丙烯-丙烷精馏装置设计概述.doc

化工原理课程设计化工原理课程设计 丙烯丙烯-丙烷精馏装置设计丙烷精馏装置设计 处 理 量：60kmol/h 产品质量：（以丙稀摩尔百分数计） 进 料：xf65 塔顶产品：xD98 塔底产品: xw2 安装地点： 总板效率：0.6 塔板位置：塔底 塔板形式：筛板 回 流 比：1.2 班班 级：级： 姓姓 名：名： 学学 号：号： 指导老师：指导老师： 设计日期：设计日期： 成成 绩：绩： 前前 言言 本设计说明书包括概述、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详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管 路的设计也做了正确的说明。 鉴于本人经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！ 目录 第一章第一章 精馏过程工艺设计概述精馏过程工艺设计概述.- 1 - 一、概述.- 1 - 二、工艺设计基本内容.- 1 - 1、塔型选择.- 1 - 2、板型选择.- 1 - 3、进料状态.- 2 - 4、回流比.- 2 - 5、加热剂和再沸器的选择.- 2 - 6、冷凝器和冷却剂选择.- 3 - 三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）.- 3 - 第二章第二章 筛板塔的工艺设计筛板塔的工艺设计.- 4 - 一、物性数据的确定.- 4 - 1、塔顶、塔底温度确定.- 4 - 2、回流比计算.- 5 - 3、全塔物料衡算.- 5 - 4、逐板计算塔板数.- 6 - 5、确定实际塔底压力、板数：.- 6 - 二、塔板设计.- 7 - 1、塔高计算.- 7 - 2、塔径计算.- 7 - 3、塔板布置和其余结构尺寸的选取.- 8 - 4、塔板校核.- 9 - 5、负荷性能图.- 11 - 第三章第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计立式热虹吸再沸器的工艺设计.- 14 - 一、设计条件及物性参数.- 14 - 二、工艺设计.- 14 - 1、估算再沸器面积.- 14 - 2、传热系数校核.- 15 - 3、循环流量校核.- 18 - 第四章第四章 管路设计管路设计.- 22 - 一、物料参数.- 22 - 二、设计.- 22 - 第五章第五章 辅助设备的设计辅助设备的设计.- 24 - 一、储罐设计.- 24 - 二、传热设备.- 25 - 三、泵的设计.- 26 - 第六章第六章 控控 制制 方方 案案.- 30 - 附录附录 1.理论塔板数计算理论塔板数计算.- 31 - 附录附录 2.过程工艺与设备课程设计任务书过程工艺与设备课程设计任务书.- 33 - 附录附录 3.主要说明符号主要说明符号.- 37 - 参考资料：参考资料：.- 38 - 第一章第一章 精馏过程工艺设计概述精馏过程工艺设计概述 一、概述一、概述 化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序 列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目 建设过程大致可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段 2）工程设计阶段 3）项目的施工阶段 4）项目的开车、考核及验收 单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性 2）过程的经济 性 3）过程的安全性 4）清洁生产 5）过程的可操作性和可控制性 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸 馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的 气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可 采用精馏的方法予以实现。 精馏过程在能量剂驱动下，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 中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程， 必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由 这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。 二、工艺设计基本内容二、工艺设计基本内容 1、塔型选择、塔型选择 一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操 作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类， 板式塔和填料塔。 本设计选取的是板式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在 液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在 安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造 价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次 设计中，设计者选择了板式塔。 在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的 板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板 间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、 阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市 场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。 2、板型选择、板型选择 板式塔大致分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向 筛板等；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较 多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 本设计为筛板塔，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降 小，板上液面落差小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。 其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘度性大的、脏的 和带固体粒子的料液。 