丙烯丙烯精馏装置设计化工原理课程设计报告书

1、过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计学院（系）：化工与环境生命学部专业：学生姓名：_学号：指导教师：吴雪梅、李祥村评阅教师：吴雪梅、李祥村完成日期：2013年7月4日大连理工大学Dalian University of Technology、八 、亠前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。由于只有两周的时间做， 第二周内，我几乎每天都在熬夜写，只有封面、目录和前言部分为打印、其余部分均为手写，部分数 据上可能会有一些错误，如保留位数的不同，

2、计算的错误等。前 后的数据由于工程量浩大也许有不一致的地方，属于学生我自己 的能力不够，请老师谅解！感谢老师的指导和参阅！目录第一章概述 1第二章方案流程简介3第三章精馏过程系统分析 5第四章再沸器的设计 14第五章辅助设备的设计 21第六章管路设计 25第七章控制方案 27设计心得及总结28附录一主要符号说明29第一章第二章第三章第四章 概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 精馏塔 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

3、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。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提 馏段，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。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。2再沸器 作用：用以将塔底液体部分汽化后送

4、回精馏塔，使塔内气液 两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它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。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。3 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第二章 方案流程简介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

5、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 工艺流程1） 物

6、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。3设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。处理量：70kmol/h产品质量：（以

7、丙稀摩尔百分数计）进料：Xf= 65 %塔顶产品：Xd = 98 %塔底产品：x w w 2 %第三章 精馏过程系统设计丙烯、丙烷精馏装置设计第一节 设计条件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 。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=1.6 。3 塔板形式：浮阀4处理量： qnfh =70kmol/h5 安装地点：大连6塔板设计位置：塔顶第二节 物

8、料衡算及热量衡算物料衡算全塔物料衡算:qnF = qnD + qnWqnF XF = qnD XD + qnW XWqnF =60 kmol/h , xf =0.65 ,XD =0.98 ,w =0.02解得：qnd =45.93 kmol/h , qnw =24.06 kmol/h进料状态混合物平均摩尔质量M v =0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol;M l =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol;塔内气、液相流量:塔内气、液相流量：1 ）精馏段：L R D ； V （R 1） DL' V' W2 ）提馏段：L' L

9、qF; V' V （q 1）F;三热量衡算1）再沸器加热蒸气的质量流量：Gr QR/rR2）冷凝器热流量:QCv r冷凝器冷却剂的质量流量：GC QC/Gd鮎）第三节塔板数的计算假设塔顶温度t=42.5 ° C塔顶压力Pt=1.72MPa查P-K-T 图得：kA=1.05; kB=0.92则 a顶=kA/k b=1.05/0.92=1.141;假设精馏塔的塔板数是143块，每块板的压降为100mmH 2O;塔底压力为 P=1.86Mpa;塔顶温度 t=53 ° C, kA=1.19； kB=1.03;则 a 底=kA/k b=1.19/1.03=1.155= 1.1

10、48 ;当 Xe=0.65 时，Ye=0.681;Rmin= 0.98 0.681 =9.74 R=1.6Rmin=15.59;0.681 0.65Nmi n=lg)lg=56.39;Ntn N min =0.751 -( R RRmin ) 0.5668 ;Nt 1R 1解得Nt=87Nt进料位置:Nr,minlg查表Z=0.7253 ° C纯丙烷的v=4743Nr N min _ Nt N min第四节精馏塔工艺设计1.物性数据定性温度T取塔顶温度TD=316.1K，塔底温度T2=325.23K 的平均温度320.65K液相密度(51.77 °，1.78MPa)表面张力

11、（51.77 °，1.78MPa）丙烯453.74.16丙烷445.364.65气相密度（51.77 °，表面张力（51.77 °，1.78MPa)1.78MPa)丙烯47.86丙烷40.35液相密度 P L = 0.982*453.7+0.018*445.36=453.55 kg/ mpV =47.86*0.98+40.35*0.02=47.71 kg/ m液 相表面 张力： 尸 4.65*0.982+4.16*0.018=4.63mN/m2.初估塔径摩尔质量：Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol;ML=0.976*42+0.024*44=

