化工原理课程设计-丙烯-丙烷精馏工艺设计1.6 50.doc

丙烯-丙烷精馏工艺设计说明书前 言化工原理课程是化学化工专业学生的专业基础课程，作为化工专业出身的学生，学好化工原理相关知识对今后从事化工专业相关工作及进一步深造科研都有着非常重要的意义。经过一年化工原理基础知识的学习，我们已经基本了解了化工原理在化工生产中的重要应用，同时也基本掌握了最基础的化工过程计算方法和设计原理。本设计说明书主要包括概述、方案流程简介、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计和控制方案等部分，对丙烯-丙烷精馏装置进行了详细的分析设计计算和校核，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了详细的设计说明和校对。通过本次化工原理课程设计，完成了对丙烯-丙烷精馏装置的设计和计算，本次课程设计既是对化工原理课程学习的一个总结，充分利用所学的理论知识，也为今后从事化工相关行业工作打下良好的基础，在加深对所学知识的认识和理解的同时，也将所学的知识应用到实际化工生产设备的设计计算之中，锻炼了将理论应用于实际和理论联系实际的能力，相信课程设计在以后的学习、工作中都会起到良好的作用。鉴于设计者经验和水平有限，本设计说明书中还存在很多问题和不足，希望老师给予指导和帮助。全套图纸加扣3012250582 - 57 -目 录前 言- 1 -目 录- 2 -过程工艺与设备课程设计任务书- 5 -1 概述- 7 -1.1 精馏过程简介- 7 -1.2 精馏塔简介- 7 -1.3 常用塔板类型的比较- 8 -1.4再沸器- 9 -1.5 冷凝器（设计从略）- 9 -2 方案流程- 10 -2.1 精馏装置流程- 10 -2.2 工艺流程- 10 -2.3 设备选用- 11 -2.4 处理能力及产品质量要求- 11 -2.5 设计的目的和意义- 11 -3 精馏塔工艺设计- 11 -3.1 精馏过程工艺流程- 11 -3.2 设计条件- 12 -3.3 系统物料衡算和热量衡算- 12 -3.3.1 物料衡算- 12 -3.3.2 热量衡算- 13 -3.4 精馏塔塔板数的计算- 13 -3.4.1 相对挥发度的计算- 14 -3.4.2 最小回流比的计算- 15 -3.4.3 塔板数计算- 15 -3.5 精馏塔工艺设计- 16 -3.5.1 物性数据- 16 -3.5.2 塔径估算- 16 -3.5.3 塔高估算- 18 -3.6 溢流装置的设计- 18 -3.6.1 降液管（弓形）- 18 -3.6.2 溢流堰- 18 -3.6.3 受液盘和底隙- 18 -3.7 塔板布置和其余结构尺寸的选取- 19 -3.8 塔板流动性能校核- 19 -3.8.1 液沫夹带量的校核- 19 -3.8.2 塔板阻力计算和校核- 20 -3.8.3 降液管液泛校核- 20 -3.8.4 液体在降液管中的停留时间校核- 21 -3.8.5 严重漏液校核- 21 -3.9 塔板负荷性能图- 21 -3.9.1 过量液沫夹带线- 21 -3.9.2 液相下限线- 22 -3.9.3 严重漏液线- 22 -3.9.4 液相上限线- 22 -3.9.5 降液管液泛线- 22 -3.9.6 塔板负荷性能图- 23 -4 再沸器工艺设计- 26 -4.1 设计任务与设计条件- 26 -4.4.1 设计任务- 26 -4.1.2 再沸器壳程与管程的设计条件- 26 -4.1.3 物性参数- 26 -4.2 估算设备尺寸- 27 -4.3 传热系数的校核- 27 -4.3.1 显热段传热系数KL- 27 -4.3.2 蒸发段传热系数KE- 29 -4.3.3 显热段和蒸发段的长度- 30 -4.4.4 平均传热系数Kc- 30 -4.3.5 传热面积裕度- 31 -4.4 循环流量校核- 31 -4.4.1 循环系统推动力PD- 31 -4.4.2 循环阻力Pf- 32 -5 辅助设备的设计- 37 -5.1 辅助容器的设计- 37 -5.1.1 进料罐（常温贮料）- 37 -5.1.2 回流罐（43）- 37 -5.1.3 塔顶产品罐- 37 -5.1.4 釜液罐- 38 -5.1.5 残液罐- 38 -5.2 传热设备的设计- 38 -5.2.1 进料预热器- 38 -5.2.2 塔顶冷凝器- 39 -5.2.3 塔顶产品冷却器- 39 -5.2.4 釜液冷却器- 40 -6 管路设计及泵的选择- 41 -6.1 管路设计- 41 -6.2 泵的设计- 43 -6.2.1 进料泵（两台，一开一备）- 43 -6.2.2 回流泵（两台，一开一备）- 44 -6.2.3 釜液泵（两台，一开一备）- 45 -6.2.4 塔顶产品泵- 46 -6.2.5 塔底产品泵- 47 -7 控制方案- 47 -总 结- 48 -参考文献- 49 -附录一 逐板计算法计算理论塔板数- 50 -附录二 计算数据表- 52 -附录三 主要说明符号- 54 -过程工艺与设备课程设计任务书(二)丙烯丙烷精馏装置设计学生姓名 班级 化创1001 学号 表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。一、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量(摩尔百分数)塔顶丙烯含量，釜液丙烯含量，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力1.62MPa(表压)。安装地点：大连。设计方案序号塔板设计位置塔板形式处理量(kmol/h)回流比系数R/Rmin27塔底筛板501.6二、工艺设计要求 1 完成精馏塔的工艺设计计算； (1) 塔高、塔径(2) 溢流装置的设计(3) 塔盘布置(4) 塔盘流动性能的校核(5) 负荷性能图2 完成塔底再沸器的设计计算；3 管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4 其余辅助设备的计算及选型；5 控制仪表的选择参数；6 用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔和再沸器)的工艺条件图各一张；（塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图）7 编写设计说明书。