化工專業(yè)工藝計算說明書

1、學(xué)號： 07401216 常 州 大 學(xué) 畢業(yè)設(shè)計（2011屆）題 目 1.5 萬 噸 / 年 二 甲 基 乙 酰 胺 廢 水 三 效 精 餾 工 藝 設(shè) 計 學(xué) 生 華 超 學(xué) 院 石油化工學(xué)院 專 業(yè) 班 級 化工072 校內(nèi)指導(dǎo)教師 葉 青 專業(yè)技術(shù)職務(wù) 副 教 授 校外指導(dǎo)老師 專業(yè)技術(shù)職務(wù) 二二0一一年六月 學(xué)號： 07401216 常 州 大 學(xué) 畢業(yè)設(shè)計（2011屆）工 藝 計 算 說 明 書題 目 1.5 萬 噸 / 年 二 甲 基 乙 酰 胺 廢 水 三 效 精 餾 工 藝 設(shè) 計 學(xué) 生 華 超 學(xué) 院 石油化工學(xué)院 專 業(yè) 班 級 化工072 校內(nèi)指導(dǎo)教師 葉 青 專業(yè)技

2、術(shù)職務(wù) 副 教 授 校外指導(dǎo)老師 專業(yè)技術(shù)職務(wù) 二0一一年六月目 錄1.物料衡算11.1物料流程簡圖11.2物料衡算12.熱量衡算22.1原料預(yù)熱器熱量衡算22.2塔塔頂冷凝器熱量衡算22.3塔塔釜再沸器熱量衡算22.4塔塔頂冷卻器熱量衡算22.5塔塔頂冷凝器熱量衡算22.6塔塔釜再沸器熱量衡算32.7塔塔頂冷卻器熱量衡算32.8塔塔頂冷凝器熱量衡算32.9塔塔釜再沸器熱量衡算32.10塔塔頂冷卻器熱量衡算32.11塔塔釜冷卻器熱量衡算32.12物料裝置帶出的熱量32.13系統(tǒng)熱量衡算43.精餾塔的設(shè)計43.1精餾塔的工藝計算43.2精餾塔的塔體工藝尺寸計算93.3塔板主要工藝尺寸113.4篩

3、板的流體力學(xué)驗(yàn)算133.5塔板負(fù)荷性能圖144.設(shè)備選型164.1罐體選型164.2換熱設(shè)備174.3 泵的選型265.管徑計算與選型（摘自GB8163-88）285.1物料管道的計算和選型285.2換熱器接管34常州大學(xué)本科生畢業(yè)設(shè)計計算說明書1.5萬噸/年二甲基乙酰胺的三效精餾1. 物料衡算1.1 物料流程簡圖圖1 DMAC三效精餾流程簡圖1.2 物料衡算（1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率水的摩爾質(zhì)量 M水 = 18 kg/kmol二甲基乙酰胺的摩爾質(zhì)量 MDMAC = 87 kg/kmolXF = = 0.0225 XD = = 0.0002XW = = 0.9952(2) 原料液及

4、塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF = 0.022587+(1-0.0225) 18= 19.55 kg/kmolMD = 0.000287+(1-0.0002) 18= 18.01 kg/kmolMW = 0.995287+(1-0.9952) 18= 86.87 kg/kmol(3)物料衡算 原料處理量：1.5萬噸/年，年操作330天 F = =1895.6 kg/h= = 96.8767 kmol/h總物料衡算 96.8767 = D + WDMAC物料衡算 96.87670.0225 = 0.0002D + 0.9952W得：2. 熱量衡算2.1 原料預(yù)熱器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫

5、的t = 72 水和DMAC定壓比熱容：Cp水 = 4.3766 kJ/kgK CpDMAC = 2.0802 kJ/kgKQ1 = =1895.60.12.0802(392.15-298.15) + 1895.60.94.3766(392.15-298.15) =205.09 kW2.2 塔塔頂冷凝器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在390.5K的汽化潛熱：r水 = 2217 kJ/kgQ2 = = (555.22+277.61)2217 = 512.86 kW2.3 塔塔釜再沸器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在392.2K 的汽化潛熱：r水 = 2213.12 kJ/kg rD