12、42.048g/mol;质量流量:Wv=V Mv=738.675*42.04/3600=8.63kg/sWL=L ML=746.175*42.048/3600=8.72kg/s假设板间距HT=0.45m;F wi rv两相流动参数：LV Wv i 0.267查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得:C20 =0.053=4.63所以，气体负荷因子:0.2C20 20=0.0396Uf液泛气速：V = 0.155m/s取泛点率0.7操作气速：u =泛点率 x uf=0.11 m/s气体体积流量q = Wv/ pV=0.181 m 3/s nvs气体流道截面积：A 5VVs =1.65 m

13、2u选取单流型弓形降液管塔板，取 Ad / AT =0.09;塔径:圆整后，取D=1.6m符合化工原理书P108 表 6.10.1 及 P110 表 的经验关联实际面积：AT4D2 =2 m2降液管截面积:Ad=AT-A=0.18 m 2气体流道截面积:实际操作气速：UA=AT(1- Ad at)=1.82 m 2qVVsA = 0.11 m/s实际泛点率：u /uf =0.71与所取0.7基本符合则 实际HT=0.45m，D=1.6muf=0.155m/s,u=0.11m/s.AT =2 m 2 ,A=1.82 m 2 ,u / uf =0.713.塔高的估算其中精实际塔板数为Np，理论板数

14、为NT=140 （包括再沸器）， 馏段61块，提馏段79块，则Np= (NT-1 )/0.6+1=139/0.6+1=233(块)实际精馏段为 102-1=101 块；提馏段为 132 块，塔板间距 H T =0.45 m有效高度：Z= H T X( Np-1 ) =104.4m;进料处两板间距增大为0.8m设置 8 个人孔，每个人孔 0.8m裙座取 5m, 塔顶空间高度 1.5m, 釜液上方气液分离高度取 1.8m. 设釜液停留时间为 20min ，排出釜液流量q= Wv/ pV=0.181 m 3/snvs密度为P b =453.55kg/m3釜液高度： Z= qnvs /(3* 1.6

15、2 )=0.024m 取其为 0.03m总塔高h=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2*(0.7-0.45)=116.03m第五节 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=A-AT = 0.18 m 2由 Ad / AT =0.099, 查化工原理 (下册) P113 的图6.10.24 可得：lw/D=0.73 所以，堰长 lw=0.73D=1.168 m2. 溢流堰取E近似为1则堰上液头高：2/3how3 qnlh2.84 10 3 E29.51mm>6mml w取堰咼hw=0.029m,底隙 hb=0.035m液体流经底隙的流

16、速:qnlsub lwhb/3600=0.266m/s第六节塔板布置和其余结构尺寸的选取1.取塔板厚度6 =4mm进出口安全宽度bs=bs ' =80mm边缘区宽度bc=50mm由Ad / At =0.09,查化工原理（下册）P113的图6.10.24 可得：bd/D=0.14bd 1611(lwD)2所以降液管宽度：bd =0.224mr=(bdbs)=0.496mbe=0.75mA 2有效传质面积：a2 x2r2s in 1y)=1.228 m 2采用F1Z-41型浮阀,重阀浮阀孔的直径d =0.039 m0初取阀孔动能因子F0=11，计算适宜的阀孔气速浮阀个数 nF。U0=1.6

17、0qnvsd。2 u0=952.浮阀排列方式由于直径较大，所以采用分块式塔板，等腰三角形排列取 t=100mm孔心距 t=(0.907*( Aa/Ao)0.5 *d =0.110m0浮阀的开孔率A0A6.6%<10%D2u0qnvs2=1.60 md°ns4F0uov = 11.05 所以 F0=11 正确第七节塔板流动性能校核1.液沫夹带量校核=0.34<0.80.78A KCf由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数CF =0.120根据表5-11所提供的数据，K可取K=1 0Z=D-2 bd=1.2mAb At2Ad =j64m 2q

