化工原理 丙烯浮阀塔顶

化工原理课程设计

过程工艺与设备课程设计任务书

―――丙烯---丙烷精馏装臵设计

学生姓名：杨筱恬 班级：化工0810班 学号：200844360

指导老师：吴雪梅、潘艳秋

完成时间：2011/7/3

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前言

化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。

本设计说明书包括概述、方案流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。

说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。

在设计过程中，得到了潘艳秋老师和吴雪梅老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，避免了不少错误。

鉴于本学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！

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目录

第一章 概 述 ........................................................................................................... 6

1.1精馏塔 ................................................................................................................................. 6 1.2精馏塔型选择 ..................................................................................................................... 6 1.3板式塔板型选择 ................................................................................................................. 7 1.4 R的选择 ............................................................................................................................. 9 1.5压力的选择 ......................................................................................................................... 9 1.6再沸器的选择 ..................................................................................................................... 9 1.7 冷却剂和冷凝器的选择（设计从略） .......................................................................... 10

第二章 方案流程简介 ............................................................................................... 11

2.1精馏装置流程 ................................................................................................................... 11 2.2工艺流程 ........................................................................................................................... 11 2.3设备选用 ........................................................................................................................... 12 2.4处理能力及产品质量 ....................................................................................................... 12

第三章 精馏过程系统设计 ....................................................................................... 13

3.1设计条件 ........................................................................................................................... 13

3.1.1工艺条件 ................................................................................................................ 13 3.1.2操作条件 ................................................................................................................ 13 3.2塔顶、塔底温度与压力的确定 ....................................................................................... 13

3.2.1塔顶温度与压力的计算 ........................................................................................ 13 3.2.2.塔底温度与压力的计算 ........................................................................................ 14 3.3板数的核算、物料衡算及热量衡算 ............................................................................... 14

3.3.1单位换算 ................................................................................................................ 14 3.3.2回流比的计算 ........................................................................................................ 15 3.3.3全塔物料衡算 ........................................................................................................ 15 3.4精馏段气液负荷计算 ....................................................................................................... 18

3.4.1塔顶混合物物性数据 ............................................................................................ 19 3.4.2精馏段气液负荷计算 ............................................................................................ 19 3.5塔高和塔径的计算 ........................................................................... 错误！未定义书签。

3.5.1塔径的计算 ............................................................................ 错误！未定义书签。 3.5.2塔高的估算 ............................................................................................................ 19 3.6溢流装置的设计 ............................................................................................................... 21

3.6.1降液管（弓形） .................................................................................................... 21 3.6.2溢流堰 .................................................................................... 错误！未定义书签。 3.6.3浮阀数及排列方式 ................................................................ 错误！未定义书签。 3.7塔板流动性能校核 ........................................................................... 错误！未定义书签。

3.7.1液沫夹带量校核 .................................................................... 错误！未定义书签。 3.7.2塔板阻力的计算和核对 ........................................................ 错误！未定义书签。 3.7.3降液管液泛校核 .................................................................... 错误！未定义书签。 3.7.4液体在降液管中的停留时间 ................................................ 错误！未定义书签。 3.7.5严重漏液校核 ........................................................................ 错误！未定义书签。

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3.8负荷性能图 ....................................................................................... 错误！未定义书签。

第四章 再沸器的设计 ............................................................................................... 26

4.1设计任务与设计条件 ....................................................................................................... 26

4.1.1选用立式热虹吸式再沸器 .................................................................................... 26 4.1.2再沸器壳程与管程的设计 .................................................................................... 26 4.2估算设备尺寸 ................................................................................................................... 27 4.3传热系数的校核 ............................................................................................................... 28

4.3.1显热段传热系数K ................................................................................................ 28 4.3.2 蒸发段传热系数计算 ........................................................................................... 29 4.3.3显热段及蒸发段长度 ............................................................................................ 30 4.3.4传热系数 ................................................................................................................ 30 4.3.5传热面积裕度 ........................................................................................................ 30 4.4循环流量校核 ................................................................................................................... 30

4.4.1循环系统推动力 .................................................................................................... 30

第五章 辅助设备的设计 ........................................................................................... 35

5.1其他换热器设计 ............................................................................................................... 35

5.1.1塔顶冷凝器 ............................................................................................................ 35 5.1.2进料预热器 ............................................................................................................ 35 5.1.3塔顶产品冷却器 .................................................................................................... 36 5.1.4釜液产品冷却器 .................................................................................................... 36 5.2容器设计 ........................................................................................................................... 37

5.2.1进料罐（常温贮料） ............................................................................................ 37 5.2.2塔顶产品罐（25℃） ............................................................................................ 38 5.2.3回流罐（43℃） .................................................................................................... 38 5.2.4釜液罐 .................................................................................................................... 38

第六章 管路设计及泵的选择 ................................................................................. 39

6.1管路设计 ........................................................................................................................... 39 6.1.1进料管线 ................................................................................................................ 39 6.1.2塔顶蒸汽管 ............................................................................................................ 39 6.1.3塔顶产品接管 ........................................................................................................ 39 6.1.4回流管 .................................................................................................................... 40 6.1.5釜液流出管 ............................................................................................................ 40 6.1.6仪表接管 ................................................................................................................ 40 6.1.7塔底蒸汽回流管 .................................................................................................... 40

