年产5.1万吨丙烯精制车间工艺设计

1、 化工工艺课程设计说明书年产5.1万吨丙烯精制车间工艺设计院（系）： 专 业： 班 级： 姓 名： 学 号： 2014年 7月2日化工工艺课程设计任务书一、课程设计任务及条件1.设计题目：年产5.1万吨丙烯精制车间工艺设计2.设计条件；3.原始数据物料名称进料组成%（质量）塔顶组成%（质量）塔釜组成%（质量）丙烯92.7599.615.2丙烷7.050.4丁烷0.20操作压力：1.705mpa（表压）二、课程设计项目及内容1.工艺路线设计：生产方法和工业流程的设计2.工艺计算：物料衡算、热量衡算、设计工艺计算3.车间布置设计：主要是说明车间布置的组要设计思想4.化工管路设计：管路计算及管道布置

2、图的主要设计思想5.非工业条件设计：对非定型设备给出设备设计条件单6.编制设计文件：编写设计说明书、绘制图纸三、课程设计结果及要求1.设计说明书 包括：封面、设计任务书、目录、正文、参考文献等，并依次装订。 要求：计算正确、论述清楚、文字精炼、插图简明、书写工整。 字数不少于3000; 纸张统一用a4打印纸；说明可手写或打印封面按统一模板打印2.图纸 绘制图纸符合制图规范（线条、比例、图示、布局、标注、说明等）图面整洁、图纸齐全。具体要求如下：图纸幅面：a3图纸; 图纸绘制：机绘二张，手绘三张；图纸类型：物料流程图1张、带控制点工艺流程图1张、设备布置图1张、塔设备设计条件图1张、管道布置图1

3、张（局部设计）。四、设计地点和进度安排1.设计地点 本课程设计是分散进行，可随时在设计室进行设计，上机可在学院机房。2.进度安排第15周接受设计任务; 第16-19周进行设计；第20周提交说明书和图纸。目 录一、概述61.1 丙烯的性质及用途61.2 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位61.3工艺路线设计7 1.3.1丙烯精制生产方法的确定7 1.3.2丙烯精制工艺流程的叙述7二 工艺计算82.1 原始数据82.2 物料衡算82.2.1 计算塔釜组成82.2.2 将质量分数换算成摩尔分数92.3 热量衡算112.3.1 塔温的计算112.3.2 全塔热量衡算132.4 设备工艺计算162.

4、4.1最小回流比计算162.4.2 计算最小理论板数162.4.3塔板数和实际回流比的确定172.4.4 确定进料位置182.4.5 初选板间距及塔径的估算192.4.6计算混合液塔顶，塔釜进料的密度及气体的密度202.4.7 初选板间距及塔径的估算202.4.8 浮阀塔内件及工艺尺寸确定212.4.9 浮阀塔的操作性能图28三 车间布置的主要设计思想33四 化工管路设计344.1 管路计算344.2 管道布置图的主要设计思想36五 非工艺条件设计365.1 非定型设备设计条件单36六 结论37七 参考文献37一、概 述1.1 丙烯的性质及用途物理性质：化学式c3h6,结构简式为ch3-ch=

5、ch2，丙烯常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。易燃，爆炸极限为2%11%。不溶于水，溶于有机溶剂。分子量42.08，密度5.139kg/m（20/4），冰点-185.3，沸点-47.4。液态时相对密度为0.5193；易液化，临界温度为920c，临界压力为4.56mpa。 化学性质：丙烯化学性质比较活泼，双键上可以发生加成、聚合、氧化反应。在与极性试剂加成时，主要得到符合马氏规则的产物，如与硫酸加成，主要生成硫酸氢异丙酯，再经水解生成异丙醇。丙烯与氯和水起加成反应，生成1-氯-2-丙醇，再与碱反应生成环氧丙烷，它是生产丙二醇、聚酯纤维的原料.丙烯在酸性催化剂（如硫酸、无水氢氟酸等）存在下聚合