18、nvsF11.36 qnis Z= 0.45 <0.8AKCf故不会产生过量的液沫夹带2 .塔板阻力hf的计算和核对塔板阻力hf= h o+h l+h c(1) 干板阻力ho临界气速uokuok73v1.825=1.341 m/ s因阀孔 气速大于其临界气速，所以在浮阀全开状态计算干板 阻力h0 5.342vU0=0.066 m/ s2g/s(2) 塔板清夜层阻力hi液相为碳氢化合物 0=0.5hi0%how=0.0295 m(3) 克服表面张力阻力hLg d°=0.0001046 m很小，一般忽略不计以上三项阻力之和求得塔板阻力hf= ho+hi+h 尸0.066+0.029

19、5+0.0001046 =0.0995m3 .降液管液泛校核Hdhowhf hd可取20液体通过降液管的阻力主要集中于底隙处，近似取=3则得hd2 2皿0.153皿2giwhb8 qnLslW hb=0.01 m液柱则 Hdhw howhfhd =0.169 m 液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.5则 Hd ' =0.338m 液柱HT+hw=0.45+0.029=0.429m> Hd '所以不会发生液泛。4 . 液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于 3-5s凡Ht =4.935s >5s满足要求,则可避免严重的气泡夹qnLs带。5 .严重漏液校

20、核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取F0 =5的相应孔流气速U0=0.765 m/su0u 0第八节负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标1 .过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：F1qnvsr36 qnis Z0.8AbKCF由此可得液沫夹带线方程：qnvs =0.373-3.89 qnvsnls此线记作线（1）2 .液相上限线对于平直堰，其堰上液头高度 how必须大于0.006m ,2/3how2.84 10 3E VLh0.006取Iw取E=1，代入lw，可求得lw的值，则Lh=3.07*lw=3.59m/h此线记作线（2）-与纵轴平行3.

21、严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取F05时，计算相应气相流量则 qnvh 3600 A0U0 =312.38 m3/h此线记作线（3）与横轴平行4液相上限线qnvh 3600 Ad Ht由上述关系可作得线（4）5浆液管液泛线58.32 m3/h (291.6 )720Hd' =H+hWHd将H dhW hOWhfhd其中vo为避免降液管液泛的发生，应使HdHt hw （*）ohf= h o+hi+h其中h。可忽略不记h02h0 hw how5.34v u0i 2g222hdUd0.153 基1.18 10 8 基2glWhblWhb将各式代入（*）式可得液泛方程线

22、：2.84 10 3 Eqnlh1 w2/31.34*10-5 * q 2 =0.1755-2.63* 10 3nvhqLh 2/3 -7.68* 10 6 * qLh 2此线记作线（5）计算降液管液泛线上的点：如表所示液相流量1020304050气相流量110110691034994949第四章再沸器的设计设计任务与设计条件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）丙稀=0.02，丙烷=0.98塔顶压力：1.72MPa塔底压力 Pw=1720+ Np X hf=1720+142 X 0.0973 X 474.46688 X 9.807 X 10

23、 -3=1788.36KPa2 再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度C）10054压力（MPa绝压）0.10131.78803. 物性数据1）壳程凝液在温度（100 C）下的物性数据:潜热：5=2319.2 KJ/Kg热导率：入c =0.6725w/(m*K)粘度：yc =0.5294mPa密度：pc =958.1kg/m2）管程流体在（54 C1.788MPa ）下的物性数据:潜热：5=330 KJ/Kg液相热导率：入b =0.082w/（m液相粘度：u b =0.07mPa液相密度：p b =442.8kg/m液相定比压热容：Cpb=3.19KJ / Kg K表面张力：彷b = 0.0039

