒸汽量和下降液體量；〔3〕寫出精餾段和提餾段的操作線方程，通過物料衡算可以確定精餾塔中各股物料的流量和組成情況，塔內(nèi)各段的上升蒸汽量和下降液體量，為計(jì)算理論板數(shù)以及塔徑和塔板構(gòu)造參數(shù)提供依據(jù)。通常，原料量和產(chǎn)量都以kg/h或噸/年來(lái)表示，但在理想板計(jì)算時(shí)均須轉(zhuǎn)換為kmol/h。在設(shè)計(jì)時(shí)，汽液流量又須用QUOTE來(lái)表示。因此，要注意不同的場(chǎng)合應(yīng)使用不同的流量單位?？偽锪希篎=D+W3-1易揮發(fā)組分：FQUOTE3-2原料處理量F=9650kg/h=108.435kmol/h，進(jìn)料組成〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)〕：苯0.612、乙苯0.388。要求塔頂流出液中，苯含量不低于98.5%〔質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同〕，釜液中苯含量低于1.5%。苯的摩爾質(zhì)量：78.11g/mol，乙苯的摩爾質(zhì)量：106.16g/mol。則有：QUOTEQUOTEQUOTE式中F、D、W——分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃毫髁?，kmol/h；QUOTE、QUOTE、QUOTE——分別為原料液、餾出液和釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分率。由〔3-1〕、〔3-2〕式得：D=QUOTE；W=FQUOTE34.369kmol/h。最小回流比由化工手冊(cè)查得苯和乙苯的t-*-y關(guān)系，并由E*cel作圖得：T/℃*y80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由E*cel作圖有：圖3.1苯-甲苯氣液平衡曲線圖3.2苯-甲苯泡點(diǎn)露點(diǎn)曲線采用作圖法法確定最小回流比，在圖3.1中作垂線*=0.6819，與平衡線的交點(diǎn)為：QUOTE=0.6819QUOTE故最小回流比QUOTE操作回流比取最小回流比的1.5倍,有QUOTE操作線方程〔1〕精餾段上升蒸汽量：QUOTE下降蒸汽量：QUOTE操作線方程：QUOTEQUOTEQUOTE——精餾段內(nèi)第n層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分率；QUOTE——精餾段內(nèi)第n+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分率?！?〕提餾段上升蒸汽量：下降蒸汽量：QUOTE操作線方程：QUOTEQUOTE作圖得：由擬合趨勢(shì)線方程得如下數(shù)據(jù)：yn*n10.98890.93742320.9729390.86807830.9514830.78480640.9257190.69823650.8989340.62172360.8144230.44881370.5861120.23099880.298510.08165590.1013170.031552100.0351620.012597表3.1由數(shù)據(jù)可知：所需總理倫板數(shù)位10塊，第5塊加料，精餾段需4塊。3.2塔板效率和實(shí)際塔板數(shù)在實(shí)際塔板上，氣液兩相并未到達(dá)平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來(lái)表示，在設(shè)計(jì)計(jì)算中多采用總板效率求出實(shí)際塔板數(shù)。總板效率規(guī)定是否合理，對(duì)設(shè)計(jì)的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔板構(gòu)造和操作條件密切相關(guān)。塔頂、進(jìn)料、塔釜溫度的計(jì)算純組分的飽和蒸汽壓QUOTE與溫度t的關(guān)系通常可表示成如下的經(jīng)歷式：QUOTE上式稱為安托因〔Antoine〕方程。A、B、C為該組分的安托因常數(shù)。由化工手冊(cè)查得：苯的安托因常數(shù)：A=6.031，B=1211，C=220.8乙苯的安托因常數(shù)：A=6.079，B=1422，C=212.9苯：QUOTE乙苯：QUOTE塔頂全凝器壓力為常壓0.1013mPa，取全凝器的壓降為10kPa,則塔頂壓力為111.3kPa。又QUOTE即QUOTE假設(shè)一個(gè)溫度t，用上述的安托因方程算出QUOTE，帶入上式檢驗(yàn)。設(shè)t=84.9℃QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTE假設(shè)正確，即塔頂溫度QUOTE84.9℃，該溫度下苯的飽和蒸汽壓QUOTE，乙苯的飽和蒸汽壓QUOTE。假設(shè)全塔實(shí)際塔板數(shù)為22塊，塔板壓降為600Pa,則塔釜壓力為111.3+0.6*23=125.1kPa。同理可得：塔釜溫度QUOTE142.5℃，該溫度下苯的飽和蒸汽壓QUOTE，乙苯的飽和蒸汽壓QUOTE。