三、其它要求1 本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。2 1-2周完成工艺设计后，将塔的计算结果表交由指导老师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计。3 图纸一律用计算机（电子图板）出图。四、参考资料1. 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2. 化学化工物性数据手册（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。3. 化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4. 石油化工基础数据手册，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编,化学工业出版社，1982年。5. 石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6. 石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。1 概述1.1 精馏过程简介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。1.2 精馏塔简介精馏塔是精馏装置的主体核心设备，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，为保证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。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。 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。表1.1 板式塔和填料塔的性能比较1项目塔型板式塔填料塔压力降一般比填料塔大小，适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力）小大塔效率稳定，大塔比小塔有所提高塔径在1400mm以下效率较高；塔径增大，效率常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔低直径小于800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加重量较轻重材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料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。1.3 常用塔板类型的比较 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。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。本次设计中采用筛板塔板，筛板塔的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。过去认为它易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现，只要设计合理和操作适当，晒斑人能够满足生厂上所需的操作弹性，而且效率比较高。小筛孔孔径一般3-6mm，大筛孔孔径一般10-25mm。如果采用大筛板，堵塞问题即可解决。目前已发展成为日趋广泛的一种塔板。1.4 再沸器再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。再沸器多与精馏塔合用，再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器，从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成的两相流被送回到塔中：气相组分向上通过塔盘、液相组分回塔底。 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、内置式再沸器四种。本次设计采用立式热虹吸式再沸器是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热，它具有如下几个特点：将釜液和换热器传热管气液混合物的密度差作为循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环；能得到非常高的传热系数；结构紧凑、配管简单、占地面积小；在加热区的停留时间短，不易结垢，调节容易，设备及运行费用低。由于壳程不能机械清洗，造成修理和维修的难度增加，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。立式热虹吸再沸器仅在循环量大时相当于一块理论板。同时由于是立式安装，因而增加了塔的裙座高度。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，本次设计中采用的是100下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。1.5 冷凝器（设计从略）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。本设计用水作为冷却剂。