6、，生成二聚体、三聚体和四聚体的混合物，可用做高辛烷值燃料；在齐格勒-纳塔催化剂存在下聚合生成高分子聚丙烯，与乙烯共聚合成乙丙橡胶。丙烯与苯发生傅氏反应，生成异丙苯，它是合成苯酚和丙酮的原料。除了在双键发生反应之外，与双键相连的甲基上的氢（称为-氢）具有一定的活性，在甲基上可以发生卤代和多种氧化反应。与氯在高温下发生-氢取代反应，生成3-氯-1-丙烯，这是制取甘油、树脂的原料（-位在不同的条件下得到不同的氧化产物）。丙烯醛、丙烯酸和丙烯晴分子中具有双键，可以作为单体进行聚合，得到不同性质和用途的高聚物。用途：丙烯是三大合成材料的基本原料,主要用于生产丙烯腈、异丙烯、丙酮和环氧丙烷等。丙烯与乙烯共

7、聚生成乙丙橡胶。丙烯与氯和水起加成反应，生产环氧丙烷，加水丙二醇。丙烯在酸性催化剂存在下与苯反应，生成异丙苯 c6h5ch（ch3 )2，丙烯在催化剂存在下与氨和空气中的氧起氨氧化反应，生成丙烯腈，丙烯在高温下氯化，生成烯丙基氯ch2=chch2cl。1.2 丙烯的来源及丙烯生产在化工生产中的地位丙烯主要通过石油加工获得，丙烯精制产品中，聚丙烯、丙烯腈需求旺盛，特别是聚丙烯需求高于总体平均水平为6.1%。亚洲地区需求年均增长率5.6%，北美5.8%，西欧3.8%。根据新装置增设计划，中东地区从110万吨提高为240万吨，增幅为14.9%。亚洲地区新增能力将达340万吨，增幅为3.2%。中国是生

8、产能力增幅最高的国家，同期能力将从370万能胶和增加到620万吨，年均增幅达9.2%。日本年均增长率仅为2.2%。1.3 工艺路线设计 1.3.1 丙烯精制生产方法的确定由于原料中的和常压沸点相近，都在40以下，常压下分离这两个组分需采用深冷的方法，使用制冷剂，工艺流程复杂，附属设备多，设备的投资费用加大，根据烃的沸点随压力增加而升高的特点，采用高压分离的方法，用冷却水即可满足工艺要求，所以本设计采用常温加压分离方法。流程安排有两种，一种是相对挥发度递减顺序流程，另一种是对挥发度递增顺序流程，本设计采用相对挥发度递减顺序流程分离出丙烯。图1-1 工艺流程比较 1.3.2 丙烯精制工艺流程的叙述

9、丙烯含量为92.75%的饱和液体原料，定量进入脱丙、丁烷塔、经精馏处理该塔轻关键组分丙、丁烷经过冷却作为塔顶产品在塔顶引出，另一部分塔顶馏分经过冷却作为回流液返回脱丙、丁烷塔。脱丙、丁烷塔塔底馏分经再沸器加热进一步脱除轻关键组分后进入脱丙烯塔，经精馏处理该塔轻关键组分丙烯在塔顶经过冷却，在塔顶引出，另一部分塔顶馏分回流返回脱丙烯塔，重关键组分丙、丁烷则在塔底引出。2、 工艺计算2.1 原始数据表1 原始数据物料名称进料组成%（质量）塔顶组成%（质量）塔釜组成%（质量）丙烯92.7599.615.2丙烷7.050.4丁烷0.20操作压力：1.705mpa（表压）年生产能力51000t丙烯，每年的