相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算塔頂體系相對(duì)揮發(fā)度QUOTE塔釜體系相對(duì)揮發(fā)度QUOTE全塔體系相對(duì)揮發(fā)度QUOTE塔頂、塔釜溫度下的粘度苯、乙苯在*些溫度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表3.2由示差法求得在塔頂、塔釜溫度下的粘度如下：84.9℃142.5℃苯0.295mPa·s0.180mPa·s乙苯0.341mPa·s0.222mPa·s表3.3QUOTEQUOTE實(shí)際塔板數(shù)總板效率QUOTE理論塔板數(shù)QUOTE，修正得QUOTE。精餾段塔板數(shù)QUOTE，修正得QUOTE。提餾段塔板數(shù)QUOTE修正得QUOTE塊。實(shí)際加料版位置在第10塊。3.3精餾塔的操作條件操作壓力塔頂操作壓力:QUOTE每層塔板壓降:QUOTE進(jìn)料板壓力:QUOTE塔釜壓力:QUOTE精餾段平均壓力QUOTE提餾段平均壓力QUOTE操作溫度由3.2中數(shù)據(jù)可知：塔頂溫度：QUOTE進(jìn)料板溫度：QUOTE塔釜溫度:QUOTE精餾段平均溫度:QUOTE提餾段平均溫度：QUOTE平均摩爾質(zhì)量由表3.1可知：塔頂平均摩爾質(zhì)量：氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量:氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE塔釜平均摩爾質(zhì)量：氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE精餾段平均摩爾質(zhì)量:氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量:QUOTE提餾段平均摩爾質(zhì)量:氣相平均摩爾質(zhì)量：QUOTE液相平均摩爾質(zhì)量:QUOTE平均密度氣相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程，即QUOTE液相平均密度：QUOTE(QUOTE為該物質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù))塔頂液相平均密度：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊(cè)知：QUOTE，QUOTE。質(zhì)量分?jǐn)?shù)和平均密度：QUOTEQUOTE進(jìn)料板液相平均密度：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊(cè)知：QUOTE，QUOTE。質(zhì)量分?jǐn)?shù)和平均密度：QUOTEQUOTE塔釜液相平均密度：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊(cè)知：QUOTE，QUOTE。質(zhì)量分?jǐn)?shù)和平均密度：QUOTEQUOTE故精餾段平均密度：QUOTEQUOTE提餾段平均密度：QUOTEQUOTE液體平均外表*力塔頂液相平均外表*力:由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊(cè)知：QUOTE。進(jìn)料板液相平均外表*力：由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊(cè)知：QUOTE。塔釜液相平均外表*力:由QUOTE查數(shù)據(jù)手冊(cè)知：QUOTE。故精餾段平均外表*力：QUOTE提餾段平均外表*力:QUOTE四、精餾塔主體工藝尺寸的計(jì)算及構(gòu)造設(shè)計(jì)4.1精餾塔塔徑精餾段塔徑精餾段的氣液相體積流率為：QUOTEQUOTE取板間距QUOTE上液層高度QUOTE，則：QUOTE查Smith關(guān)聯(lián)圖有：QUOTE，故：QUOTEQUOTE取平安系數(shù)為0.7，得空塔氣速Q(mào)UOTE塔徑QUOTE塔的截面積為QUOTE實(shí)際空塔氣速為：QUOTEQUOTE介于0.6—0.8之間。提餾段塔徑提餾段的氣液相體積流率為：QUOTEQUOTE取板間距QUOTE上液層高度QUOTE，則：QUOTE查Smith關(guān)聯(lián)圖有：QUOTE，故：QUOTEQUOTE取平安系數(shù)為0.7，得空塔氣速Q(mào)UOTE塔徑QUOTE塔的截面積為QUOTE實(shí)際空塔氣速為：QUOTEQUOTE介于0.6—0.8之間。故塔徑為1.2m。4.2精餾塔塔高精餾段有效高度的計(jì)算：QUOTE提餾段有效高度的計(jì)算：人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。對(duì)于處理不需要經(jīng)常清洗的物料，可隔8～10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常清洗，則每隔4～6塊塔板開一個(gè)人孔。人孔直徑通常為450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑HT，為0.5m.人孔數(shù)：S=(22/5)-1=3.4≈4塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，塔頂空間高度通HD常?。