表6.1管线设计结果表 ............................................................................................. 41

6.2泵的设计 ........................................................................................................................... 41

6.2.1进料泵(两台，一用一备) ..................................................................................... 41 6.1.2回流泵（两台，一开一用） ................................................................................ 42 6.1.3釜液泵（两台，一开一用） ................................................................................ 43 6.1.4塔顶产品泵 ............................................................................................................ 44 6.1.5料液输出泵 ............................................................................................................ 46

第七章 控制方案 ....................................................................................................... 47

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设计心得及总结 ......................................................................................................... 48 附录一 主要符号说明 ............................................................................................... 51 附录二 参考文献 ....................................................................................................... 53

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第一章 概 述

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。

1.1精馏塔

精馏塔是精馏装臵的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。

精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位臵设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。

常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位臵将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。

1.2精馏塔型选择

按照塔的内件结构，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔

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盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。

压力降 空塔气速（生产能力） 塔效率 塔有所提高 液气比 持液量 安装维修 适应范围较大 较大 较容易 直径大时一般比造价 填料塔低 显著增加 表1.1 板式塔和填料塔的性能比较

在本次设计中采用板式塔，一方面板式塔的设计比较成形，可借鉴的数据和设计结果较多；另一方面，板式塔的造价相对低廉，安装维修都更为简便。

式塔便宜；直径增大，造价高；塔径增大，效率会下降 对液体喷淋量有一定要求 较小 较困难 直径小于800mm,一般比板板式塔 填料塔 一般比填料塔大 适于要求压力降小的场合 小 稳定，大塔比小大 塔径在1400mm以下效率较1.3板式塔板型选择

泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且具有较高的塔

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板效率，操作弹性较大，不易堵塞，对物料适应性强，长期以来应用较广。但泡罩塔板的生产能力不大，结构过于复杂，不仅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年来在许多场合已逐渐为其他型式的塔板所取代[3]。

筛板塔板：突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很容易漏液、操作弹性小，且易堵塞，应用不广。经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当，筛板仍能满足生产上所要求的操作弹性，而且效率较高。目前已成为应用日趋广泛的一种塔板。

浮阀塔板：浮阀塔板是综合了泡罩和筛板的优点研制出来的。这种塔操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减少，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔的板效率高。主要缺点是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1和V4型两种，后者用于减压塔。

本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。

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1.4 R的选择

适宜回流比一般选择为最小回流比的1.2—2.0倍，在实际设计中，对于难分离的物系，宜选用较大回流比，而在能源相对紧张的地区，为减少加热介质的消耗量，就选取回流比较小的操作。 本设计采用1.2倍的最小回流比。

1.5压力的选择

精馏操作可在常压、减压和加压下进行，塔内操作压力的选择不

仅牵涉到分离问题，而且还与塔顶和塔底的温度的选取有关。根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔的壁厚，导致设备费用增加；同时压力增加，组分间的相对挥发度

降低，回流比或塔高增加，导致操作费用和设备费用增加。

综合考虑，本设计采用1.62MPa（表压）。

1.6再沸器的选择

再沸器是精馏装臵的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。

再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包括热虹吸式和强制循环式两种，卧式分为热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器、内臵式再沸器四种。

本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放臵的管壳式换热 器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热

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体供热。

立式热虹吸特点：

※循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 ※结构紧凑、占地面积小、传热系数高。

※壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 ※塔釜提供气液分离空间和缓冲区。

1.7 冷却剂和冷凝器的选择（设计从略）

冷凝器，用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。

本设计塔顶温度在43。C，固，选用普通的循环水即可满足要求。

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第二章 方案流程简介

2.1精馏装置流程

精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下：

原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位臵（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，塔底设再沸器加热釜液中的液体，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，塔顶设冷凝器将其进行全部或部分冷凝。一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。将塔顶蒸气凝液其余部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。

2.2工艺流程

1）

物料的储存和运输

精馏过程必须在适当的位臵设臵一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装臵能连续稳定的运行。 2）

必要的检测手段

为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作

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中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位臵设臵必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。

另外。常在特定地方设臵人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装臵的运行情况。 3） 调节装臵

由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位臵设臵一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设臵双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。

2.3设备选用

主要设备为精馏塔且选用浮阀塔，并配以立式热虹吸式再沸器和冷凝器。

2.4处理能力及产品质量

处理量： 50kmol/h 回流比系数R/Rmin:1.2

产品质量：（以丙烯摩尔百分数计） 进料：xf＝65％ （饱和液体进料） 塔顶产品：xD＝98％ 塔底产品: xw≤2％

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第三章 精馏过程系统设计

――丙烯、丙烷精馏装臵设计

3.1设计条件

3.1.1工艺条件：

饱和液体进料，进料丙烯含量xf＝65％（摩尔分数），塔顶丙烯含量xD＝98％，釜液丙烯含量xw≤2％，总板效率为0.6。

3.1.2操作条件：

(1)塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压） (2)加热剂及加热方法：加热剂——水蒸气 加热方法——间壁换热 (3)冷却剂：循环冷却水 (4)回流比系数：R/Rmin=1.2。 (5)塔板形式：浮阀塔 (6)处理量：qnFh=50kmol/h (7)安装地点：大连