操作压力 精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上 的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生 产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加， 同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对于 我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中， 塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在 1.6MPa 的绝对压力下进行操作时，精馏 塔内塔顶温度为 42.99，塔底温度为 51.22，这使得我们在冷凝器中可以使 用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能 耗，也就降低了操作费用。 3、进料状态、进料状态 进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不 同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料 的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果进料为过 冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这 样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于 r。这时，精馏段和提馏段 的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易 于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物 流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降 低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、 液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段各板的分 离能力，使其所需的塔板数增加。 4、回流比、回流比 回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。 对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相 对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=11.02。由经验操作，回流比为最小回流比的 1.22.0 倍，根据任务书要求， 取回流比系数为 1.2，所以计算时所用的回流比为 R=13.22。 5、加热剂和再沸器的选择、加热剂和再沸器的选择 再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制， 并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中 采用的是 100下的饱和水蒸气（1 个标准大气压） 。 我们所要分离的物系为丙烯丙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合， 故采用间壁式换热器。 本设计采用立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管 内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间 的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热 段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著 优点。但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或 较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。 6、冷凝器和冷却剂选择、冷凝器和冷却剂选择 本设计用水作为冷却剂。 冷凝器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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器 三、工艺流程（见丙烯三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）丙烷工艺流程图） 由 P-101A/B 泵将要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐 V-101 引出，送入 塔 T-101 中。T-101 塔所需的热量由再沸器 E-102 加入，驱动精馏过程后，其热 量由冷凝器 E-102 从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵 P- 103A/B 一部分送至 T-101 塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐 V-104 中。T-101 塔排出的釜液，由泵 P-102A/B 送入丙烷产品罐 V-103 中。 第二章第二章 筛板塔的工艺设计筛板塔的工艺设计 设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量 x =65%（摩尔百分数） f 塔顶丙烯含量=98%，釜液丙烯含量2%，总板效率为 0.6。 D x w x 操作条件：建议塔顶压力 1.62MPa（表压） 安装地点：大连 设计方案： 塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数 R/Rmin 塔顶筛板601.4 一、物性数据的确定一、物性数据的确定 1、塔顶、塔底温度确定、塔顶、塔底温度确定 、塔顶压力 Pt=1620+101.325=1721.325KPa； 假设塔顶温度 Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度 Tt=316.145K 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.98 0006 . 0 1/1/1x BAAA n i i KYKY 结果小于 10-3。 所以假设正确，得出塔顶温度为 316.145。用同样的计算，可以求出其他塔 板温度。 1=KA/KB=1.15 、塔底温度 设 NT=128（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=213 按每块阻力降 100 液柱计算 pL=470kg/m3 则 P 底=P 顶+NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000 =1885KPa 假设塔顶温度 Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度 T=324.37K 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 XA=0.02 0004 . 