2 方案流程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（丙烯和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（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，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另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。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置设置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，从而保证装置能连续稳定的运行。（2）必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。（3）调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。具体的工艺流程为：由泵P-101A/B将要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入精馏塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-103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，凝液存入回流罐V-102。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-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-104中。2.3 设备选用 精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.4 处理能力及产品质量要求处理量：50kmol/h产品质量：（以丙烯摩尔百分数计） 进料：xf65 塔顶产品：xD98 塔底产品: xw2总板效率：0.6饱和液体进料2.5 设计的目的和意义本次设计是为了确定一处理量为50kmol/h的丙烯-丙烷精馏塔的尺寸及性能参数，以获得较大的生产能力及较高的生产效率，并尽量节约能源，减少污染并得到较高的经济效益。3 精馏塔工艺设计3.1 精馏过程工艺流程1. 分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2. 能量的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。（1）精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。（2）精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3. 辅助设备4. 系统控制方案3.2 设计条件1. 工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6。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 饱和水蒸气 加热方法间壁换热（3）冷却剂及冷却方法：冷却剂循环冷却水 冷却方法间壁换热（4）回流比系数：R/Rmin=1.63. 塔板形式：筛板4. 处理量：qnF=50kmol/h5. 塔板设计位置：塔底6. 安装地点：大连3.3 系统物料衡算和热量衡算3.3.1 物料衡算系统总物料衡算 易挥发组分物料衡算即解得塔内气、液相流量：精馏段： 提馏段：3.3.2 热量衡算（1）再沸器热流量： 再沸器加热蒸气的质量流量：（2）冷凝器热流量：假设初值Tto、Tbo、2并输入Pt(绝)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L计算1计算=(1+2)/2计算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N计算2计算并输出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2将2代入YN 冷凝器冷却剂的质量流量： 3.4 精馏塔塔板数的计算泡点初值To总压PAntoine常数outputy-1p0A p0BKA KB3.4.1 相对挥发度的计算假设塔顶温度=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度=316.13K塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPa代入Antoine方程计算并换算得：=1726.955KPa；=1444.432KPa查P-K-T图得=1.004；=0.848又因为 因 =0.98，=0.02故可得 =0.976 =0.0236则相对误差故所选温度基本符合。假设实际塔板数为139，按每块阻力降100mm液柱计算,混合物密度按L=470kg/m3计，则假设塔底温度=325K 经泡点迭代计算得塔顶温度=324.8K查P-K-T图得=1.115 ；=0.997因=0.02 =0.98则相对误差故所选温度基本符合。