(8)塔板设计位臵：塔顶

3.2塔顶、塔底温度与压力的确定

3.2.1塔顶温度与压力的计算

塔顶压力：1.62+0.1=1.72MPa（绝压）

xA?0.98 xB?0.02

设塔顶的露点温度为 TD=43℃

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由p—t—k图查得 KA=1.01 KB=0.91

pioyi所以由Ki?? yA=0.9898，yB=0.0182

pxiyA+yB—1=0.008

由??|1.004-1|=0.008，所选温度基本符合， 故假设正确，塔顶温度为316K。 所以?D?KA?1.11 KB3.2.2.塔底温度与压力的计算

设理论板数为128块（含釜），实际板数为(128-1)/0.6=212块。 由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm水柱； 则pW= pD?212*0.1*9.81*1=1927.76 KPa

设TW?53℃，查p—t—k图得：KA=1.15 KB=1.00

由??|1.003-1|=0.003，所选温度基本符合，故假设正确，塔底温度为326K. 则 ?W=1.15 3.平均相对挥发度

?m?(?D??W)/2=1.13

3.3板数的核算、物料衡算及热量衡算

3.3.1单位换算

将摩尔百分数换算成质量百分数： W=X〃MA/[X〃MA+(1-X)〃MB]

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xf＝65％ wf＝63.93％ xD＝98％ wD＝97.91％ xw≤2％ wW≤1.91 ％ 由M?xFMA?(1?xF)MB得，

MF=0.65*42+0.35*44=42.7kg/kmol MD=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol MW=0.02*42+0.98*44=43.96 kg/kmol

由qm?qnM得

qmF=50*42.7=2135kg/h

qmD=32.8125*42.04=1379.44kg/h qmW=17.1875*43.96=755.56kg/h

3.3.2回流比的计算

泡点进料：q=1

q ｛ 线：x?xf

y??x1?(??1)x代入数据，解得 xe=0.65 ye=0.677 由公式 Rmin?xD?yey得：

e?xeRmin=11.22 R?1.2Rmin=13.47

3.3.3全塔物料衡算

qnF= qnD+ qnW

qnFxF=qnDxD+qnWxW

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qnF=50 kmol/h，xF＝65%，

xW＝ 2％ xD＝98％

解得：qnD=32.8125koml/h ,qnW= 17.1875koml/h. 精馏段：yn?1?xR?xn?D=0.93xn+0.0677 R?1R?1qnL?RqnD=13.47*32.8125=442kmol/h qnV?(R?1)qnD=(13.47+1)*474.8kmol/h

'qnL?qnL?qqnF=442+50=492kmol/h 'qnV?qnV?(q?1)qnF=474.8kmol/h

提馏段：ym?1?L?qFWxn?xW=1.04xn-0.000724

L?qF?WL?qF?W相平衡方程： xn?ynyn ???(??1)yn1.13?0.13yn在精馏段：直至Yi< Yf 理论进料位置：第i块板

在提馏段：直至Yn< YW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜） 利用逐板计算法计算理论板数，用excel输出结果如下：

序号

1

2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

X

0.977459 0.974128 0.970651 0.967023 0.96324 0.959301 0.955201 0.950939 0.946513 0.941922 0.937163 0.932237

Y 0.98 0.977037 0.973939 0.970705 0.967331 0.963814 0.96015 0.956337 0.952374 0.948257 0.943987 0.939562

序号

67 68 69 70 71 72 73 74 75 76 77 78

X

0.608032 0.602764 0.597129 0.591112 0.584695 0.577863 0.570601 0.562896 0.554737 0.546115 0.537023 0.527457

Y

0.636745 0.631629 0.62615 0.620291 0.614032 0.607359 0.600253 0.592701 0.584688 0.576203 0.567236 0.55778

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13 14 15 16 17 18 19 20 0.927144 0.921884 0.916458 0.910869 0.90512 0.899213 0.893152 0.886944 0.93498 0.930244 0.925352 0.920306 0.915109 0.909761 0.904268 0.898632 79 80 81 82 83 84 85 86 0.517417 0.506905 0.495927 0.484496 0.472624 0.460334 0.447647 0.434593 0.547832 0.53739 0.526457 0.515041 0.503151 0.490805 0.478023 0.464829 21 0.880592 22 0.874105 23 0.867488 24 0.86075 25 0.8539 26 0.846947 27 0.8399 28 0.832772 29 0.825572 30 0.818312 31 0.811005 32 0.803662 33 0.796297 34 0.788922 35 0.781549 36 0.774193 37 0.766864 38 0.759577 39 0.752342 40 0.745173 41 0.73808 42 0.731074 43 0.724165 44 0.717364 45 0.71068 46 0.70412 47 0.697692 48 0.691404 49 0.685261 50 0.679268 51 0.673431 52 0.667753 53 0.662237 54 0.656885 0.892858 0.886951 0.880917 0.874764 0.868498 0.862127 0.85566 0.849107 0.842478 0.835782 0.82903 0.822234 0.815406 0.808556 0.801697 0.794841 0.787999 0.781184 0.774406 0.767678 0.761011 0.754414 0.747898 0.741474 0.735149 0.728932 0.722831 0.716854 0.711005 0.705292 0.69972 0.694291 0.68901 0.68388 87 0.421205 88 0.407521 89 0.39358 90 0.379428 91 0.365112 92 0.350681 93 0.336188 94 0.321684 95 0.307221 96 0.292852 97 0.278626 98 0.264592 99 0.250796 100 0.237281 101 0.224085 102 0.211243 103 0.198785 104 0.186738 105 0.175122 106 0.163955 107 0.15325 108 0.143014 109 0.133251 110 0.123964 111 0.115148 112 0.106799 113 0.098908 114 0.091464 115 0.084456 116 0.077869 117 0.071688 118 0.065897 119 0.06048 120 0.055419 0.451253 0.43733 0.423097 0.408599 0.393881 0.378992 0.363985 0.348912 0.333827 0.318786 0.303842 0.289047 0.274452 0.260104 0.246048 0.232324 0.218968 0.206012 0.193483 0.181403 0.169789 0.158656 0.14801 0.137857 0.128198 0.11903 0.110347 0.10214 0.094399 0.08711 0.08026 0.073832 0.067809 0.062175