0 1/11y BAAA n i i KXKX 结果小于 10-3。 所以假设正确，得出塔顶温度为 324.37。用同样的计算，可以求出其他塔 板温度。 2=KA/KB=1.112 所以相对挥发度 =（1+2）/2=1.131 2、回流比计算、回流比计算 泡点进料：q=1 q 线：x=xf = 65% 2.011 5.60-8.60 8.60-8.90 min ee eD xy yx R 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.677; R=1.2Rmin=13.2189; 3、全塔物料衡算、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得： qnDh =39.375kmol/h ; qnWh=20.625kmol/h 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量： 精馏段精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh 提提留段：留段：qnLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q) qnFh 代入回流比 R 得： 精馏段： qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h； 提馏段 ： qnLh=580.494 kmol/h ；qnVh=559.869 kmol/h； M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol MD=xdMA+(1-xd)MB=0.98420.0244=42.04kg/kmol x x x x y 131. 01 13.11 ) 1(1 MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02420.9844=43.96kg/kmol qmfs= qnfhM/3600=0.7117kg/s qmDs= qnDhMD/3600=0.4598 kg/s qnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/s qmLs=RqmDs =6.078 kg/s qmVs=(R+1) qmDs =6.538 kg/s qmLS= qmLs +q qmfs =6.7899 kg/s qmVs= qmVs -(1-q) qmfs =6.538 kg/s 4、逐板计算塔板数、逐板计算塔板数 精馏段： y1=xD=0.98 n n n n n y y y y x 0.1311.131) 1( 直至 xi xf 理论进料位置：第 51 块板 进入提馏段： n n n n n y y y y x 0.1311.131) 1( 000736779 . 0 683x3.01 qq y nn F 1 nW nWnFL nW n nWnFL nnL n x qqq q x qqq qqq 直至 xn xW 计算结束。理论板数：Nt=128（含釜） 由 excel 计算的如表附录 1. 5、确定实际塔底压力、板数：、确定实际塔底压力、板数： 进料板 Nf=i/0.6=101, 实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=213； 塔底压力 Pb=Pt+0.479.810.1213（Np）=1819KPa; （0.47 为 89226.0029679 . 0 11 1 n D nn x R x x R R y 塔顶丙烯密度） 二、塔板设计二、塔板设计 1、塔高计算、塔高计算 取塔板间距 HT=0.45m 塔的有效高度 Z=HT(NP-1)=0.45212=95.4 顶部高度取 1.3m 釜液高度取 2m，液面-板取 0.6m 每 20 块板设一人孔，则共有 10 个人孔，人孔高为 0.6m 10*0.6=6m 进料板与上一板间距为 2HT=0.9m 塔体高度=塔有效高度 Z+顶部高度+底部高度+其他 =95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45) =106 2、塔径计算、塔径计算 物性参数确定 塔顶压力温度气相密度液相密度液相表面张力 1721.325KPa42.995 26kg/ m3470kg/ m34.76mN/m 塔底压力温度气相密度液相密度液相表面张力 188552.22 35kg/ m3447kg/ m33.6 mN/m 气相流量：qmVs=6.538kg/s qVVs=qmVs/v=0.25146m3/s 液相流量：qmLs=6.0782kg/s qVLs=qmLs/L=0.0129m3/s 两相流动参数： =0.219 初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理 （下册）P237 筛板塔泛点关联图， 得：C20=0.062 所以，气体负荷因子： =0.0465 液泛气速： 0.1923m/s 取泛点率0.7 则操作气速：u = 泛点率 uf=0.135 m/s 气体流道截面积： =1.868 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT= =0.103;(查书 164) L V m m sV sV LV q q q q F Vs Ls V L V L 2 . 0 20 20 CC V VL f Cu u q A VVs 则A / AT=1- Ad / AT = =0.897 截面积: AT=A/0.88=2.0828 m2 塔径： =1.628m 圆整后，取 D=1.7m 符合化工原理书 P237 表 10.2.6 及 P231 表 10.2.2 的要求。 塔板实际结构参数校正： 实际面积： =2.2698 m2 降液管截面积：Ad=AT0.103= 0.233m2 气体流道截面积：A=AT-Ad=2.036 m2 实际操作气速： = 0.124 m/s 实际泛点率：u / uf =0.6423（要求在 0.6-0.8 之间） 降液管流速 ud=qvLs/Ad=0.55 3、塔板布置和其余结构尺寸的选取、塔板布置和其余结构尺寸的选取 取进、出口安定区宽度；边缘宽度mbb ss 1 . 0 mbc05 . 0 根据，由化工原理图 10.2.23 可查得，103 . 0 T d A A 16 . 0 D bd 故降液管宽度mDbd272 . 0 7 . 116 . 0 16 . 0 由 mb D r mbb D x r x rxrxA c sd a 8 . 005 . 0 85 . 0 2 478 . 0 ) 1 . 0272 . 0 ( 2 4 . 1 )( 2 )arcsin 180 (2 222 故，有效传质区面积 2 628 . 0 mAa 取筛孔直径，筛孔中心距 mmd6 0 mmdt183 0 则开孔率 1 . 0) 3 1 (907 . 0 )(907 . 0 2200 t d A A a 故，筛孔总截面积 2 0 0628 . 0 628 . 0 1 . 