捍颂幦?.2m塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進(jìn)料有15分鐘緩沖時(shí)間的容量時(shí)，塔底產(chǎn)品的停留時(shí)間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時(shí)，塔底容量可取小些，停留時(shí)間可取3～5分鐘；對(duì)易結(jié)焦的物料，停留時(shí)間應(yīng)短些，一般取1～1.5分鐘。此處塔底空間高度HB取1.5m。進(jìn)料段高度HF取決于進(jìn)料口得構(gòu)造形式和物料狀態(tài)，一般比HT大，此處取0.5m塔高：QUOTEQUOTE11.6m4.3降液管及溢流堰尺寸降液管及溢流堰尺寸由塔徑D=1.2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。堰長(zhǎng)QUOTE由單溢流，QUOTE，取系數(shù)為0.7，則：溢流堰高度QUOTEQUOTE選用平堰，則平堰上的液流高度：QUOTE取有精餾段液流高度QUOTE提餾段液流高度QUOTE取板上的清液層高度QUOTE，則：精餾段溢流堰高度QUOTE提餾段溢流堰高度QUOTE(3)弓形降液管寬度QUOTE和截面積QUOTE由,查弓形降液管的參數(shù)圖得QUOTE故：QUOTEQUOTE精餾段液體在降液管的停留時(shí)間QUOTE提餾段液體在降液管的停留時(shí)間QUOTE故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度QUOTE取QUOTE則精餾段QUOTE取QUOTE提餾段QUOTE故設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度QUOTE篩孔數(shù)及排列方式取出口安定區(qū)寬度QUOTE，QUOTE又有效傳質(zhì)區(qū)面積QUOTE式中QUOTE有QUOTE由于苯和甲苯?jīng)]有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑QUOTE篩孔按正三角形排列，取孔中心距QUOTE。篩孔數(shù)目QUOTE開孔率QUOTE氣體通過篩孔的氣速：精餾段QUOTE提餾段QUOTE4.4塔板流動(dòng)性能的校核板壓降的校核由QUOTE查干板孔流系數(shù)圖知：孔流系數(shù)QUOTE故精餾段干板壓降QUOTE提餾段干板壓降QUOTE液層阻力QUOTE，QUOTE。精餾段：QUOTEQUOTE查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖知：QUOTE故QUOTE提餾段：QUOTE查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖知：QUOTE故QUOTE液沫夾帶的校核液沫夾帶量QUOTE可根據(jù)亨特〔Hunt〕提出的經(jīng)歷式計(jì)算QUOTE精餾段QUOTE<QUOTE提餾段QUOTE<QUOTE故本設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許*圍中。溢流液泛條件的校核為防止發(fā)生溢流液泛，必須滿足以下條件：QUOTE,QUOTE取0.5QUOTE〔1〕液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響?！?〕降液管阻力降液管阻力損失可由下式計(jì)算：QUOTE則精餾段降液管阻力損失：QUOTE提餾段降液管阻力損失：QUOTE(3)漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速Q(mào)UOTE可由以下公式計(jì)算：QUOTEQUOTE則精餾段：QUOTE實(shí)際氣速穩(wěn)定系數(shù)提餾段：QUOTE實(shí)際氣速穩(wěn)定系數(shù)故本設(shè)計(jì)無(wú)明顯漏液。精餾段QUOTEQUOTE提餾段QUOTEQUOTE故不會(huì)發(fā)生明顯液泛。4.5塔板的負(fù)荷性能圖漏液線由QUOTE，QUOTE，QUOTE，QUOTE得：精餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)QUOTE值，依上式計(jì)算出QUOTE值，計(jì)算結(jié)果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s0.50170.51030.51830.53590.54760.55810.5721表4-1精餾段漏液線計(jì)算結(jié)果由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1提餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)QUOTE值，依上式計(jì)算出QUOTE值，計(jì)算結(jié)果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s0.43390.44230.45010.46730.47860.48860.5021表4-2提餾段漏液線計(jì)算結(jié)果由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