10、操作时间按8000 h计算可得每小时塔顶产量510000008000=6375kgh2.2 物料衡算 2.2.1计算塔釜组成 设计比丙烷重的全部在塔底，比丙烷轻的全部在塔顶。 以100kgh进料为基准，进行物料衡算见表二。表2 物料衡算 项 目 组 分进料量（kgh）馏出液量（kgh）釜液量（kgh）丙烯92.750.996d0.152w丙烷7.050.004d7.050.004d丁烷0.200.2共计100d7.250.004d0.152w 或 解得 丙烷所占的百分比为 丁烷所占的百分比为 式中： f原料液流量，kgh; d塔顶产品（馏出液）流量，kgh w塔底产品（釜残液）流量，kgh 釜

11、液中各组分的质量分数 2.2.2 将质量分数换算成摩尔分数 按下式计算： 式中： x液相中a组分的摩尔质量； 、m、ma、b、c组分的摩尔质量，kg/mol; x x x液相中a、b、c组分的质量分数项目组分分子式相对分子质量丙烯ch42.08丙烷ch44.09丁烷ch58.12 各组分的相对分子质量见表三。表3 各组分的相对分子质量 计算举例： 丙烯进料摩尔组成： 同理，计算得各组分的摩尔分数如表四。表4 各组分的摩尔分数 项目 组分进料塔顶产品塔釜液丙烯0.93100.99620.1591丙烷0.06750.00380.8223丁烷0.001500.0186共计1.00001.00001.

12、0000 2.2.3 计算进料量和塔底产品量 根据进料、塔顶产量和塔底产量的关系有： 因为,有 解得 式中： x原料液中易挥发组分的质量分数 x馏出液中易挥发组分的质量分数 x釜残液中易挥发组分的质量分数 物料衡算计算结果见表五。表5 物料衡算组 分chchch共计 相对分子质量42.0844.0958.12 进 料 kg/h6412.19487.4013.826913.41质量分数/%92.757.050.2100kmol/h152.3811.050.24163.67摩尔分数/%93.106.750.15100塔 顶kg/h6349.525.506375质量分数/%99.60.40100km

13、ol/h150.890.580151.47摩尔分数/%99.620.380100塔 釜kg/h81.84443.3313.24538.41质量分数/%15.282.342.46100kmol/h1.9410.060.2312.23摩尔分数/%15.9182.231.861002.3 热量衡算 2.3.1 塔温的计算 1. 确定进料温度 操作压力为p=1.705 mpa(表压)。 假设：泡点进料温度为45，依t、p查设计参考资料，得到平衡常数k值。 因为 所以 确定进料温度为45，进料组成的值见表六。表6 进料组成的值进料xkch0.93101.00.9310ch0.06750.90.06075

14、ch0.00150.310.000465共计1.00002.210.99222 2. 确定塔顶温度假设：塔顶露点温度为44，同理查设计参考资料，得k值。 因为 所以 确定塔顶温度为44，塔顶物料组成的值见表七。表7 塔顶物料组成的 值 塔顶物料xkch0.99620.981.016531ch0.00380.880.004318ch00.300共计1.00002.161.020849 3. 确定塔釜温度 假设：塔釜温度为52，查设计参考资料，得k值。 因为 ， 误差超过2，说明假设的温度过高。 再假设：塔釜温度为51，查设计参考资料，得k值。 因为 所以确定塔釜温度为51，计算过程见表八（）（）

15、。 表8 塔釜温度计算数据（） 塔釜物料xkch0.15911.150.182965ch0.82231.050.863415ch0.01860.360.006696 共计1.00002.561.053076 表8 塔釜温度计算数据（）塔釜物料xkch0.15911.120.178192ch0.82231.000.822300ch0.01860.350.006510 共计1.00002.471.007002 2.3.2 全塔热量衡算 1、冷凝器的热量衡算 按设计参考资料得： 式中： 冷凝器的热负荷，kcal/h； 每千克塔顶蒸汽的焓，kcal/kg； 每千克塔顶液产品的焓，kcal/kg； 每千

