(此文檔為word格式，下載后您可任意編輯修改！)廣東石油化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書設(shè)計(jì)題目:1.3068萬(wàn)噸年苯—甲苯連續(xù)精餾裝置工藝設(shè)計(jì)

化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(應(yīng)化10級(jí)各班適用)任務(wù)名稱：1.3068萬(wàn)噸年苯-甲苯連續(xù)常壓精餾裝置工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書任務(wù)給定條件處理量為：2班(1500+學(xué)號(hào)×150)kg........................................................................................................................103.3.4操作線方程..............................................................................................................113.3.5用圖解法算理論板數(shù)..............................................................................................113.3.6求平均塔效率ET......................................................................................................113.3.7求實(shí)際塔板數(shù)..........................................................................................................113.4塔的精餾段操作工藝條件及計(jì)算.................................................................................123.4.1平均壓強(qiáng)............................................................................................................123.4.2進(jìn)料溫度的計(jì)算......................................................................................................123.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算..............................................................................................133.4.4平均密度計(jì)算..........................................................................................................143.4.5液體平均表面張力計(jì)算..........................................................................................153.4.6液體平均粘度計(jì)算..................................................................................................163.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算.........................................................................................173.5.1負(fù)荷計(jì)算R1=3.93.................................................................................................173.5.1.1精餾塔的汽、液相負(fù)荷：..............................................................................173.5.1.2Vs和Ls計(jì)算................................................................................................173.5.2塔徑的計(jì)算..............................................................................................................183.5.3精餾塔有效高度的計(jì)算..........................................................................................193.5.4塔頂、塔底空間......................................................................................................203.5.4.1塔頂空間.....................................................................................................203.5.4.2塔底空間....................................................................................................203.5.4.3封頭高度...................................................................................................203.5.4.4裙座