線2液沫夾帶線以QUOTE為限，求QUOTE關(guān)系如下：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE得：精餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)QUOTE值，依上式計(jì)算出QUOTE值，計(jì)算結(jié)果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.46711.40681.35021.22121.13341.05380.9447表44-3精餾段液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線1提餾段QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)QUOTE值，依上式計(jì)算出QUOTE值，計(jì)算結(jié)果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.65001.59131.53631.41081.32551.24811.1420表4-4提餾段液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2液相負(fù)荷下限線對(duì)于平堰，取堰上液層高度QUOTE作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。QUOTE據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限QUOTE故液泛線令QUOTEQUOTEQUOTE得：QUOTE式中QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE代入數(shù)據(jù)得：精餾段：QUOTE在操作*圍內(nèi)，任取幾個(gè)QUOTE值，依上式計(jì)算出QUOTE值，計(jì)算結(jié)果列于下表：QUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.47461.42471.36421.13810.84470.08094-5精餾段液泛線計(jì)算結(jié)果提餾段：QUOTEQUOTE,m3/s0.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120QUOTE,m3/s1.45241.41951.38701.30451.23911.17061.0573根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖4-1所示。圖4.1精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液沫夾帶，下限為液相負(fù)荷下限控制。則:QUOTEQUOTE，則操作彈性為2.4提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖4-2所示。QUOTEQUOTE，則操作彈性為2.7滿足條件。五、輔助設(shè)備的選型及計(jì)算5.1管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管進(jìn)料管的構(gòu)造類型很多，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。F=9650Kg/h,=795.99Kg/則體積流量QUOTE管內(nèi)流速Q(mào)UOTE則管徑QUOTE取進(jìn)料管規(guī)格Φ80×2.5，則管內(nèi)徑QUOTE進(jìn)料管實(shí)際流速Q(mào)UOTE回流管采用直管回流管，回流管的回流量L=33.174kmol/h塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M=79.75kg/kmol,平均密度QUOTE則液體流量QUOTE取管內(nèi)流速1.5m/s則回流管直徑QUOTE可取回流管規(guī)格Φ33×2.5則管內(nèi)直徑d=28mm回流管內(nèi)實(shí)際流速Q(mào)UOTE塔頂蒸汽接收塔頂蒸汽接收由PA=111.3kPa,查有關(guān)表取u=30m/s由V=107.24kmol/h,PA=111.3kPa,td=84.9℃得：QUOTE故塔頂蒸汽接收直徑QUOTE可取接收規(guī)格Φ200×5則管內(nèi)直徑d=190mm塔頂接收實(shí)際流速Q(mào)UOTE塔釜進(jìn)氣管由Pw=124.5kPa,查有關(guān)表取u=60m/s由V=107.24kmol/h,td=142.5℃得QUOTE故接收直徑QUOTE可取接收規(guī)格Φ140×5則管內(nèi)直徑d=130mm塔釜進(jìn)氣管實(shí)際流速Q(mào)UOTE釜液排出管塔底W=34.369kmol/h平均密度QUOTE平均摩爾質(zhì)量M=105.65kmol/h體積流量：QUOTE取管內(nèi)流速u=1m/s則接收直徑QUOTE可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則實(shí)際管徑d=40mm釜液排出管實(shí)際流速Q(mào)UOTE塔頂產(chǎn)品出口管徑D=74.066koml/h相平均摩爾質(zhì)量M=79.75kg/kmol溜出產(chǎn)品密度QUOTE則塔頂液體體積流量：QUOTE取管內(nèi)蒸汽流速u=1.5m/s則接收直徑QUOTE可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則實(shí)際管徑d=40mm塔頂蒸汽接收實(shí)際流速Q(mào)UOTE5.2板式塔的構(gòu)造簡(jiǎn)體簡(jiǎn)體的材料選擇要考慮塔的操作壓力、溫度、物系的腐蝕性及經(jīng)濟(jì)上的合理性。