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55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 0.6517 0.646681 0.644335 0.6418 0.639062 0.636107 0.632921 0.629487 0.625789 0.621812 0.617539 0.612951 0.678903 0.674081 0.671824 0.669385 0.666748 0.663901 0.660828 0.657513 0.653942 0.650097 0.645961 0.641516

121 122 123 124 125 126 127 128 129 130 131 0.050696 0.046295 0.042197 0.038386 0.034845 0.031558 0.028509 0.025683 0.023066 0.020643 0.018402 0.056912 0.052 0.047422 0.043161 0.039197 0.035515 0.032096 0.028926 0.025987 0.023265 0.020745

由上表可以看出所需的理论板数为131块（含釜）， 则实际板数为217,与假设近似，可以认为假设合理！

塔压重新估算：pW= pD?217*0.1*9.81*1=1932.66KPa=1.9MPa

3.4提馏段气液负荷计算

3.4.1塔顶混合物物性数据

1.72Mpa、43℃下，塔顶混合物质由丙烯压缩因子0.8校正后，得到塔顶混合物物性数据： 气相密度：ρV =36.2kg/ m3 液相密度：ρL =482kg/ m3 液相表面张力：σ=5.0mN/m

3.4.2精馏段气液负荷计算

qmV?qnVM?20092.8kg/h?5.5813kg/sqVV?qmV?V?555.05m3/h?0.1542m3/s

qmL?qnLM?18564kg/h?5.1567kg/s

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qqmL3VL???38.51m/h?0.0107m3/s

L此次设计按照塔底的数据进行 3.4.3塔底混合物物性数据

丙烯：1.9MPa，53℃下，丙稀的物性数据：

气相密度：ρ3 V =30kg/ m液相密度：ρL =430kg/ m3

液相表面张力：σ=4.5mN/m

丙烷：1.9MPa，53℃下，丙烷的物性数据：

气相密度：ρ，3 V =28kg/ m液相密度：ρ‘3

L =450kg/ m液相表面张力：σ=4.0 mN/m

塔底混合物由物性数据矫正得，丙烷的临界温度TC?373K力PC?3.9MPa 查得，压缩因子为0.98

按塔底塔板气液相组成修正混合物物性：?PMv=

RTZ 气相密度 ?3v=27.9kg/m；液相密度?L=449.8kg/m3； 液相表面张力?=4.09mN/m ； 平均摩尔质量M=43.96；

q,mv= q,nvM,= 474.8*44=20891.2kg/h

q,vv= q,MV/ρ,V=20891.2/28=746.1 m3/h =0.21 m3/s q,ml= q，nlM，=492*44=21648 kg/h q,，vl= q，Ml/ρ

l

=21648/450=48.1 m3/h =0.0134m3/s

4.热量衡算

1）再沸器热流量：QR=V’·r’

再沸器加热蒸气的质量流量：GR= QR/rR

临界压

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2） 冷凝器热流量：QC=V·r

冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cl·(t2-t1))

2.2塔高与塔径的计算 2.2.1塔径

气相流量：

qVVs′=qmVs′/ρv′=0.21 m3/s

L′

液相流量： qVLs′=qmLs′/ρ

=0.0134m3/s qVLs?LqmLs?VF??LV两相流动参数： =0.256 qVVs?VqmVs?L初选塔板间距 HT=0.45m,查《化工原理》（下册）P107筛板塔泛点关联图，

得：C20=0.06 0.2????20??L??V＝0.169861m/s 液泛气速： uf?C?V 取泛点率0.7

操作气速：u = 泛点率 ×uf=0.11890 m/s

qVVs2A? 气体流道截面积： =1.766 m uC?C20??所以，气体负荷因子： =0.043681 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.12; 则A / AT=1- Ad / AT =0.88 截面积: AT=A/0.88=2.007 m2 塔径： =1.5986m D?4AT 圆整后，取D=1.6m