高度.............................................................................................20.3.5.5塔壁厚計(jì)算、塔總高度...................................................................................................203.6.F1型浮閥塔板設(shè)計(jì)（以塔頂?shù)诙K為例）......................................................203.6.1溢流裝置.................................................................................................................223.6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列..................................................................................233.6.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算..................................................................................................233.6.3.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降..........................................................................233.6.3.2液泛..................................................................................................................243.6.3.3霧沫夾帶..........................................................................................................243.6.4塔板的負(fù)荷性能圖..............................................................................................243.6.4.1霧沫夾帶線......................................................................................................243.6.4.2液泛線..............................................................................................................253.6.4.3液體負(fù)荷上限線..............................................................................................253.6.4.4漏夜線..............................................................................................................263.6.4.5液相負(fù)荷下限線.............................................................................................263.6.5操作彈性計(jì)算..........................................................................................................26裝置熱衡算確定熱換器（以一秒計(jì)算為例）.......................................................274.1塔頂冷凝器......................................................................................................................274.2塔底再沸器......................................................................................................................274.3塔釜產(chǎn)品冷卻器...............................................................................................................28經(jīng)費(fèi)估算............................................................................................................................295.1設(shè)備費(fèi)用計(jì)算...................................................................................................................295.1.1塔體費(fèi)用...................................................................................................................295.1.2塔板費(fèi)用...................................................................................................................295.1.3總換熱器費(fèi)用...........................................................