6、MAC = 501.73 kJ/kgQ3 = = 0.859936.222213.12 + 0.141936.22501.73 = 512.85 kW2.4 塔塔頂冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在346.84K的定壓比熱容：Cp水 = 4.23 kJ/kgKQ4 = = 555.224.23(390.53-303.15) = 57.01 kW2.5 塔塔頂冷凝器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在373.2K的汽化潛熱：r水 = 2264.57 kJ/kgQ5 = = (571.32 + 285.66)2264.57 = 539.08 kW2.6 塔塔釜再沸器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)

7、庫水和DMAC在376.1K的汽化潛熱：r水 = 2256.99 kJ/kg rDMAC = 512.93 kJ/kgQ6 = = 0.7541006.812256.99 + 0.2461006.81512.93 = 511.22 kW2.7 塔塔頂冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在338.18K的定壓比熱容：Cp水 = 4.1563 kJ/kgKQ7 = = 571.324.1563(373.2-303.15) = 46.21 kW2.8 塔塔頂冷凝器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在311.6K的汽化潛熱：r水 = 2407.77 kJ/kgQ8 = = (580.16 + 290.

8、08)2407.77 = 582.03 kW2.9 塔塔釜再沸器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在358.8K的汽化潛熱：r水 = 2300.99 kJ/kg rDMAC = 524.48 kJ/kgQ9 = = 0.0013682.342300.99 + 0.9993682.34524.48 = 538.30 kW2.10 塔塔頂冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水在307.38K的定壓比熱容：Cp水 = 3.9186kJ/kgKQ10 = = 580.123.9186(311.6-303.15) = 5.34 kW2.11 塔塔釜冷卻器熱量衡算查Aspen物性數(shù)據(jù)庫DMAC在3

9、30.98K的定壓比熱容： CpDMAC = 2.0094 kJ/kgKQ11 = = 188.922.0094(358.8-303.15) = 5.87 kW2.12 物料裝置帶出的熱量查Aspen物性數(shù)據(jù)庫水和DMAC在300.65K的定壓比熱容：Cp水 = 3.8728 kJ/kgK CpDMAC = 1.8618 kJ/kgKQ12 = = 1706.73.8728（303.15-298.15）+ 188.921.8618（303.15-298.15） = 9.76 kW2.13 系統(tǒng)熱量衡算Q加 = Q移 + Q損外界向系統(tǒng)提供的熱量- Q加物料離開系統(tǒng)帶走的熱量- Q移系統(tǒng)損失的熱

10、量- Q損Q加 = Q1 + Q3 + Q6 + Q9= 205.09 + 512.85 + 511.22 + 538.3= 1767.46 kWQ移 = Q2 + Q4 + Q5 + Q7 + Q8 + Q10 + Q11 + Q12= 512.86 + 57.01 + 539.08 + 46.21 + 582.03 + 5.34 + 5.87 + 9.67= 1758.07 kWQ損= Q加 + Q移 = 1767.46 1758.07 = 9.39 kW3. 精餾塔的設(shè)計3.1 精餾塔的工藝計算（1） 塔板數(shù)NT 最小回流比及操作回流比的確定利用Aspen工程軟件中的精餾捷算模塊（DST

11、WU）模擬出單塔精餾1.5萬噸/年二甲基乙酰胺的廢水，使塔頂與塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)都達(dá)到99.9%。得到精餾任務(wù)的最小回流比Rmin = 0.12。在三效精餾的流程中0.12的回流比比較小，所以選取實(shí)際回流比R = 0.5。 理論板數(shù)求取用Aspen工程軟件中的嚴(yán)格計算的模塊（RadFrac）建立三塔精餾的連續(xù)流程，調(diào)整各塔的塔板數(shù)、進(jìn)料板位置、塔壓、板壓降和各塔塔頂餾出流量來實(shí)現(xiàn)三個塔的塔頂產(chǎn)品與最終塔釜產(chǎn)品的質(zhì)量分?jǐn)?shù)達(dá)到99.9%。并實(shí)現(xiàn)塔之間冷凝放熱與再沸需熱的熱集成。得出理論板數(shù)：塔 總理論板數(shù) NT = 6(包括再沸器) NF = 4 塔 總理論板數(shù) NT = 7(包括再沸器) NF