16、克气相纯组分的i的焓，kcal/kg； 每千克液相纯组分的i的焓，kcal/kg； 混合热。=0 查设计参考资料得： 丙烯 丙烷 =2.8510kj/h 式中： 每千克由冷凝器上升蒸汽的焓，kcal/kg； 每千克冷凝液的焓，kcal/kg。 2、再沸器的热量衡算 依据设计参考资料，再沸器热损失忽略不计，得 q=vh 式中: q再沸器的热负荷，kcal/h; 提馏段上升蒸汽的量，kg/h； 提馏段下降液体的量，kg/h 每千克由再沸器上升的蒸汽焓，kcal/kg 每千克釜液的焓，kcal/kg 每千克在提馏段底层塔板m上的液体焓，kcal/kg 查设计参考资料得： 丙烯 =168.5 kcal

17、/kg =99.5 kcal/kg 丙烷=102 kcal/kg =34 kcal/kg 丁烷=110.5 kcal/kg =30.5 kcal/kg =168.50.1991+1020.8223+110.50.0186 =112.7383 kcal/kg =99.50.1591+340.8223+30.50.0186 =44.3560 kcal/kg q （112.738344.3560） =6757026.02 kcal/h =2.82kj/h 3.全塔热量衡算 依据设计参考资料， 式中 ： kcal/h kcal/kg 丙烯 =168.5 kcal/kg=99.5 kcal/kg丙烷=1

18、00.5 kcal/kg=29 kcal/kg 丁烷=108 kcal/kg=26 kcal/kg 左边 = =6819001.22+94.63106913.41 =0.747kcal/h =3.12kj/h 右边 =d =637599.2321+538.4144.3560+6757026.02 =0.741 kcal/h =3.09kj/h 所以，在误差范围内 左边=右边。2.4 设备工艺计算 2.4.1 最小回流比计算 1、求相对挥发度依据式 计算举例：查得丙烯在44和51下的k值为，得到 同样，查得丁烷在44和51下的k值 得到 其相对挥发度为 同理算得其它相对挥发度如表九。表9 各组分

19、相对挥发度组分k44k51kiki/kj丙烯0.981.121.0483.235丙烷0.881.000.9382.895丁烷0.300.350.3241 2 求值 根据参考书得： 因为泡点进料 则 整理得 解得 因为应在2种相对挥发度之间。 据参考书： 最小回流比： 2.3.2 计算理论板数 由已知数据可以得到：塔顶丙烯丙烷的相对挥发度为塔釜丙烯丙烷的相对挥发度为得 根据参考书得 得 则确定最小的理论塔板数为65.24块。 2.4.3 塔板数和实际回流比的确定假定r值为15，则可以由查吉利兰关联图，得计算举例：取r=15 则有查图得 解得 n=93.624同理可以得到当取不同r值时n的变化列表

20、十所示：表10 不同回流比下对应的塔板数r（r-rmin）/（r+1）（n-nmin）/（n+1）n130.3150.36102.495140.3600.3499.35814.50.3810.3194.995150.40040.393.62415.50.4180.2890.995160.4360.2688.509 由上表中可以看到塔板数在r=14.515之间变化为最慢所以，取块考虑到板效率取实际板块计算板效率： 2.4.4 确定进料位置 因为是泡点进料，所以： 其中： 为提馏段塔板数，为精馏段塔板数 带入数据可以得到： 解得 所以 进料位置为从塔顶第62块板进料。2.4.5 计算混合液塔顶，塔

21、釜进料的密度及气体的密度 （1）液体密度 查资料（3）p25-26 图得到45，44，51下的纯组分的密度如表十一。表11 各组分的在特定温度下的密度组分44时密度45时密度51时密度477475460462460449551549 按 计算举例，塔顶温度44 其余表十二。表12 液体在特定温度下的平均密度温度/项目444551液体的平均密度476.9381474.0514452.2777（2） 求气体的密度 查参考资料得各物性常数见表十三。表13 塔顶各组分的物性常数组分分子分数临界温度t0临界压力pcyitiyipcyimi丙烯0.9962364.9045.37363.513445.197