................................................295.1.4總設(shè)備費(fèi)用...............................................................................................................295.2固定資產(chǎn)折舊后年花費(fèi)用...............................................................................................295.3主要操作年費(fèi)用計(jì)算.......................................................................................................305.3.1清水用量費(fèi)用...........................................................................................................305.3.2柴油用量費(fèi)用...........................................................................................................305.3.3料液輸送費(fèi)...............................................................................................................305.3.4總操作費(fèi)用...............................................................................................................305.4年總成本............................................................................................................................305.5年總收益............................................................................................................................305.6年純收入............................................................................................................................30設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表...............................................................................................................31個(gè)人總結(jié)及對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述 .................................................................................32附圖......................................................................................................................................33一、前言化工原理課程設(shè)計(jì)是理論系實(shí)際的橋梁，是讓學(xué)生體察工程實(shí)際問(wèn)題復(fù)雜性的初次嘗試。通過(guò)化工原理課程設(shè)計(jì)，要求我們能夠綜合運(yùn)用化工原理上下冊(cè)的基本知識(shí)，進(jìn)行融匯貫通的獨(dú)立思考，在規(guī)定的時(shí)間內(nèi)完成指定的設(shè)計(jì)任務(wù)，從而得到以化工單元操作為主的化工設(shè)計(jì)的初步訓(xùn)練。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，我們了解到工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握典型單元操作設(shè)計(jì)的主要程序和方法，培養(yǎng)了分析和解決工程實(shí)際問(wèn)題的能力。同時(shí)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)，還可以使我們樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的工作作風(fēng)。二、設(shè)計(jì)方案的確定2.1處理量確定依設(shè)計(jì)任務(wù)書可知，處理量為:1500+1×150=1650kg-POB)(POA

-POB)=0.992,可得Pmin=15.74Kpa.取塔頂操作壓力P=15.74+0.1*1000=115.74Kpa3.2精餾塔物料恒算3.2.1摩爾分?jǐn)?shù)由以上可知，摩爾分?jǐn)?shù)為xf=0.388，xD=0.983，xw=0.01183.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾量原料液的平均摩爾質(zhì)量：MF＝78.11×0.388＋(1－0.388)×92.14＝86.696kgkmol塔頂液的平均摩爾質(zhì)量：MD＝78.11×0.983＋(1－0.983)×92.14＝78.349kgkmol塔底液的平均摩爾質(zhì)量：MW＝78.11×0.0118＋(1－0.0118)×92.14＝91.974kgkmol3.2.3質(zhì)量物料恒算與負(fù)荷計(jì)算及其結(jié)果表全塔物料衡算：進(jìn)料液：F=1650（kg從而算得苯--甲苯物系在某些溫度t下的a值（附x值）t(℃)859095100105α2.542.512.462.412.37從而推出所以平衡線方程因?yàn)閝=0.25所以Q線斜率且過(guò)點(diǎn)因此得Q線方程：計(jì)算得Q線方程與平衡線方程交點(diǎn)=（0.24,0.43）又因?yàn)楣蔙=2.91×1.35=3.933.3.4操作線方程精餾段操作線方程為：提餾段操作線方程為：3.3.5用圖解法算理論板數(shù)用圖解法得出理論塔板數(shù)作圖如后面附圖所示=15（包括再沸器）,進(jìn)料板為第8層其中=7，=7(不包括再沸器)3.3.6求平均塔效率ET前面已計(jì)算可知平均塔溫為tm=（80.5*109.6）12=93.93℃。