0mAA a AT D 4 2 4 DAT A q u VVs 筛孔气速sm A q u VVs /007 . 4 0 0 筛孔个数（个）220 106 4 0628 . 0 4 62 2 0 0 d A n 选取塔板厚度（书 241 页） ，取堰高（书 234 和 238 页） mm4 mhw06 . 0 由，查化工原理图 6.10.24 得，103 . 0 T d A A 73 . 0 D lw mlw241 . 1 7 . 173 . 0 液流强度516.37 w VLh l q 由式 m l q Eh w VLh ow 0318 . 0 )(1084 . 2 3/23 考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙（书 234） mhb03 . 0 降液管低隙液体流速347 . 0 b bw VLs hl q U 4、塔板校核、塔板校核 、液沫夹带量 v e 由和泛点率 0.6243，查化工原理图 10.2.27 得，2187 . 0 LV F007 . 0 则kg 液体/kg 气体 v e006554 . 0 1 m mVs Ls q q 30%415.39/ )( ccp AAAH 该再沸器的传热面积合适。 3、循环流量校核、循环流量校核 A、循环系统的推动力、循环系统的推动力 当时，计算 Lockhat-Martinell 参数0716 . 0 3/ e xx 计算两相流的液相分率4596 . 3 )()( )1 ( 1 . 05 . 0 9 . 0 V b b V tt x x X 37386 . 0 ) 121( 5 . 02 tttt tt L XX X R 3 /2190.189)1 (mkgRR LbLVtp 当时，计算 Lockhat-Martinell 参数215 . 0 e xx 1 . 1)()( )1 ( 1 . 05 . 0 9 . 0 V b b V tt x x X 计算两相流的液相分率2193 . 0 ) 121( 5 . 02 tttt tt L XX X R 计算两相流的平均密度215 . 0 e xx 3 /59.125)1 (mkgRR LbLVtp 根据公式，计算得出循环系统的推动力 （查表 3-19） atptpbCDD PglLp6379)( 9 . 0l B、循环阻力、循环阻力 a、管程进口管阻力的阻力 1 p 计算釜液在管程进口管内的质量流速 )/(44.968 4 2 2 smkg D W G i t 计算釜液在进口管内的流动雷诺数 2766997 b i ei GD R 计算进口管长度与局部阻力当量长度 m D D L i i i 556.23 )1914 . 0 0254 . 0 (3426 . 0 ) 0254 . 0 ( 2 计算进口管内流体流动的摩擦系数 =0.0496 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 ei i R 计算管程进口管阻力 a bi i i P G D L p3446.1848 2 2 1 b、传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速 Ti t Nd W G 2 4 )/(832.223 2 smkg 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 b i e Gd R 102277 计算进口管内流体流动的摩擦系数 0217 . 0 7543 . 0 01227 . 0 38 . 0 e R 计算传热管显热段阻力 a bi BC P G d L p05 . 1 2 2 2 c、传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算 3V p 计算汽相在传热管内的质量流速 )/(068.32)3/2( 2 smkgGxxGG eV 计算汽相在传热管内的流动雷诺数102277 b i eV Gd R 计算传热管内汽相流动的摩擦系数 V 0217 . 0 7543 . 0 01227 . 0 38 . 0 eV R 计算传热管内汽相流动阻力 3V p a V V i CD V P G d L 3397.29 2 2 液相流动阻力的计算 3L p 计算液相在传热管内的质量流速 )/(66.191 2 smkgGGG VL 计算液相在传热管内的流动雷诺数87618 b Li eL Gd R 计算传热管内液相流动的摩擦系数 L 02226 . 0 7543. 0 01227. 0 38 . 0 eL R 计算传热管内液相流动阻力 3L p a b L i CD L P G d L 132.85 2 2 计算传热管内两相流动阻力 44/1 3 4/1 33 )( LV ppp a P42.828 d、蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻559 . 2 1) 1 ( )1 ( 22 L e V b L e R x R x M 力 ab PMGp286.287/ 2 4 e、管程出口管阻力 气相流动阻力的计算 5V p 计算管程出口管中汽、液相总质量流速 )/(807.619 4 2 2 smkg D W G o t 计算管程出口管中汽相质量流速 )/(839.88 2 smkgGxG eV 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 m D D l o o 3 . 29 )1914 . 0 0254 . 0 (3426 . 0 ) 0254 . 0 ( 2 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数 86.3142 V Vi eV Gd R 计算管程出口管汽相流动的摩擦系数 V 0184 . 0 7543 . 0 01227 . 0 38 . 0 eV R 计算管程出口管汽相流动阻力 5V p a V V i CD V P G d L 097.191 2 2 液相流动阻力的计算 5L p 计算管程出口管中液相质量流速 )/(968.530 2 smkgGGG VL 计算管程出口管中液相流动雷诺准数 242728 b Li eL Gd R 计算管程出口管中液相流动的摩擦系数 L 01905 . 0 7543. 0 01227. 0 38 . 0 eL R 计算管程出口液相流动阻力 5L p a b L i CD L P G d L 87.201 2 2 计算管程出口管中的两相流动阻力 44/1 5 4/1 55 )( LV ppp a P86.3142 计算系统阻力 af Ppppppp96.6107 54321 循环推动力与循环阻力的比值为 D p f p 044 . 1 96.6107 6379 fD pp 循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率 Xe=0.215 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。 第四章第四章 管路设计管路设计 一、物料参数一、物料参数 查 P-T-K 图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为 45.9，第 62 快理论版为进 料板，第 101 块为实际进料板。 