12、= 4 塔 總理論板數(shù) NT = 9(包括再沸器) NF = 4 實(shí)際板數(shù)的求取全塔效率為50%塔 精餾段實(shí)際板數(shù) N精 = 3/0.5 = 6 提餾段實(shí)際板數(shù) N提 = 3/0.5 = 6塔 精餾段實(shí)際板數(shù) N精 = 3/0.5 = 6 提餾段實(shí)際板數(shù) N提 = 4/0.5 = 8塔 精餾段實(shí)際板數(shù) N精 = 3/0.5 = 6 提餾段實(shí)際板數(shù) N提 = 6/0.5 = 12(2)精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力計算塔 塔頂操作壓力 PD1 = 183.2 kPa 進(jìn)料板壓力 PF1 = 185.6 kPa 塔釜操作壓力 PW1 = 187.2 kPa 精餾段操作壓力 P精1

13、= = 184.4 kPa 提餾段操作壓力 P提1= = 186.4 kPa塔 塔頂操作壓力 PD2 = 102.0 kPa 進(jìn)料板壓力 PF2 = 104.1 kPa 塔釜操作壓力 PW2 = 106.2 kPa 精餾段操作壓力 P精2 = = 103.15 kPa 提餾段操作壓力 P提2= = 105.15 kPa塔 塔頂操作壓力 PD3 = 6.799 kPa 進(jìn)料板壓力 PF3 = 6.829 kPa 塔釜操作壓力 PW3 = 6.879 kPa 精餾段操作壓力 P精3 = = 6.814 kPa 提餾段操作壓力 P提3 = = 6.854 kPa 操作溫度計算塔 塔頂溫度 tD1 =

14、 390.7 K 進(jìn)料板溫度 tF1 = 391.7 K 塔釜溫度 tW1 = 392.2 K 精餾段平均溫度 t精1 = = 391.2 K 提餾段平均溫度 t提1= = 391.95 K塔 塔頂溫度 tD2 = 373.2 K 進(jìn)料板溫度 tF2 = 374.7 K 塔釜溫度 tW2 = 376.1 K 精餾段平均溫度 t精2 = = 373.85 K 提餾段平均溫度 t提2= = 375.4 K塔 塔頂溫度 tD3 = 311.6 K 進(jìn)料板溫度 tF3 = 312.7 K 塔釜溫度 tW3 = 358.8 K 精餾段平均溫度 t精3 = = 312.15 K 提餾段平均溫度 t提3=

15、= 335.75 K 平均摩爾質(zhì)量計算塔 塔頂平均摩爾質(zhì)量 MVD1 = 0.000187 + (1-0.0001) 18 = 18.01 kg/kmolMLD1 = 0.000987 + (1-0.0009) 18 = 18.06 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 MVF1 = 0.002787 + (1-0.0027) 18 = 18.19 kg/kmolMLF1 = 0.020587 + (1-0.0205) 18 = 19.41 kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量 MVD1 = 0.004487 + (1-0.0044) 18 = 18.30 kg/kmolMLD1 = 0.032987

16、+ (1-0.0329) 18 = 20.27 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV精1 = = 18.10 kg/kmolML精1 = = 18.74 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV提1 = = 18.25 kg/kmolML提1 = = 19.84 kg/kmol塔 塔頂平均摩爾質(zhì)量 MVD2 = 0.000187 + (1-0.0001) 18 = 18.01 kg/kmolMLD2 = 0.000987 + (1-0.0009) 18 = 18.06 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 MVF2 = 0.003587 + (1-0.0035) 18 = 18.24 kg/kmolM