符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联

?22

AT?D 实际面积： =2.011 m4

?降液管截面积：Ad=AT×0.12= 0.241 m2

气体流道截面积：A=AT-Ad=1.769 m2

qVVsu?实际操作气速： = 0.1187m/s A实际泛点率：u / uf =0.6987

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3.5.2塔高的估算

Np=217

有效高度：Z= HT ×（Np-1）=97.2m 进料处两板间距增大为HT=0.9m

每15块板设一个人孔，则共设臵15个人孔，人孔所在处两板间距增大为0.8m,共15*(0.8-0.45)=5.25m

裙座取5m,塔顶空间高度1.3m,釜液上方气液分离高度取0.6m，釜液高度取2m，封头高度取0.8m

所以，总塔高h=有效高Z+顶部+底部+ 其它

h=97.2+1.3+（2+0.6）+5.25+(0.9-0.45)+5+0.8=113.4m

3.6溢流装置的设计

2.2.3溢流装置的设计

1．

降液管（弓形）

由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT×0.12= 0.24m2

由Ad/AT=0.12,查《化工原理》（下册）P233的图6.10.24可得： lw/D=0.75

所以，堰长lw=0.75D=1.2m 2．

溢流堰

2/3 取E近似为1

?3?qVLh?则堰上液头高： =0.033m>6mm how?2.84?10E??l???W?考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高hw=0.045m,底隙hb=0.03m

2.2.4塔板布置和其余结构尺寸的选取

取塔板厚度б=4mm

进出口安全宽度bs=bs’=90mm

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边缘区宽度bc=50mm

由Ad/AT=0.12,查《化工原理》（下册）图10.2.23可得： bd/D=0.16

所以降液管宽度：bd =0.16D=0.256m

Dx??(bd?bs) =0.454m 2r=D/2-bc=0.75

2

222?1x有效传质面积：A = 0.5548m ?2(xr?x?rsin)ar取筛孔直径：do=4mm,取孔中心距：t=4do= 0.012m

?d?开孔率： = =0.101 ??AoAa0.907?0??t?2

2筛孔面积： = 0.0559mA??AOaq筛孔气速： =3.756m/s uo?VVsoA0A=4449 筛孔个数： n??2d0 4qVLs?降液管底隙液体流速 Ub =0.372m/s lwhb2.3塔板流动性能校核 2.3.1液沫夹带量ev校核 由FLV?qv?Lsqn?VS?L=0.256 泛点率=0.7 查化工原理（下）图10.2.27得 ?V????3.25.7*0.001?u?=0.006 ev????Ht?Hf??=0.000122(kg液体/kg气体) < 0.1 (kg

液体/kg气体)符合要求.

2.3.2塔板阻力hf的核对

hf?h0?hl?h?h0? 式中

1?Vu02d0()2g?LC0 根据?=1 查得C0=0.82

?h0?0.066322m液柱 h??(hw?how) 由 lua?qvvsAT?2Ad=0.137428m/s

0.5F?u??av=0.725902 查化工原理（下）10.2.29图得充气系数?=0.72 气体动能因子a- 22 -

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hl??(hw?how)=0.056396

4?10?3??h?=?L?g?d0=0.000927m液柱

?hf=0.066322+0.056396+0.000927=0.123645m 2.3.3降液管液泛校核

Hd ?hW?hOW???hf?h可取Δ=0 22式中 =0.021188 mhud?q2dVLs??8?qVLs?d??2g?0.153??????lWhb??1.18?10?lh?液柱则 Hd =0.223m?h??Wb?W?hOW???hf?hd液柱 取降液管中泡沫层相对密度：Φ=0.6

则Hd’= =0.372mHd液柱

Hd’=0.37m< H?T+ hw =0.495m 所以不会发生液泛

2.3.4液体在降液管中的停留时间

=8.1025s>5s ??Ad?HTq满足要求 VLs2.3.5严重漏液校核

=0.01486m

h?0?0.0056?0.13?hW?hOW??h? 1u'ho'0.1486k?u?ho?0.06632?0.47328

k=2.11m/s>1.5m/s，满足稳定性要求

并可求得漏液点气速uo'?uok?3.7562.11?1.78 各项校核均满足要求，故所设计筛板塔可用。

2．4负荷性能图

2.4.1过量液沫夹带线

规定：ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体） 为限制条件

得： q3A?1? ?H?3qVLh2?VVh?8.81?103.2T?2.5hW?7.1?10( = 8170.069-152.203q?2/3l)3?VLh

W?由上述关系可作得线① 2.4.2液相上限线

?2/h?q3VLhow?2.84?10?3E????lW???0.006- 23 -

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整理出：qVLh=3.07lw=3.684—— 与y轴平行，由上述关系可作得线② 2.4.3严重漏液线

??0.0056?0.13?hW?hOW??h?h0

将下式分别代入

qVVh/3600?L??u?C2gh? 近似取Co为前面计算的值 000?VAO2/3

?qVLh?how?2.84?10?3E??l?? ?W?得： qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2

?L41.594?10AoCo其中：a= =2934.467 ?V b=0.0056+0.13hw-hσ=0.0105

?1?3.69?10?4? c= =0.000327 ?l???W?2/3得：qVVh =2934.467(0.0105+0.000327qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线③ 2.4.4液相上限线

Ad?HT令 =5s ??qVLh?720HTAd得： =78.17288

由上述关系可作得线④ 2.4.5降液管液泛线

Hd’=HT+hW 令 H

将 Hd?hW?hOW???hf?hd，其中Δ=0 ?