22、641.9201丙烷0.0038369.8041.321.40520.15700.1695丁烷042537.46000共计1364.9245.35542.088计算举例：对塔顶对比温度对比压力由，查参考资料，得同理求得塔釜 2.4.6 求液体及气体的体积流量 因为 q =1所以 （质量流量相等）变换成体积流量 2.4.7 初选板间距及塔径的估算 要求塔径应先求出空塔气速，而 式中可由史密斯关联图查出，横标的数值为： 取板间距板上液层高度图中参数值为：根据以上数值查图得：因物系表面张力校正； 则实际气速 ， 取塔板布置，则空塔气速为：；塔径 按标准塔径圆整为：；塔截面积 2.4.8 浮阀塔内件及

23、工艺尺寸确定 1、塔板布置 （1） 浮阀形式根据资料，选择fiz-3c型、阀片厚度、阀重33克、塔板厚度s=3mm、最大开度8.5mm、最小开度2.5mm。根据资料规定当直径大于2.2米时，采用双流塔板，排列成正三角形。（2） 求阀孔气速根据资料得 则有精馏段阀孔气速 提馏段阀孔气速 取临界阀孔气速为适宜气速。（3）确定阀数及开孔率 精馏段 提馏段 按jb1206-71标准，取t=80mm，作图排列，得n=420个。开孔率 在10%14%内，合适。 2、溢流堰及降液管设计计算由题意确定塔板为双流型，溢流堰为弓型，降液管为弓型。（1） 计算停留时间按资料 5 其中因为： ，由图查得：，； 则 ；

24、精馏段降液管液体流速m/s0.1m/s 满足要求。提馏段降液管液体流速m/s0.1m/s 满足要求。则精馏段停留时间5s提馏段停留时间5s 均满足要求（2）降液管底缘距塔板的高度计算根据资料 ， 其中 因为双溢流 弓型降液管出口堰长度 =0. 8192.4=1.965m 降液管下端出口处的液流体流速m/s =0.070.25，取0.2m/s精馏段 提馏段 据参考书取（3） 计算溢流堰上液层高度（采用平流堰计算）按资料 ，取e=1 （式中 堰上清液层高度，mm）精馏段 提馏段 取出口堰高度 由 精馏段 提馏段 取 3、塔板总压降的计算 （1）干板压降 对于阀片全开前用式 精馏段 m液柱 提馏段

25、m液柱 全开后用式 精馏段 m液柱提馏段 m液柱 取两者中较大者 ，提馏段m液柱 精馏段 （2）板上清液层阻力 精馏段 m液柱 提馏段 m液柱因为 m液柱 精馏段 m液柱提馏段 m液柱 4、雾沫夹带 （1） 雾沫夹带量的计算根据资料， （f泛点百分率） 式中： 精馏段 提馏段 溢流的流程长度 操作面积 查资料，得到泛点负荷系数： 又不同物系的系统因数为1.0将所得参数代入得： 精馏段 % 提馏段 %取最大值%满足8082%由资料，用夹带量经验式 （空塔气速） （1）其中400 故a=0.159， （2）气液物性影响参数式 液体表面张力计算，由参考资料查得表面张力数据如下表十四。表14 各物质在

26、相应温度下的表面张力4451丙烯4.84.1丙烷4.63.9丁烷8.7 由公式 计算举例：44下 同理得到：表15 液体平均表面张力液体平均表面张力444.7992514.0227计算气体粘度由公式 查得各组分气体粘度列表十六。表16 各组分气体粘度气体粘度，气体粘度，4451丙烯92.094丙烷85.087丁烷81计算举例：44 则计算结果列表十七。表17 平均气体粘度平均气体粘度4491.97270.9385187.95940.8966代入式(2)计算 44下影响参数为 51下影响参数为 计算开孔区截面积占总截面积的百分率 因为250 破沫区 取边缘区所以 故 %将以上数据代入式(1)精馏