17、LF2 = 0.029387 + (1-0.0293) 18 = 20.02 kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量 MVD2 = 0.007887 + (1-0.0078) 18 = 18.54 kg/kmolMLD2 = 0.063987 + (1-0.06309) 18 = 22.35 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV精2 = = 18.13 kg/kmolML精2 = = 19.04 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV提2 = = 18.39 kg/kmolML提2 = = 21.18 kg/kmol塔 塔頂平均摩爾質(zhì)量 MVD3 = 0.0000387 + (1-0.00003) 18

18、 = 18.00 kg/kmolMLD3 = 0.000487 + (1-0.0004) 18 = 18.03 kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 MVF3 = 0.003987 + (1-0.0039) 18 = 18.27 kg/kmolMLF3 = 0.053987 + (1-0.0539) 18 = 21.72 kg/kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量 MVD3 = 0.968987 + (1-0.9689) 18 = 84.85 kg/kmolMLD3 = 0.996087 + (1-0.9960) 18 = 86.72 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV精3 = = 18.14 kg/kmo

19、lML精3 = = 19.88 kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV提3 = = 51.56 kg/kmolML提3 = = 54.22 kg/kmol 平均密度計算塔 氣相密度 精餾段 V精1 = = = 1.03 kg/m3 提餾段 V提1 = = = 1.05 kg/m3液相平均密度塔頂液相密度 LD1 = 898.07 kg/m3進(jìn)料板液相密度 LF1 = 877.93 kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 867.67 kg/m3精餾段液相平均密度 L精1 = = 888.00 kg/m3提餾段液相平均密度 L提1 = = 872.8 kg/m3塔 氣相密度 精餾段 V精2 = =

20、= 0.60 kg/m3 提餾段 V提2 = = = 0.62 kg/m3液相平均密度塔頂液相密度 LD2 = 916.6 kg/m3進(jìn)料板液相密度 LF1 = 889.8 kg/m3塔釜液相密度 L W1 = 868.4 kg/m3精餾段液相平均密度 L精2 = = 903.2 kg/m3提餾段液相平均密度 L提2 = = 879.1 kg/m3塔 氣相密度 精餾段 V精3 = = = 0.048 kg/m3 提餾段 V提3 = = = 0.127 kg/m3液相平均密度塔頂液相密度 LD3 = 980.0 kg/m3進(jìn)料板液相密度 LF3 = 939.9 kg/m3塔釜液相密度 L W3

21、= 879.6 kg/m3精餾段液相平均密度 L精3 = = 959.95 kg/m3提餾段液相平均密度 L提3 = = 909.75 kg/m3 液體表面張力塔 塔頂液相表面張力 LD1 = 54.7570 mN/m 進(jìn)料板液相表面張力 LF1 = 53.9121 mN/m 塔釜液相表面張力 LW1 = 53.3773 mN/m 精餾段液相平均表面張力 L精1 = = 54.3346 mN/m提餾段液相平均表面張力 L提1 = = 53.6447 mN/m塔 塔頂液相表面張力 LD2 = 58.13 mN/m 進(jìn)料板液相表面張力 LF2 = 56.90 mN/m 塔釜液相表面張力 LW2 =

22、 55.44 mN/m 精餾段液相平均表面張力 L精2 = = 57.515 mN/m提餾段液相平均表面張力 L提2 = = 56.17 mN/m塔 塔頂液相表面張力 LD3 = 70.13 mN/m 進(jìn)料板液相表面張力 LF3 = 67.85 mN/m 塔釜液相表面張力 LW3 = 65.18 mN/m 精餾段液相平均表面張力 L精3 = = 46.515 mN/m提餾段液相平均表面張力 L提3 = = 66.515 mN/m 液體平均粘度塔 塔頂液相粘度 LD1 = 0.2340 mPas 進(jìn)料板液相粘度 LF1 = 0.2336 mPas塔釜液相粘度 LW1 = 0.2333 mPas精