进料出压力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa. 此温度下，丙烯的密度 La=517kg/m3 丙烷的密度 Lb=499 kg/m3 平均密度 =510.19 kg/m3 二、设计二、设计 进料管线 取流体流速 u=0.5 液体密度 =510.19 kg/m3 qVfs= qnfh42.7/510.19/3600=0.001395m3/s 则管内径0.0596m u V d 4 选取管规格 703.5 实际流速0.4475m/s 2 d 4 u V 塔顶蒸汽管线 取流体流速 u=10 液体密度 =26 kg/m3 qVVS= qmVs/26=0.25146 m3/s 则管内径0.1789m u V d 4 选取管规格 1976 实际流速9.66m/s 2 d 4 u V 塔顶产品接管线 取流体流速 u=0.5 液体密度 =470kg/m3 qVDS= qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m3/s 则管内径0.0497m u V d 4 选取管规格 573 实际流速0.474m/s 2 d 4 u V 回流管线 取流体流速 u=0.5 液体密度 =470kg/m3 qVLS= qmLs/470=0.014447 m3/s 则管内径0.1918m u V d 4 选取管规格 2198 实际流速0.446m/s 2 d 4 u V 釜液流出管线 取流体流速 u=0.5 液体密度 =447kg/m3 qvWs= qmWs/447=4.5206/447=0.000563 m3/s 则管内径0.037878m u V d 4 选取管规格 452 实际流速0.42676m/s 2 d 4 u V 塔底蒸汽回流管 取流体流速 u=10 液体密度 =26kg/m3 qVVS= qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s 则管内径0.154m u V d 4 选取管规格 1946 实际流速7.11m/s 2 d 4 u V 仪表接管 选取规格为 252.5 的管子 管路设计结果表管路设计结果表 名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm） 进料管0.4475 703.5 顶蒸气管9.666 1946 顶产品管0.475 573 回流管0.4464 2198 釜液流出管0.42676 452 塔底蒸气回流管7.119 1946 仪表接管 / /252.5 第五章第五章 辅助设备的设计辅助设备的设计 一、储罐设计一、储罐设计 容器填充系数取：k=0.7 1 1进料罐（常温贮料）进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =499kg/m3 丙烷 L2 =517kg/m3 压力取 p=1.819MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =510.19 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 取 停留时间：x 为 2 天，即 x=48h 进料罐容积： 344.34m3 圆整后 取 V=345 m3 2 2回流罐（回流罐（4343） 质量流量 qmLh=3600RqmDs =21881.52kg/h 设凝液在回流罐中停留时间为 0.25h，填充系数 =0.7 则回流罐的容积 16.627 m3 取 V=17m3 3 3塔顶产品罐塔顶产品罐 质量流量 qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h； 产品在产品罐中停留时间为 72h，填充系数 =0.7 则产品罐的容积 340.88m3 取 V=340m3 4.4.釜液罐釜液罐 取停留时间为 72h 质量流量 qmWh=3600qmWs =906.67kg/h 则釜液罐的容积 186.88 m3 500 93.63100 526 93.63 100 L k xq V L mLh 1 k xq V L mLh 1 k xq V L mfh k xq V L mDh 1 k xq V L mWh 2 取 V=190m3 储罐容积估算结果表 序号序号位号位号名称名称停留时间停留时间/h容积容积/ 3 m 1V101原料罐48345 2V102回流罐0.2517 3V103塔顶产品罐72340 4V104塔底产品罐塔底产品罐72190 二、传热设备二、传热设备 1 1进料预热器进料预热器 用 90水为热源，出口约为 70走壳程 料液由 20加热至 46，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 管程液体焓变：H=370kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=2562370/3600=263.317kw 壳程水焓变：H=175kj/kg 壳程水流率：q=5416.8kg/h 假设传热系数：K=600w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取 A=10m2 2 2塔顶冷凝器塔顶冷凝器 拟用 10水为冷却剂，出口温度为 30。走壳程。 管程温度为 43 管程流率：qmVs=4.52kg/s 取潜热 r=504kj/kg 传热速率：Q= qmVsr=2278.371kw 壳程取焓变：H=128kj/kg K t t tt tm94.46 2070 4690 ln )2070()4690( 2 1 ln 21 2 35 . 9 m tmK Q A K t t tt tm47.21 3043 1043 ln )3043()1043( 2 1 ln 21 则壳程流率：qc=Q/H=64079.19kg/h 假设传热系数：K=700 w/(m2K) 则传热面积： 圆整后 取 A=152m2 根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积 A，其结果列 与表中： 序号位号名称热流量 /kW 传热系数 /W(/m2k) 传热温差 / 传热面积 / 备注 1E101进料预热 器 263.3137046.9410 90水 2E102塔顶冷凝 器 2279.3750421.464152 30循环 水 3E103塔底再沸 器 1961.480048.785026 100饱和 水蒸气 4E104塔顶产品 冷却器 128.62528014.8413 20循环 水 5E105塔底产品 冷却器 79.1232817.177 20循环 水 三、泵的设计三、泵的设计 1 1进料泵进料泵( (两台，一用一备两台，一用一备) ) 液体流速：u=0.4475m/s 液体密度： kg/ m3 选用 703.5 di=63mm 液体粘度 smPa071 . 0 取 =0.2 相对粗糙度：/d=0.003175 202585Re du 查得：=0.025 取管路长度：l=100m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个 m g pc g u d le hf535 . 2 2 )