27、段 %10%提馏段 %10%所以满足要求。 5、溢流液泛情况校核根据资料（5） ，式中： 降液管内清夜层高度，m； 液相在降液管内阻力损失，m液柱； 板上液面落差，m，一般可忽略。且 精馏段 提馏段 则有：精馏段 提馏段 为避免溢流液泛，一般要求故取 所以 满足要求。 2.4.9浮阀塔的操作性能图. 1、 过量雾沫夹带线取极限雾沫夹带 e=10%则 10%=整理精馏段 同理提馏段 计算举例：假设精馏段 从而得到表十八。表18 雾沫夹带线数据1234精馏段假设36180193.854012.4336.3638.275.6262.4386.3688125.620.50870.43300.4290.

28、37303.59403.05911.9402.6352提馏段假设36180219.6754012.4336.3641.575.6262.4386.3692.0125.620.46360.39460.4210.33993.27532.78781.9042.4014得到雾沫夹带线。 2、 液泛线此处只计算降液管的液泛。 取 液泛时， 整理得，精馏段 提馏段 计算举例：假设 测算出 同理可以得到表十九。表19 液泛线数据1234精馏段假设36180193.85403.12012.70292.6610.787922.0419.1012.0315.57提馏段假设36180 219.675402.8840

29、2.49822.3870.726920.3717.6510.805.14得到降液管液泛线。3、 液相上限线液相最大负荷表示为式 计算得到过点作垂直线，即为液相上限线。4、 漏液线取 则有由公式 精馏段 则有 提馏段 则有 过作水平线，即为浮阀塔的漏夜线。5、 液相下限线设最小液相时，平直堰上液层高度为6mm。则 得 过点作垂直线，即为液相下限线6、 操作点精馏段 提馏段 在回流比不变的操作条件下，依据以上各式得到精馏段和提馏段的操作性能图： 图7 浮阀塔精馏段操作性能 图8 浮阀塔提馏段操作性能7、 操作弹性溢流液泛时，又有 ，故 精馏段 提馏段 因为 ，所以 精馏段 提馏段 又有 精馏段 提

30、馏段 从而得到： 精馏段 提馏段 故有： 精馏段 提馏段 操作弹性： 精馏段 操作弹性= 提馏段 操作弹性= 3、 车间布置的主要设计思想车间布置设计包括确定各个工艺设备在车间平面的、立面的相对位置；确定某些在工艺流程图中一般不予表达的辅助设备或公用设备的位置；确定供安装、操作与维修的通道系统的位置与尺寸以及在上述各项的基础上确定建筑物与场地的尺寸。这是车间工艺设计的重要环节之一，还是工艺专业向其它非工艺专业提供开展车间设计的基础资料之一。有效的车间布置将会使车间内的人、设备和物料在空间上实现最合理的组合，以降低劳动成本，减少事故发生，增加地面可用空间，提高材料利用率，改善工作条件，促进生产发

31、展。布置不合理的车间，基建时工程造价高，施工安装不便；车间建成后又会带来生产和管理问题，造成人流和物流紊乱，设备维护和检修不便等问题，同时也埋下了较大的安全隐患。车间一般由生产部分（一般生产区及洁净区）、辅助生产部分、行政生活部分和通道四部分组成。 车间布置设计通常采用两阶段设计即初步设计和施工图设计，既要考虑车间内部的生产、辅助生产、管理和生活的协调，又要考虑车间与厂区供水、供电、供热和管理部分的呼应。车间的平面形式与布置厂房的平面轮廓：有长方形、正方形、l型、t型、e型等。其中以长方形最常见。设备布置的需要满足gmp的要求、满足工艺要求、满足建筑要求、满足安装和检修要求、以及满足安全和卫生