23、餾段液相平均粘度 L精1 = = 0.2338 mPas提餾段液相平均粘度 L提1 = = 0.2335 mPas塔 塔頂液相粘度 LD2 = 0.2787 mPas 進(jìn)料板液相粘度 LF2 = 0.2778 mPas塔釜液相粘度 LW2 = 0.2768 mPas精餾段液相平均粘度 L精2 = = 0.2784 mPas提餾段液相平均粘度 L提2 = = 0.2773 mPas塔 塔頂液相粘度 LD3 = 0.6913 mPas 進(jìn)料板液相粘度 LF3 = 0.6822 mPas塔釜液相粘度 LW3 = 0.4627 mPas精餾段液相平均粘度 L精3 = = 0.6868 mPas提餾段液

24、相平均粘度 L提3 = = 0.5725 mPas3.2 精餾塔的塔體工藝尺寸計算（1） 塔徑的計算塔精餾段的氣、液相體積流率為：V = (R+1)D = 1.530.8 = 46.2 kmol/hL = RD = 0.530.8 = 15.4 kmol/hVs = = =0.2254 m3/sLs = = =9.0263 10-5 m3/s由化工原理下冊 式10-29umax = C取板間距HT = 0.3 m 板上液層高度 hL = 0.05 m查化工原理下冊圖10-42得 C20 = 0.06由化工原理下冊式10-28C = umax = C= 2.15 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔

25、氣速為：U=0.7umax = 0.72.15 = 1.505 m/sD=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D = 0.5 m塔截面積：AT = 0.7850.52 = 0.1963 m2u =塔 按塔的塔徑計算方法得出塔圓整后的塔徑：D = 0.5 m根據(jù)塔徑選取板間距HT = 0.3 m塔按塔的塔徑計算方法得出塔圓整后的塔徑：D = 1.4 m根據(jù)塔徑選取板間距HT = 0.4 m（2） 精餾塔有效高度的計算塔精餾段有效高度為： 提餾段有效高度為： 在進(jìn)料板上方留0.8m的空間，故精餾塔的有效高度為： 塔精餾段有效高度為： 提餾段有效高度為： 在進(jìn)料板上方留0.8m的空間，故精餾塔的有效高度為： 塔精餾

26、段有效高度為： 提餾段有效高度為： 在進(jìn)料板上方留0.8m的空間，故精餾塔的有效高度為： 3.3 塔板主要工藝尺寸（1） 溢流裝置計算 因塔徑D = 0.4 m ，科選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長 取溢流堰高度由，選用平直堰化工原理下冊 式10-34近似取，則=0.003m 0.006m所以選取齒形堰化工原理下冊 10-35設(shè)齒深 =0.006 m板上液層高度弓形降液管寬度和截面積由，查化工原理下冊 圖10-40得; 驗(yàn)算液體正在降液管中停留時間，即：故設(shè)計合理 降液管底隙高度由化工原理課程設(shè)計式3-14選用凹形受液盤，深度（2） 塔板布置 塔板的分塊因D = 0.5 m，故塔板

27、不分塊 邊緣區(qū)寬度確定取WS = WS = 0.065 m WC = 0.035 m 開孔面積計算 開孔面積按化工原理下冊 式10-34，即：其中故 =0.1079 篩孔算及其排列本設(shè)計任務(wù)中的物系無腐蝕性，可選用= 3mm碳鋼板，取篩孔的直徑d0 = 5 mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心據(jù)t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為：氣體通過篩孔的氣速為：3.4 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算（1） 干板阻力hC計算干板阻力hC由化工原理課程設(shè)計 式3-26計算由 查化工原理下冊 圖10-45得C0=0.75 = 0.04496 m（2） 氣體通過液層的阻力h1計算氣體通過液層的阻力h1由化工原理課程設(shè)計式3-31計

28、算 = 1.2078 m/s查化工原理下冊 圖10-46得（3） 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由化工原理課程設(shè)計式3-34計算 = 0.00499 m氣體通過每層塔板的液柱高度hp = 0.08296 m氣體通過每層塔板的壓降為：3.5 塔板負(fù)荷性能圖（1） 漏液線由化工原理課程設(shè)計式3-38 得： （2） 液沫夾帶線以為限，求關(guān)系如下：由化工原理課程設(shè)計式3-36 整理的：（3） 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度，齒深0.15m得：（4） 液相負(fù)荷下限線以作為液體在降液管中停留時間的下限得:(5) 液泛線令 由 聯(lián)立得：忽略，將與，與，與的關(guān)系式帶入上式，并整理得：式中： 其