以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得： a'q2?b'?c'q2?d'q2/3VVhVLhVLh

?92V－7 3.934?10/(AoCo)式中：a’= =1.16×10?qVLs?

d

??HT?(????1)hw?h? b’= =0.2196

1.18?10?8/(lw?hb)2 c’= =9.1×10－6 2.84?10?3(1??)/(lw2/3) d’= =0.00433 上述关系可作得降液管液泛线⑤

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L 化工原理课程设计

3500气相流量/(m3/h)塔板负荷性能图严重漏夜线液相下限线液相上限线操作线过量液沫夹带线降液管液泛线30002500200015001000500液体流量/(m3/h)0020406080100120140操作弹性?(qvvh)max/(qvvh)min?1161.5/253.6?4.58?3

由负荷性能图可知，设计点在负荷性能图中的位臵较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度，其他性能均满足要求，故本设计较合理。

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第四章 再沸器的设计

4.1设计任务与设计条件

4.1.1选用立式热虹吸式再沸器

其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）

丙烯=0.02，丙烷=0.98 塔顶压力：1.72MPa 塔底压力 Pw?1720?Np?hf

hf取100mm水柱 Pw=1720+0.98*217=1932.66KPa

4.1.2再沸器壳程与管程的设计

温度（℃） 压力（MPa绝压） 物性数据如下：

1） 壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据： 潜热：rc=2319.2KJ/Kg 热导率：λc =0.683w/(m*K) 粘度：?c =0.283mPa〃s 密度：?c =958.4kg/m3

2） 管程流体在（53℃ 1.933MPa）下的物性数据： 潜热：rb=310KJ/Kg

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壳程 100 0.1013 管程 53 1.933 化工原理课程设计

液相热导率：λb =0.082w/(m〃K) 液相粘度：?b=0.07mPa〃s 液相密度：?3

b=435kg/m液相定比压热容：Cpb=3.44KJ/Kg〃K 表面张力：?b＝0.00394N/m

气相粘度：?v =0.0088mPa〃s 气相密度：?v =30kg/m3

蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0000405 m2 K/kg

4.2估算设备尺寸

热流量：Q 1730.2KR?qmVsrb?w

传热温差：? =45tm℃

假设传热系数：K=800W/( m2 K)

估算传热面积 = 48.06 mAp?QR2

K??t m拟用传热管规格为：Ф25×2mm,管长L=3m

则传热管数：N =204 pT?A?d0L若将传热管按正三角形排列，按式 b?1.1NT?15.71 管心距：t=32mm

则 壳径： =545.8mm

DS?t(b?1)?(2~3)d0圆整后，取Ds?600mm 校核LDs?5，选择合理

取 管程进口接管直径：Di=0.25m

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管程出口接管直径：Do=0.30m

4.3传热系数的校核

4.3.1显热段传热系数K

假设传热管出口汽化率 Xe=0.21 则循环气量：

Wt?Dbqmvs?=26.58kg/s xexe1) 计算显热段管内传热膜系数?i 传热管内径 ：di=25-2×2=21mm

2s?diiNT管内流通截面积： =0.071㎡ 4W2 ?t传热管内质量流速：G = 376.15kg/( m?s) sidiGRe?雷诺数： = 112844>10000 ??bCPb?bP?普朗特数： =2,94 r?i0.80.42

??0.023ReP 显热段传热管内表面系数： = 1522w/( mK) irdi?b2) 壳程冷凝传热膜系数计算?0

QRm?蒸气冷凝的质量流量： = 0.746kg/s rc传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：

M?m =0.0466kg/(m? s) ?d0NTRe?4M???2

? 管外冷凝表面传热系数： = 7126w/ (mK) ??1.88R???2g3?????1/3oeo?= 658<2100

21/3 3) 污垢热阻及管壁热阻

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沸腾侧：Ri=0.000176 m2? K/w 冷凝侧：Ro=0.00009m2? K/w 管壁热阻：Rw= 0.000051 m2? K/w 4）显热段传热系数

12 K?L =782.8w/( m?K) d0d0d01?Ri?Rw?RO??idididm?0

4.3.2 蒸发段传热系数KE计算

1）传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G =1354128 kg/( m2? h)

Xe=0.25时，在X=Xe 的情况下

Xtt???1?x?x???v0.9?b???b?v?0.50.1则1/Xtt=0.9392

再查设计书P96图3－29，得?E=0 在X=0.4Xe=0.1时

1/Xtt?x1?x?b?v?v?b =0.3604 查设计书P96图3－29 得：?'=0.4

泡核沸腾压抑因数：??(?E??')?0.2 2）泡核沸腾表面传热系数:

12?????0.9??0.5?0.1?Qdi?????0.225dP??Ar?? ?Pbb?

bi0.68rnb0.69??b??Pdi???1??????????v?0.330.31=9873.4w/( m2? K)

3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：

?1?x??P??0.023?Re?dbi0.8i0.4r= 1419w/( m2? K)

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对流沸腾因子 ： = 2.1 Ftp?3.51Xtt2

?两相对流表面传热系数: = 2981.3w/( m?K) ?tpFtp?i2

?V??tP?a?nb沸腾传热膜系数： = 4956 w/( m?K)