常用的材料有碳鋼〔Q235,Q235F〕及低合金鋼。此塔選用碳鋼16MnR，查表可知當(dāng)工稱直徑為Dg=1200mm，工稱壓力小于3kg/cm2時(shí)，筒體壁厚可選用5mm.封頭橢圓形封頭在化工中應(yīng)用最廣，它由曲面局部和直邊局部組成。標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭的長(zhǎng)短軸之比為2。此塔采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭，材料選用16MnR。查表可知，工稱直徑Dg=1200mm時(shí)，可取曲面高度h1=300mm。直邊高度h2=25mm，封頭厚度S=6mm.塔頂空間HD塔頂空間HD的作用是供安裝塔板的開人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，取1.2m進(jìn)料空間高度HF進(jìn)料是液相，HF應(yīng)大于一般的板間距，可取HF=1.0m塔釜高度HB釜液體積流量為QUOTE，取釜液在釜內(nèi)的停留時(shí)間6min,裝填系數(shù)取0.5，塔釜高h(yuǎn)/塔釜直徑D=2:1。釜液流量LW=LS×6×60=1.6297m3VW=πd2h/4=πd3/8=2.6596得到d=1.89m塔釜高度HB=2d=3.78m人孔對(duì)于直徑大于或等于800mm的塔采用人孔，人孔處板間距等于或大于600mm，人孔規(guī)格為450mm，伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200mm，人孔中心距離操作平臺(tái)1m，本塔設(shè)計(jì)每6塊板設(shè)一個(gè)人孔，共3個(gè).支座采用圓筒形裙座。裙座高度為2m.塔高QUOTEQUOTEQUOTE5.3輔助設(shè)備的選型冷凝器塔頂溫度tD=84.9℃冷凝水t1=20℃t2=30℃則由tD=84.9℃查液體比熱汽化熱共熱圖得γ苯=387.279KJ/kg又氣體流量V=0.9074m3/s塔頂被冷凝量q=Vρ=0.9074×2.6671=2.42kg/s冷凝的熱量Q=qγ苯=2.42×387.279=922.695KJ/s取傳熱系數(shù)K=600W/m2k則傳熱面積冷凝水流量選取換熱管為Φ19mm的換熱器，公稱直徑為325mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為1，管子根數(shù)為99，中心排管數(shù)為11，管程流通面積為0.0175m2，換熱管長(zhǎng)度為4500mm，換熱面積為26.0m2。進(jìn)料處預(yù)熱取原料溫度為t1=20℃，原料預(yù)熱后溫度t2=97.82℃則定性溫度t=(t1+t2)/2=〔97.82+20〕=58.91℃查表得，cp苯=1.70kJ/(kg?k)選取換熱管為Φ25mm的換熱器，公稱直徑為400mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為4，管子根數(shù)為76，中心排管數(shù)為11，管程流通面積為0.0066m2，換熱管長(zhǎng)度為2000mm，換熱面積為11.3m2。再沸器塔底溫度tw=142.76℃，用t0=170℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=150℃則由tw=142.76℃查液體比汽化熱共線圖的γ=394KJ/kg又氣體流量V=0.9377m3/s密度ρ=3.08kg/m3則qm=Vρ=0.9377×3.08=2.89kg/sQ=qmγ甲苯=2.89×394=1138.66KJ/s傳熱面積加熱蒸汽的質(zhì)量流量選取換熱管為Φ25mm的換熱器，公稱直徑為500mm，工程壓力為1.6MPa，管程數(shù)為1，管子根數(shù)為174，中心排管數(shù)為14，管程流通面積為0.0603m2，換熱管長(zhǎng)度為6000mm，換熱面積為81.6m2。泵的計(jì)算及選型進(jìn)料溫度t=20℃進(jìn)料量QUOTE取管內(nèi)流速，則QUOTE故可采用Ф50×2mm的離心泵則內(nèi)徑QUOTEQUOTE取絕對(duì)粗糙度為QUOTE則相對(duì)粗糙度為QUOTE管徑故可采用Ф50×2mm的離心泵則內(nèi)徑得取絕對(duì)粗糙度為，得摩擦系數(shù)=0.02775進(jìn)料口位置高度QUOTEQUOTEλQUOTE揚(yáng)程H>QUOTE+h=11.48+1.12=12.6m選擇型號(hào)為IS100-65-200型離心泵。六、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總序號(hào)工程單位計(jì)算結(jié)果精餾段提餾段