29、中取0.45 將相關(guān)的數(shù)據(jù)帶入整理，得：圖2 塔塔板負(fù)荷性能圖4. 設(shè)備選型4.1 罐體選型（1） 原料罐原料罐以儲存5天的量計安全系數(shù)為0.8 則根據(jù)HG21502.1-92 鋼制圓筒形固定頂儲罐系列公稱容積 300m3公稱直徑 7500mm公稱高度 7200mm（2） 塔釜產(chǎn)品罐產(chǎn)品以儲存1天的量計安全系數(shù)為0.8 則根據(jù)HG5-1579-85 立式儲罐公稱容積 8 m3公稱直徑 1800mm公稱高度 2600mm(3) 回流罐儲存量以10min的量計安全系數(shù)為0.8 則根據(jù)HG5-1580-85 臥式儲罐公稱容積 0.2 m3公稱直徑 500mm公稱長度 800mm（4）回流罐儲存量以1

30、小時的量計安全系數(shù)為0.8 則根據(jù)HG5-1580-85 臥式儲罐公稱容積 0.2 m3公稱直徑 500mm公稱長度 800mm（5）回流罐儲存量以1小時的量計安全系數(shù)為0.8 則根據(jù)HG5-1580-85 臥式儲罐公稱容積 0.2 m3公稱直徑 500mm公稱長度 800mm4.2 換熱設(shè)備（1） 原料預(yù)熱器 確定物性數(shù)據(jù)（物性數(shù)據(jù)查Aspen物性數(shù)據(jù)庫）DMAC廢水 飽和水蒸氣 管程定性溫度為 69.5 殼程定性溫度為 130 DMAC廢水在69.5 的相關(guān)物性密度 966.4kg/m3定壓比熱容 導(dǎo)熱系數(shù) 粘度 水在130的相關(guān)物性密度 935.0kg/m3定壓比熱容 導(dǎo)熱系數(shù) 粘度 汽

31、化潛熱 2182 kJ/kg 計算總傳熱系數(shù)熱流量 平均傳熱溫度 蒸汽用量 傳熱面積假設(shè)傳熱系數(shù)傳熱面積考慮15%的面積裕度 工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計算化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 325公稱壓力PN/MPa 2.5管程數(shù)N 4管子根數(shù)n 68中心排管數(shù) 11管程流通面積/m2 0.0030換熱管長度L/mm 3000計算換熱面積/m2 11.8折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%，則切去的圓缺高度為 ，故可取取折流板間距，則，故B取100mm折流板數(shù)熱量衡算殼層

32、對流傳熱系數(shù) 管程對流傳熱系數(shù)管程流通截面積 管程流體流速 普蘭特準(zhǔn)數(shù) 化工原理課程設(shè)計表2-7 總傳熱系數(shù)K 換熱器設(shè)計合理可用（2） 塔塔頂冷凝器熱流體 390.53K390.53K冷凝水 298.15K328.15K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 219公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 1管子根數(shù)n 33中心排管數(shù) 7管程流通面積/m2 0.0058換熱管長度L/mm 2000計算換熱面積/m2 3.7冷凝水流量（3） 塔塔釜再沸器熱流體 41

33、0K410K塔釜液 392K395K水嗎？前面用，這是K，最好統(tǒng)一 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 325公稱壓力PN/MPa 2.5管程數(shù)N 1管子根數(shù)n 99中心排管數(shù) 11管程流通面積/m2 0.0175換熱管長度L/mm 6000計算換熱面積/m2 34.9蒸汽用量流量（4） 塔塔頂冷卻器熱流體 390.53K303.15K冷凝水 298.15K318.25K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4