??0.5

2

?do?Rido?Rwdo?Ro?1? = 1359.6 w/( m?K) ?1KE???????vdididm?o4.3.3显热段及蒸发段长度

? ?t????p??LBC??s?=0.033 L??t??diNTKL?tm???p???C?W??sPwLLtLBC =0.274872L= 0.09857 LCD =L- LBC =2.9

4.3.4传热系数

=KC??KLLBc?KELCD?L 1341m2

2

实际需要传热面积： = 28.7m AC?QKC?tm4.3.5传热面积裕度

H??AP?AC?AC 67.6%>30% =所以，传热面积裕度合适，满足要求

4.4循环流量校核

4.4.1循环系统推动力：

1）当X=Xe/3= 0.087时

Xtt???1?x?x???v0.9?b???b?v?0.50.1=3.315

- 30 -

化工原理课程设计

0.5RL?2 两相流的液相分率： = 0.367 ttX?Xtt?21Xtt?1?

3

两相流平均密度： = 178.6kg/m?tp??v?1?RL???bRL_ 2）当X=Xe=0.23

Xtt'?1?xx?v?b?b?v= 1.065

?????0.9??0.5?0.1Xtt两相流的液相分率： = 0.2151 RL'?0.5

_2?Xtt?21Xtt?1??tp'??v?1?RL???bRL两相流平均密度：

= 117.13kg/m3

根据课程设计表3－19 得：L=0.9m,

_?????????l则循环系统的推动力：? =6261.48pa ??g???PD?LCD?btp?tp?????4.4.2循环阻力⊿Pf：

（1）管程进出口阻力△P1

2i?进口管内质量流速：G =541.4kg/(m〃s) 2DiGRe?釜液进口管内流动雷诺数： = 1933695.78 W0.785Di?b进口管内流体流动摩擦系数：

0.7543 =0.015 ?i?0.01227?0.38Rei进口管长度与局部阻力当量长度：

(Di/0.0254)2Li?0.3426(Di/0.254?0.1914)=29.3m

LiG2?P1??iDi2?b- 31 -

化工原理课程设计

管程进出口阻力: =606.2Pa （2）传热管显热段阻力△P2

=376.15kg/(mG?Wi2

0.785d2N〃s)

iT =112844 Re?DiG?b??0.01227?0.7543R0.38=0.02134

e

PLBCG2?2??d?= 16.3Pa

i2?b（3）传热管蒸发段阻力△P3 a. 气相流动阻力△Pv3

G=376.15kg/(m2〃s) 取X=2/3Xe 则

=52.66kg/(mGV?xG2〃s)

=125667 RediGVV??V =0.021 ?0.7543V?0.01227?R0.38eV?PL2CDV3??Vd?GV2?=134Pa iVb. 液相流动阻力△PL3

G2

L?G?GV=323.5kg/(m〃s) =771956 RediGLL??b?L?0.01227?0.7543R0.38=0.01664 e?PL2LCDGLL3??Ld?i2? =276.5Pa

b?P?P1/41/443?(V3 ? ?PL3) = 3130.04Pa

（4）管内动能变化产生阻力△P4

- 32 -

化工原理课程设计

动量变化引起的阻力系数:

(1?x22M?e)?bxeR??1= 2.7

L?V(1?RL) =883.3 ?P4?G2M/?b（5）管程出口段阻力△P5 a. 气相流动阻力△Pv5

= 376kg/(mG?Wt2

?D2o4〃s) =79kg/(mG2V?XeG〃s)

管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：?

= 35m L'?Do0.0254?20.3426?Do0.0254?0.1914?Re =2691792.4 V?diGV?V =0.015 ?V?0.01227?0.7543R0.38?PLeG2VVV5??Vd?=39.32pa i2?Vb. 液相流动阻力△PL5

GL?G?G2

V=297 kg/(m〃s)

= 1273016.4 RediGLL??b?7543L?0.01227?0.R0.38=0.016 2e?PLGLLL5??Ld?i2?b= 188.14Pa ?P1/41/445 = 1484.9Pa ?(?PV5 ? ?PL5) 所以循环阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + 又因△PD=6261.5Pa

所以 =1.023 ?PD?PfP5=6120.7pa

- 33 -

△ 化工原理课程设计

循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。

- 34 -

化工原理课程设计

第五章 辅助设备的设计

5.1其他换热器设计

5.1.1塔顶冷凝器

拟用10℃水为冷却剂，出口温度为30℃走壳程。 管程温度为43℃ t1??t2

?t?(43?10)?(43?30)m???21.ln?t143?1047K?t2ln43?30管程流率：qmVs=5.5813kg/s 取潜热r=302.54kJ/kg

传热速率：Q= qmVs?r=1688.57kw 壳程取焓变：ΔH=125.5kJ/kg 则壳程流率：qc=Q/ΔH=48437kg/h 假设传热系数：K=850 w/(m2?K) 则传热面积： A?Q?t?92.53m2K?m5.1.2进料预热器