由經(jīng)驗(yàn)式[3]式中，μ—塔頂及塔底平均溫度下的液體的平均粘度；—塔頂及塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度在℃苯的粘度:厘泊。甲苯的粘度:厘泊。加料液體的平均粘度：=+（1-)=0.273厘泊。3.3.7求實(shí)際塔板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)全塔實(shí)際塔板數(shù)N=263.4塔的精餾段操作工藝條件及計(jì)算3.4.1平均壓強(qiáng)塔頂操作壓力計(jì)算PD=98kPa每層塔板壓降△P=0.7kPa第二塔板P1=98+0.7=98.7kPa精餾塔進(jìn)料口上第三板精餾塔進(jìn)料口下第二板3.4.2進(jìn)料溫度的計(jì)算對(duì)應(yīng)的溫度為塔底溫度，為℃。對(duì)應(yīng)的溫度為塔頂溫度，為℃。精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：平均塔溫為tm=（80.5*109.6）12=93.93℃。第二塔板的溫度：由t-x-y圖得精餾塔進(jìn)料口上第三板的溫度：精餾塔進(jìn)料口下第二板的溫度：綜上可知：操作溫度操作壓力組成x組成y塔頂?shù)诙?0.598.70.9590.983進(jìn)料口上第三板92.271050.5010.721進(jìn)料口下第二板97.92108.50.3250.5403.4.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂：XD=Y1=0.983，X1=0.959進(jìn)料板：由=0.388,查t-x-y圖知:=0.605塔釜：，精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量：第二塔板摩爾質(zhì)量計(jì)算：由=0.932=0.971，查平衡曲線（圖1），得=+(1-)=+(1-)同理可得=82.02KgKmol=85.11KgKmol=84.56KgKmol=87.57KgKmol綜上可知：塔頂?shù)诙?8.60079.638進(jìn)料口上第三板82.0285.11進(jìn)料口下第二板84.5687.573.4.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段氣相密度：提留段氣相密度：液相平均密度計(jì)算由式求相應(yīng)的液相密度。對(duì)于塔頂：時(shí),用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對(duì)于進(jìn)料板：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)對(duì)于塔底：用內(nèi)插法求得下列數(shù)據(jù)精餾段平均密度：提餾段平均密度：第二塔板氣相密度計(jì)算：同理可得第二塔板液相密度計(jì)算：由=81.677℃查手冊(cè)得,=813.248第二板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為同理可得綜上可知：ρLm塔頂?shù)诙?.61811.88進(jìn)料口上第三板2.83799.57進(jìn)料口下第二板2.97793.473.4.5液體平均表面張力計(jì)算液體表面張力σM=對(duì)于塔頂：由℃查手冊(cè)得對(duì)于進(jìn)料板：由查手冊(cè)得對(duì)于塔底：由查手冊(cè)得精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：3.4.6液體平均粘度計(jì)算塔頂液相平均的黏度的計(jì)算由℃查表得：進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由查表得：同理可得塔底液相平均的黏度的計(jì)算由℃查表得：同理可得精餾段液相平均粘度提餾段液相平均粘度3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.5.1負(fù)荷計(jì)算R1=3.933.5.1.1精餾塔的汽、液相負(fù)荷：精餾段：液相流量：L=R×D=3.93×7.372=28.972kmol，板上液層高度hL=0.06m，則HT-查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.064取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=0.8m2、提餾段塔徑計(jì)算，由（由式）由課程手冊(cè)108頁(yè)圖5-1查圖的橫坐標(biāo)為取板間距HT=0.35m，板上液層高度hL=0.06m，則HT-查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.064取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=0.8m根據(jù)上述精餾段和提餾段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為：D=0.8m塔塔截面積為：AT=π4×D2=0.5024m2精餾段實(shí)際空塔氣速為:提餾段實(shí)際空塔氣速為:3.5.3精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（13-1）×0.35=4.2m提餾段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（13-1）×0.35=4.2m另外，在塔頂開一個(gè)人孔，其塔板距為0.8m故精餾塔的有效高度為：Z=Z精+Z提=4.2+4.2+0.8=9.2m3.5.4塔頂、塔底空間3.5.4.1塔頂空間取塔頂3.5.4.2塔底空間假定塔底空間依儲(chǔ)存液量停留5分鐘，那么塔底液高取塔底液面距最下面一層板留1.16米，故塔底空間HB=0.496+1.16=1.656m3.5.4.3封頭高度3.5.4.4裙座高度3.5.5塔壁厚計(jì)算、塔總高度取每年腐蝕0.3mm，因限制用年數(shù)為15年，年壽終了的最低那么壁厚故按標(biāo)準(zhǔn)，取壁厚10mm塔總高度3.6.F1型浮閥塔板設(shè)計(jì)（以塔頂?shù)诙K為例）3.6.1溢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：A.