34、715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 273公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 2管子根數(shù)n 56中心排管數(shù) 8管程流通面積/m2 0.0049換熱管長度L/mm 1500計算換熱面積/m2 4.7冷凝水流量（5） 塔塔頂冷凝器熱流體 373.17K373.17K冷凝水 298.15K318.15K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 273公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 2管子根數(shù)n 56中心排管數(shù) 8管

35、程流通面積/m2 0.0049換熱管長度L/mm 1500計算換熱面積/m2 4.7冷凝水流量（6） 塔塔釜再沸器熱流體 390.53K390.53K塔釜液 376.13K380K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 500公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 2管子根數(shù)n 256中心排管數(shù) 18管程流通面積/m2 0.0226換熱管長度L/mm 3000計算換熱面積/m2 44.3蒸汽用量流量（7） 塔塔頂冷卻器熱流體 373.17K303.15K冷凝水 2

36、98.15K318.25K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 273公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 2管子根數(shù)n 56中心排管數(shù) 8管程流通面積/m2 0.0049換熱管長度L/mm 1500計算換熱面積/m2 4.7冷凝水流量（8） 塔塔頂冷凝器熱流體 311.58K311.58K冷凝水 298.15K308.15K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)

37、(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 400公稱壓力PN/MPa 0.6管程數(shù)N 2管子根數(shù)n 164中心排管數(shù) 15管程流通面積/m2 0.0145換熱管長度L/mm 6000計算換熱面積/m2 57.8冷凝水流量（9） 塔塔釜再沸器熱流體 373.17K373.17K冷流體 358.78K360K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為25mm的換熱器基本參數(shù)(管心距32mm)公稱直徑DN/mm 450公稱壓力PN/MPa 0.6管程數(shù)N 2管子根數(shù)n 126中心排管數(shù) 12管程流通面積/m2 0.0092換熱管長度L

38、/mm 4500計算換熱面積/m2 44.5蒸汽用量流量（10） 塔塔頂冷卻器熱流體 311.6K303.15K冷凝水 298.15K308.25K 設(shè) 考慮15%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 159公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 1管子根數(shù)n 15中心排管數(shù) 5管程流通面積/m2 0.0027換熱管長度L/mm 3000計算換熱面積/m2 2.6冷凝水流量（11） 塔塔釜冷卻器熱流體 358.8K303.15K冷凝水 298.15K308.25K 設(shè) 考慮15

39、%的裕度面積 化工原理換熱器系列標(biāo)準(zhǔn)（JB/T 4714-92，JB/T 4715-92）換熱管為19mm的換熱器基本參數(shù)(管心距25mm)公稱直徑DN/mm 159公稱壓力PN/MPa 1.0管程數(shù)N 1管子根數(shù)n 15中心排管數(shù) 5管程流通面積/m2 0.0027換熱管長度L/mm 1500計算換熱面積/m2 1.3冷凝水流量4.3 泵的選型（1）原料泵原料的體積流量 揚(yáng)程 查化工原理IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號 IS50-32-125轉(zhuǎn)速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75揚(yáng)程H/m 5.4效率/% 43軸功率kW 0.13電機(jī)功率kW 0.55必需汽

40、蝕余量(NPSH)r/m 2.0質(zhì)量(泵/底座)/kg 32/38（3） 塔回流泵回流液體的體積流量 揚(yáng)程 查化工原理IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號 IS50-32-160轉(zhuǎn)速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75揚(yáng)程H/m 8.5效率/% 35軸功率kW 0.25電機(jī)功率kW 0.55必需汽蝕余量(NPSH)r/m 2.0質(zhì)量(泵/底座)/kg 50/38（4） 塔回流泵回流液體的體積流量 揚(yáng)程 查化工原理IS型單級單吸離心泵性能表IS型單級單吸離心泵型號 IS50-32-160轉(zhuǎn)速n/(r/min) 1450流量m3/s 3.75揚(yáng)程H/m 8.5效率/% 35軸功率kW 0.25電機(jī)功率kW 0.55必需汽蝕余量(NPSH)r/m 2.0