32、要求车间布置图一般包括下列内容：、一组视图：表示厂房建筑的基本结构及设备在厂房内外的布置情况。、尺寸及标注：注写与设备布置有关的尺寸及建筑定位轴线编号，设备的位号及名称(平面布置图不注设备名称)等。、安装方位标：表示安装方位基准的图标。、附注说明。如：1.楼面标高为完成面最低标高； 2.地面设计标高为el100.000； 3.图中标高尺寸为m，其它尺寸为mm；等等。、标题栏：填写图名、图号、比例、设计阶段等。同时车间设计还需要注意以下两项：1、成品输送：常采用传统的成品辊道传送2、降温设施: 安装百叶窗，进风口安装抽风机，进风口为圆孔；出风口只安装百叶窗，不安装抽风机；重新灌注钢筋混凝土，并预

33、留百叶窗的安装孔。四、化工管路设计4.1管路计算 1、传热管的计算及选择 假定传热系数k为1200w/(k)，已知 q = 2.8510 传热管规格选为，l=3000mm，按正三角形排列，则传热管的根数为： 由于选择的是单流程，则有得到壳体直径为从而取进口管直径为250mm，出口管直径为600mm。 2、蒸气管管径可用公式计算 其中塔顶蒸气出口管直径； 气体速度。绝压下=3050m/s，取30m/s，按加压下操作，=0.67取公称直径 查资料选择外径为480mm，壁厚24mm。 3、回流管强制回流（由泵输送）时，=1.52.5m/s，取=1.5m/s 由取公称直径为 查资料选择外径为325mm

34、，壁厚28mm 。 4、进料管 常压下u=0.40.8m/s，取0.75m/s其中 取公称直径为 查资料选择外径为133mm，壁厚14mm。 5、塔釜液出口取公称直径为 查资料选择外径为38mm，壁厚4mm。综合以上数据列表20如下：表20 塔体各管线尺寸公称直径外径接管壁厚塔顶蒸气出口45048024塔体液体出口32384回流管30032528进料口125133144.2 管道布置图的主要设计思想管道布置设计的意义关系到建设指标是否先进合理；关系到生产操作能否正常进行，管道运转的顺畅，设备运转的顺畅，整个车间的生产操作的成效；关系到车间布置的整齐美观和通风采光良好等问题。同时，对于不同的操作

35、条件，要求较高，如高温、高压、真空或低温等，以及生产中物料性质的复杂性，还有易燃、易爆、毒害性和腐蚀性等特点，所以对化工管道的安装难以做出统一的规定，需对具体的生产流程特点，结合设备布置综合进行考虑。5、 非工艺条件设计5.1 非定型设备设计条件单通过计算并结合相关实际情况，在整个精馏工段中主要的设备包括原料缓冲罐、进料冷却器、丙烯精馏塔、塔顶再沸器、塔釜冷凝器、丙烯回流罐、丙烯冷却器、丙烯储罐。各设备的相关设计数据如表21所示：表21 设计工段主要设备一览表设备名称规格介质名称操作条件数量材质温度压力丙烯精馏塔c3451.8116mnr原料缓冲罐lpg401.2116mnr丙烯塔回流罐c35

36、12.1116mnr丙烯成品储罐c3401.2116mnr进料冷却器aes800-4.0-160-6/25-4管程：lpg40752.3110b=150壳程：c4110801.916mnr塔顶冷凝器bes1500-2.5-635-6/25-4管程：循环水420.5110b=450壳程：c348.61.9516mnr塔釜再沸器tbjs1800-4.0-840-6/25-4管程：热水1050.5110b=450壳程：c3602.016mnr丙烯冷却器bes500-4.0-55-6/25-4管程：循环水420.4110b=150壳程：丙烷482.816mnr6、 结论本次设计主要是针对丙烯生产工艺进行设计的。通过查相关资料并结合目前世界及我国对丙烯研究和生产现状，在本次设计中主要是对丙烯精馏塔和塔釜冷凝器等主要设备的工艺结构，车间布置和化工管路等进行了初步的设计计算