堰長(zhǎng):取堰長(zhǎng)B.出口堰高:，近似取E=1，則=0.06-0.0087=0.0513m同理可得=0.0508m=0.0506m綜上可知hw塔頂?shù)诙K0.0513進(jìn)料口上第三板0.0508進(jìn)料口下第二板0.0506C.弓形降液管寬度和面積：由,查弓形降液管的寬度和面積圖可得，故驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間：，故降液管設(shè)計(jì)合理。同理可得綜上可知θ塔頂?shù)诙K16.08進(jìn)料口上第三板14.77進(jìn)料口下第二板14.28D.降液管底隙高度液體通過(guò)降液管底隙的流速一般為0.07~0.25ms，取液體通過(guò)降液管底隙的流速，則有：故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理同理可得綜上可知ho塔頂?shù)诙K0.0115進(jìn)料口上第三板0.0125進(jìn)料口下第二板0.01303.6.2塔板布置及浮閥數(shù)目與排列A塔板的布置本設(shè)計(jì)塔徑為D=0.8m，因，故塔板采用分塊式,分為三塊。取邊緣區(qū)域?qū)挾乳_孔區(qū)面積數(shù)據(jù)代入上式得0.3187mB浮閥數(shù)目與排列選用F1型重閥，浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，閥孔直徑=39mm，取同一排的孔心距t=75mm取閥孔動(dòng)能因子=10，孔速每一層塔板上的浮閥數(shù)N同理得則排間距取t’=65mm按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作圖核算得：閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)。塔板開孔率=uu=0.6156.21=9.90%同理得塔板開孔率=uu=0.6155.98=10.28%塔板開孔率=uu=0.6415.84=10.98%綜上可知N開孔率塔頂?shù)诙K416.219.90進(jìn)料口上第三板415.9810.28進(jìn)料口下第二板415.8410.983.6.3塔板流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.3.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降：A.干板阻力:因?yàn)?gt;,故B.板上充氣液層阻力:由液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)m液柱C.液體表面張力所造成的阻力：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)?shù)囊褐邽?0.034+0.030=0.064m液柱.則單板壓降＜700Pa故設(shè)計(jì)合理。同理得綜上可知ΔP塔頂?shù)诙K509.73進(jìn)料口上第三板502.00進(jìn)料口下第二板505.213.6.3.2液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，≤φ(+)其中=++A.依前面可知，=0.064m液柱B.液體通過(guò)降液管的壓頭損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故液柱，同理得C.板上液層高度，前已選定=0.06m則=0.064+0.06+0.00259=0.127m同理得=0.1266m=0.1276m取φ=0.4又已選定=0.35m，=0.0513m，則φ(+)=0.4×（0.35+0.0513）=0.161m可見＜φ(+),符合防止液泛的要求.綜上可知φ(+)塔頂?shù)诙K0.0002590.1270.161進(jìn)料口上第三板0.0002600.12660.160進(jìn)料口下第二板0.0002570.12760.1603.6.3.3霧沫夾帶a.泛點(diǎn)率=板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度=D-2=0.8-2×0.0992=0.6016m板上液體面積=-2=0.502-2×0.0363=0.4294m苯和甲苯按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖查得=0.112泛點(diǎn)率=b.泛點(diǎn)率=泛點(diǎn)率依倆式算出泛點(diǎn)率均在70％以下，故知霧沫夾帶量能滿足＜0.1kg(液)kg(氣)的要求同理可得進(jìn)料口上第三板a.泛點(diǎn)率=37.44％b.泛點(diǎn)率=39.47％進(jìn)料口下第二板a.泛點(diǎn)率=37.45％b.泛點(diǎn)率=39.43％3.6.4塔板的負(fù)荷性能圖3.6.4.1霧沫夾帶線依據(jù)泛點(diǎn)率=按泛點(diǎn)率=70%，代人數(shù)據(jù)化簡(jiǎn)整理得：=-14.407+0.593,作出霧沫夾帶線(1)如附圖中—圖所示。同理可得霧沫夾帶線進(jìn)料口上第三板=-13.728+0.570進(jìn)料口下第二板=-13.293+0.5573.6.4.2液泛線依前可知=++≤φ(+)φ(+)=由此式確定液泛線，忽略項(xiàng)。即：因,、、、、、均為定值，把有關(guān)數(shù)據(jù)代人整理得液泛線：任意取3點(diǎn)坐標(biāo)如下：（0.001，0.3856）,(0.003,0.2472),(0.005,0.0284),在Vs-Ls圖中作出液泛線（2），同理可得：液泛線進(jìn)料口上第三板進(jìn)料口下第二板對(duì)進(jìn)料口上第三板任意取五點(diǎn)坐標(biāo)如下：（0.001，0.59098）,(0.003,0.48596),(0.005,0.25019)對(duì)進(jìn)料口下第二板任意取五點(diǎn)坐標(biāo)如下：（0.001，0.5726）,(0.003,0.4762),(0.005,0.2719)3.6.4.3液體負(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3-5s，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間.