因此全塔平均相对挥发度 =（1.183+1.118）/2=1.1513.4.2 最小回流比的计算由于泡点进料：q=1 q线方程 相平衡方程 联立以上两式得解得最小回流比回流比3.4.3 塔板数计算精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为相平衡方程为 联立和 初值逐板计算，直至xixf 理论进料位置为第i块板经逐板计算得，理论进料位置为第38块板（第63块实际板）之后，联立提馏段操作线方程和相平衡方程，逐板计算，直至xnxw经逐板计算得理论板数为NT=83（不含釜）总板效率ET=0.6实际板数（逐板计算表格见附录一）3.5 精馏塔工艺设计3.5.1 物性数据取塔底温度Tm=52，压力P=1780KPa下的各物性参数，从化学化工物性数据手册2和化工物性算图手册3上查得：丙烷：气相密度 =35.5；液相密度=443；液相表面张力=4.8mN/m ；M=44.10；3.5.2 塔径估算塔内气、液相流量：精馏段： 提馏段：气相流量： 液相流量：两相流动参数： 初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）4P237筛板塔泛点关联图(Smith关联图)，得：C20=0.056所以，气体负荷因子： 液泛气速： 取泛点率则操作气速：气体流道截面积： 选取单流型弓形降液管塔板，取则截面积: 塔径： 圆整后，取D=1.6m符合化工原理（下册）4P237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： 降液管截面积：气体流道截面积：实际操作气速： 实际泛点率： 在0.6-0.8之间且选=0.45m，D=1.6m 符合经验关系3.5.3 塔高估算实际板数139块，初选塔板间距0.45m，则塔高进料处两板间距增大为0.9m每20块板设置一个人孔，人孔所在处两板间距增大为0.8m，共设6个人孔裙座高度取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取4m.设釜液停留时间为30min釜液高度： 所以，总塔高h=62.55+(0.9-0.45)+5+1.5+4+6(0.8-0.45)+0.3476m3.6 溢流装置的设计3.6.1 降液管（弓形）由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）4P235的图10.2.23可得：lw/D=0.76，,bd/D=0.17所以，堰长lw=0.76D=1.216m，堰宽bd=0.17D=0.272m，降液管面积Ad=0.241m2 3.6.2 溢流堰堰上液头高： 故堰高上液头合适其中，收缩系数E近似取为1溢流强度 所以合格取堰高3.6.3 受液盘和底隙选取平形受液盘，底隙hb取0.03m液体流经底隙的流速： 所以符合要求3.7 塔板布置和其余结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度；边缘宽度根据，由3.6.1知降液管宽度由 故，有效传质区面积 选取塔板厚度取筛孔直径，筛孔中心距，筛孔采用正三角形排列，则开孔率故，筛孔总截面积筛孔气速筛孔个数3.8 塔板流动性能校核3.8.1 液沫夹带量的校核由=0.292和实际泛点率0.74，查化工原理（下册）4P241图10.2.27可得=0.0045，则 kg液体/kg气体30%故该再沸器的传热面积合适。4.4 循环流量校核4.4.1 循环系统推动力PD当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分率当时，计算Lockhat-Martinell参数 计算两相流的液相分计算两相流的平均密度查化工单元过程及设备课程设计1表3-19得根据公式，计算得出循环系统的推动力4.4.2 循环阻力Pf（1）管程进口管阻力计算釜液在管程进口管内的质量流速计算釜液在进口管内的流动雷诺数计算进口管长度与局部阻力当量长度计算进口管内流体流动的摩擦系数计算管程进口管阻力 （2）传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速计算釜液在传热管内流动时的雷诺数计算进口管内流体流动的摩擦系数计算传热管显热段阻力（3）传热管蒸发段阻力汽相流动阻力的计算计算汽相在传热管内的质量流速计算汽相在传热管内的流动雷诺数计算传热管内汽相流动的摩擦系数计算传热管内汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算液相在传热管内的质量流速计算液相在传热管内的流动雷诺数计算传热管内液相流动的摩擦系数计算传热管内液相流动阻力计算传热管内两相流动阻力(4)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力(5)管程出口管阻力气相流动阻力的计算计算管程出口管中汽、液相总质量流速计算管程出口管中汽相质量流速计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数计算管程出口管汽相流动的摩擦系数计算管程出口管汽相流动阻力液相流动阻力的计算计算管程出口管中液相质量流速计算管程出口管中液相流动雷诺准数计算管程出口管中液相流动的摩擦系数计算管程出口液相流动阻力计算管程出口管中的两相流动阻力(6)系统阻力(7)循环推动力PD与循环阻力Pf的比值计算 由于循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率Xe=0.21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。再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程物料名称进口丙烷水蒸气出口丙烷冷凝水流量kg/h进口23774.42930.4出口23774.42930.4操作温度C进口51.8100出口51.8100操作压力MPa1.78160.1013定性温度C51.8100液体密度kg/m3443958.4导热系数W/mC0.0820.683热容kJ/kgC3.0904.220粘度mPaS0.0710.283表面张力mN/m4.858.8气化潜热kJ/kg278.182257气体密度kg/m335.50.5970导热系数W/mC0.02050.0237热容kJ/kgC0.121.926粘度mPaS0.00710.0118气化潜热kJ/kg12.62257设备结构参数形式立式热虹吸式台数1壳体内径mm700壳程数1管径mm382.5管心距mm48管长mm3000排列方式正三角形管数目（根）142折流板数（个）传热面积m250.82折流板间距mm管程数1材质碳钢接管尺寸mm进口250出口300主要计算结果管程壳程流速m/s0.1236.092传热膜系数W/m2C982.846927.46污垢热阻w/m2 K0.0001760.00021阻力损失Pa5923.5热负荷kW1837传热温差C48.2总传热系数W/m2C1110裕度%47.99备注壳层为饱和蒸汽，所以不需折流板，需支撑板。