用90℃水为热源，出口约为70℃走壳程 料液由20℃加热至45℃，走管程 传热温差：

?t?t1??t2(90?45)?(70?20)m?ln?t1??47.45K

?t2ln90?4570?20 管程液体流率：qmFh?3600qmFs =2135kg/h 管程液体焓变：ΔH=401kJ/kg

传热速率：Q?qmFh?H=2135×401/3600=237.8kw

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化工原理课程设计

壳程水焓变：ΔH’=125.6kJ/kg 壳程水流率：qc=Q/ΔH=6815.9kg/h 假设传热系数：K=850w/(m2?K) 则传热面积：A ?QK??t?5.896m2m5.1.3塔顶产品冷却器

拟用10℃水为冷却剂，出口温度为20℃。走壳程。管程温度由43℃降至25℃

? t?t1??t2(43?10)?(25?20)m???14

ln?t143?10.8K?t2ln25?20管程流率：qmDs=0.3832kg/s ; 取潜热：r=280kJ/kg

则传热速率：Q= qmDs?r=107.29kw 壳程焓变：ΔH=84.0kJ/kg

则壳程流率：qc=Q/ΔH=4598.14kg/h 假设传热系数：K=850 w/(m2?K) 则传热面积 A?Q?t?8.5286m2K?m5.1.4釜液产品冷却器

拟用10℃水为冷却剂，出口温度为20℃。走壳程。管程温度由52.5℃降到25℃

?t1??t2?(52.5?10)?(25?20)m??tln?t152.5??17.52K?t2ln1025?20管程流率：qmWs=0.2099kg/s

- 36 -

化工原理课程设计

丙烷液体焓变：ΔH =282kJ/kg 传热速率：Q= qmWs?ΔH =59.1918kw 壳程取焓变：ΔH’=84.0kJ/kg 则壳程流率：qc=Q/ΔH=2536.7914kg/h 假设传热系数：K=850 w/(m2?K) 则传热面积：A ?Q??t?3.9747m2Km5.2容器设计

容器填充系数取：k=0.7

5.2.1进料罐（常温贮料）

第56块板为进料板，其中丙烯：XF?0.65 由上面的计算可知WF=63.93%

进料板压力：P=1720+0.98x56=1774.88KPa 进料温度：20℃

丙稀 ρ3 L1 =514kg/m 丙烷 ρL2 =500kg/m3

则 =542 kg/m?1003

L?63.93100?63.93

514?500 进料质量流量：qmFh?3600qmFs =2135kg/h 取停留时间：x取为4天，即x=96h 容器填充系数取：k=0.7

进料罐容积：V 541.221m?qmFhx3

??

Lk- 37 -

化工原理课程设计

5.2.2塔顶产品罐（25℃）

质量流量qmDh=3600qmDs =1379.44 kg/h；

产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数取k=0.7

3

则产品罐的容积 269.689m V??qmDhx?L1k5.2.3回流罐（43℃）

质量流量qmLh=18564kg/h

设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数取k=0.7

3mLh则回流罐的容积 13.755 m V??qx?L1k5.2.4釜液罐

取停留时间为取5天，即x=120h

质量流量qmWh=3600qmWs =755.56 kg/h

3 mWh则釜液罐的容积 259.0766 mV??qx?L2k结果汇总：

序号 1 2 3 4 名称 塔顶产品罐 塔底产品罐 回流罐 进料罐 停留时间/h 96 72 0.25 120 容积/m3 541.221 269.689 13.755 259.0766 表5.1贮罐容积估算结果表

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化工原理课程设计

第六章 管路设计及泵的选择

6.1管路设计

6.1.1进料管线

取料液流速：u=0.5m/s 体积流量qVFs=0.001608m3/s 则

d?4qVFs=0.064m u?取管子规格Ф70×3的管材，其内径为0.064 m 实际流速：u?4qVFs=0.5m/s 2?d6.1.2塔顶蒸汽管

取原料流速：u=15m/s 体积流量：qVVs=0.1542m3/s 则

d?4qVVs=0.114 m u?取管子规格Ф127×7.5 . 其内径为0.114m，其实际流速为 u=4qVVs=15.115m/s

?d26.1.3塔顶产品接管

取原料流速u=0.5m/s，其体积流量：

qVDs?qmDh=0.000795m3/s 3600?L则

d?4qVDs=0.045m u?取管子规格Ф57×6. 其内径为0.045 m，其实际流速为

4qVDs=0.5m/s u??d2- 39 -

化工原理课程设计

6.1.4回流管

取原料流速：u=1.5m/s 体积流量：qVLs=0.0107m3/s 则

4qVLs=0.095m d?u?取管子规格Ф102×3.5. 其内径为0.095m，其实际流速为

u?4qVLs=1.51m/s ?d26.1.5釜液流出管

取原料流速：u=0.5m/s 体积流量：qVWs?则

qmwh=0.0012m3/s 3600?L4qVWs=0.055m d?u?取管子规格Ф60×3.5. 其内径为0.053 m，其实际流速为

u?4qVWs=0.5442m/s ?d26.1.6仪表接管

选管规格：Ф32×3 .

6.1.7塔底蒸汽回流管

取原料流速：u=20m/s 体积流量：qVVs=0.1934m3/s 则

d?4qVVs=0.111m u?取管子规格Ф121×5, 其内径为0.111m，其实际流速为

u?4qVVs=19.9959m/s ?d2各管线的结果汇总：

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