=3--5S則液相負(fù)荷上限線（3）在Vs-Ls圖中為與氣相流量無(wú)關(guān)的垂線。同理可得：液相負(fù)荷上限線進(jìn)料口上第三板進(jìn)料口下第二板3.6.4.4漏夜線對(duì)于F1型重閥，依據(jù)計(jì)算，則 又知?jiǎng)t作氣相負(fù)荷下限線，與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線（4）同理可得：漏液線進(jìn)料口上第三板進(jìn)料口下第二板3.6.4.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層上高度=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，即=0.006m從而計(jì)算出下限值，取E=1則，依此作出液相負(fù)荷下限線(5)，該線為氣相流出無(wú)關(guān)的豎直線。同理可得：液相負(fù)荷下限線進(jìn)料口上第三板進(jìn)料口下第二板3.6.5操作彈性計(jì)算依附圖中的Vs-Ls圖可知，由，得因故操作彈性=同理可得：操作彈性進(jìn)料口上第三板0.00159進(jìn)料口下第二板0.00168四、裝置熱衡算確定熱換器（以一秒計(jì)算為例）4.1塔頂冷凝器塔頂采用30℃的冷回流求平均溫度依以上可知T塔頂（80.5℃）→TD(30℃)t2(45℃)←t1(25℃)35.55故由tD＝80.6℃，查液體汽化潛熱熱共線圖得：氣體摩爾體積8.314（80.6+273.15）98=30.0m3kmol蒸汽體積流量36.344×30=1090.32m3，管層數(shù)Np為1，中心排管數(shù)為11，換熱管長(zhǎng)度L為6m，換熱面積為34.9m2。水的比熱容冷凝水的質(zhì)量流量=314.16×1000（4183×20）=3.76kgs冷卻水用量為W總1=3.76×3600×24×330=10.72萬(wàn)噸年4.2塔底再沸器T柴油:290℃→160℃TW:109.6℃←109.6℃:180.4℃50.4℃故由109.6℃，查液體汽化潛熱熱共線圖得：371.4kJkg氣體摩爾體積=27.55m3kmol氣體流量=22.07×27.55=608.03m3，管層數(shù)Np為4，中心排管數(shù)為4，換熱管長(zhǎng)度L為3m，換熱面積為6.4m2。柴油的比熱容加熱蒸汽的質(zhì)量流量QCp219.13×1000(2177.6×180.3)=0.56kgs柴油用量為W總=0.56×3600×24×330=1.60萬(wàn)噸年4.3塔釜產(chǎn)品冷卻器由上知塔釜產(chǎn)品換熱到160℃，所以再用冷卻水冷卻即可。:109.6℃→35℃t:45℃←25℃:64.6℃10℃,查手冊(cè)得72.3℃溫度下的苯和甲苯的比熱皆為1.8619kJ(kg·℃)故依然取K=600wm2.℃，所以41.45×1000(600×29.27)=2.36m2公稱直徑DN為0.159m，管層數(shù)Np為1，中心排管數(shù)為5，換熱管長(zhǎng)度L為3m，換熱面積為2.6m2。水的比熱容41.45×1000（4183×10）=0.99kgs冷卻水用量為W總2=0.99×3600×24×330=2.83萬(wàn)噸年五、經(jīng)費(fèi)估算5.1設(shè)備費(fèi)用計(jì)算5.1.1塔體費(fèi)用塔體真實(shí)直徑為塔徑加壁厚即：0.8+0.01*2=0.82m故其塔體截面積為：4×0.822=0.53m2由前面計(jì)算可知塔高度所以其塔體體積為=14.256×0.53=7.56立方米按塔體報(bào)價(jià)5000元（立方米塔），故其塔體費(fèi)用為：7.56×5000=3.78萬(wàn)元5.1.2塔板費(fèi)用塔板總面積=0.5024×26=13.06m23000元(平方米F1型浮閥(重閥)塔板)，故其塔板總費(fèi)用為：13.06×3000=3.92萬(wàn)元5.1.3總換熱器費(fèi)用3個(gè)換熱器的總面積為：34.9+6.4+2.6=43.9m2按傳熱面積報(bào)價(jià)4000元平方米，故其總換熱器費(fèi)用：43.9×4000=17.56萬(wàn)元5.1.4總設(shè)備費(fèi)用總設(shè)備費(fèi)用為：3.78+3.92+17.56=25.26萬(wàn)元5.2固定資產(chǎn)折舊后年花費(fèi)用折舊后每年設(shè)備花出的費(fèi)用按下列公式估算：1.19×25.26÷15=2.874萬(wàn)元5.3主要操作年費(fèi)用計(jì)算5.3.1清水用量費(fèi)用依據(jù)前面可知，每年塔頂冷凝器冷卻水用量為W總1=3.76×3600×24×330=10.72萬(wàn)噸年釜液冷卻一年用水量為：W總2=0.99×3600×24×330=2.83萬(wàn)噸年按冷卻水報(bào)價(jià)為16元噸故其冷卻水總費(fèi)用為：16×（10.72+2.83）×10000=216.8萬(wàn)元年5.3.2柴油用量費(fèi)用依據(jù)前面可知，每年再沸器柴油用量為W總=0.56×3600×24×330=1.60萬(wàn)噸年按柴油費(fèi)報(bào)價(jià)為160元噸故其柴油總費(fèi)用為：160×1.6×10000=256萬(wàn)元年5.3.3料液輸送費(fèi)按料液輸送報(bào)價(jià)3元（噸小時(shí)），得其年料液輸送費(fèi)為：1.3068×10000×3=3.9204萬(wàn)元年5.3.4總操作費(fèi)用由上可得其總操作費(fèi)用為：216.8+256+3.9204=476.72萬(wàn)元年5.4年總成本由以上可得年總成本為：年設(shè)備費(fèi)+年總操作費(fèi)=25.26÷15+476.72=478.41萬(wàn)元年5.5年總收益加工純利潤(rùn)600元噸原料油則年總收益為：600×1.3068×10000=784.08萬(wàn)元元5.6年純收入年純收入=年總收益-年總成本=784.08-478.41=305.67萬(wàn)元六．設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算結(jié)果精餾段塔頂以下第二塊進(jìn)料板上第三塊進(jìn)料板下第三塊1平均溫度tm℃81.67792.2797.922平均壓力Pmkpa98.7105108.53平均流量氣相Vsm3s0.3040.2930.2864液相Lsm3s0.000790.000860.000895實(shí)際塔板數(shù)Np塊236塔的有效高度Zm8.47塔徑Dm0.88板間距Hm0.359塔板溢流形式單溢流型10空塔氣速ums0.61511溢流裝置溢流管形式弓形12溢流堰長(zhǎng)度Lwm0