5 辅助设备的设计5.1 辅助容器的设计5.1.1 进料罐（常温贮料）20丙烯L1 =526kg/m3 丙烷L2 =500kg/m3 压力取p=1.819MPa由上面的计算可知 进料 Xf=65%则 则 =516.9 kg/m3 进料质量流量：qmfh=50（420.65+440.35）=2135kg/h取停留时间：x为4天，即x=96h，容器填充系数取：k=0.7进料罐容积： =556.45m3圆整后 取V=557 m35.1.2 回流罐（43）质量流量qmLh=RqmDs =15.4324232.81=21265.6kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数k=0.7则回流罐的容积 m3取V=15m35.1.3 塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =4232.81=1378.02 kg/h；产品在产品罐中停留时间72h，填充系数k=0.7则产品罐的容积 m3取V=270m35.1.4 釜液罐取停留时间为72h，填充系数k=0.7质量流量qmWh=3600qmWs =4417.19=756.36kg/h 则釜液罐的容积 m3取V=156m35.1.5 残液罐可以取容积与回流罐相似，稍大V=18m3储罐容积估算结果表序号位号名称停留时间/h容积/1原料罐965572回流罐0.25153塔顶产品罐722704塔底产品罐721565.2 传热设备的设计5.2.1 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： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2135kg/h管程液体焓变：H= 401kJ/kg传热速率：Q= qmfsH=2135401/3600=237.82kw壳程水焓变：H=125.6kJ/kg壳程水流率：q=6816.36kg/h假设传热系数：K=650w/(m2K)则传热面积：圆整后取A=8m2 5.2.2 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=5.91kg/s取潜热r=302.54kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=302.545.91=1788kw壳程取焓变：H=125.8kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=1788/125.83600=51166.93kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=129m25.2.3 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 管程流率：qmDs =0.383kg/s ; 取潜热：r=280kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=0.383280=107.24kw壳程焓变：H=84.0kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=107.24/843600=4597.3kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=12 m25.2.4 釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20，走壳程。管程温度由52降到25管程流率：qmWs=0.21kg/s丙烷液体焓变：H =282kJ/kg传热速率：Q= qmVsH =0.21282=59.25kw壳程取焓变：H=84.0kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=59.25/843600=2539.3kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=6m2换热设备的参数列于下表中：序号位号名称热流量/kW传热系数/W(/m2k)传热温差/传热面积/m2备注1E101进料预热器237.82626.3747.46890水2E102塔顶冷凝器1788645.5721.4712930循环水3E103塔底再沸器183775048.250.82100饱和水蒸气4E104塔顶产品冷却器107.24603.8314.81220循环水5E105釜液冷却器59.25567.8617.39620循环水6 管路设计及泵的选择6.1 管路设计(1)进料管线取流体流速u=0.5m/s液体密度=516.9kg/m3qVfs= qmfh/510.19/3600=2135/（3600516.9）=0.00115m3/s则管内径选取管规格6038实际流速m/s(2)塔顶蒸汽管线取流体流速u=12 m/s气体密度=28kg/m3qVVS= qmVs/= 539.1342/(283600)=0.224m3/s则管内径=0.154m选取管规格1687实际流速=12.03m/s(3)塔顶产品接管线取流体流速u=0.5 m/s液体密度=470kg/m3qVDS= qmDs/470=1378.02/(4703600)=0.000814 m3/s则管内径=0.0455m选取管规格575.5实际流速0.49m/s(4)回流管线取流体流速u=0.5 m/s液体密度=470kg/m3qVLS= qmLs/470=21265.6/(3600470) =0.0126m3/s则管内径=0.179m选取管规格1947实际流速m/s(5)釜液流出管线取流体流速u=0.5 m/s，液体密度=443kg/m3qvWs= qmWs