24、4N/m气相粘度：卩v =0.0088mPa气相密度：P v =47.19kg/m蒸气压曲线斜率(厶t/炉)=0.00025 m 2 K/kg二估算设备尺寸Mw热流量RDb bDc c-V' rb 1000/3600=2633400w传热温差：tm =46 C假设传热系数：K=850W/( m 2 K)估算传热面积Ap Qr =67.35 m 2 K tm拟用传热管规格为：25 x 2mm,管长L=3mDS t(b 1)(2 3)d。A则传热管数：Nt =286d丄若将传热管按正三角形排列，按式Nt =3a(a+1)+1;b=2a+1得：b=18.6管心距：t=32mm则壳径：DS t

25、(b 1) (23)d0=638m取 D= 0.600m管程出口直径：Do=0.35m三传热系数的校核1 显热段传热系数K 假设传热管出口汽化率Xe=0.22 则循环气量:WtXe36.27kg/s1）计算显热段管内传热膜系数a i 传热管内质量流速：G Wdi=25-2 x 2=21mmWts° = 366.17kg/( m2?s)RediGC普朗特数：Pr 3=2.73b显热段传热管内表面系数:0.023Re0.8 Prn di=1445.43w/( m 2 K)2）壳程冷凝传热膜系数计算a o蒸气冷凝的质量流量：m Q = 1.1354kg/s rc传热管外单位润湿周边上凝液质

26、量流量:Mmd 0 N T =0.051 kg/(m ? s)Re= 381.941/321/ 3管外冷凝表面传热系数：。1.88Reo /2g 3y=5540.36w/ (m 2 K)沸腾侧：Ri=0.000176 m2?K/w冷凝侧：Ro=0.00009m2? K/w管壁热阻：Rw= 0.000051 m 2? K/w4）显热段传热系数Kl1dR di Rjdjdjdm=735.8w/( m2? K)2.蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量:Gh=3600 G=1318220.97kg/( m 2?h)Lockhut-marti nel参数:Xe=0.22 时:在X=Xe 的情况下

27、0.50.1vbbv=1.268569 / 0-9Xtt 1 x x则 1/Xtt=0.7969再查图3 29 ,ocE=0.1X=0.4 Xe=0.088 时1/Xtt x 1 x0.9b v0.5=0.304728v b查设计书P96图3 29得：a' =0.8 2 )泡核沸腾压抑因数：a =( aE+ a' )/2=0.45泡核沸腾表面传热系数：0.690.330.31b0.68nb 0.225diQdiPdiAprb b=6293.4w/( m 2? K)3 )单独存在为基准的对流表面传热系数i0.0Y Re 1 %08 0.4Pr=1342.7w/( m2? K)沸腾

28、表面传热系数：KE对流沸腾因子：F tp3.50.5=1.93两相对流表面传热系数1 Xtttp F tp i=2589.05w/( m 2? K)沸腾传热膜系数：VtPa nb = 5421.08 w/( m 2? K)Ke 1d oRi d ovdi diRw d°Ro dm=1324.4 w/( m2?K)4 传热系数 K CKlLbcKe Lcd L=1312.84m3.显热段及蒸发段长度二LBC P sL_tdjNTKL tmP s C PwL LWt=0.02Lbc =0.274872L= 0.06Lcd =L- L BC =2.94实际需要传热面积：Ac Q Kc tm

29、 :=43.61m 25 传热面积裕度：H A Ac ； Ac=54%>30%所以，传热面积裕度合适，满足要求1 .循环系统推动力:1 ）当 X=Xe/3= 0.073 时Xtt0.9x0.50.1=3.94Rl两相流的液相分率：XttoX2t 21Xtt 10.5=0.3954两相流平均密度:1vRlb Rl203.61kg/m32 ）当 X=Xe=0.22/0.9/0.50.1Xtt'1 x xvbbv=1.268569亠Rl'Xtt0.5两相流的液相分率:X221Xtt1=0.2333两相流平均密度：tpv 1Rlb Rl=139.49kg/m3根据课程设计表3 1

30、9得：L=0.8m,则循环系统的推动力:PdL CD b tp ltp g=5804.33pa2 循环阻力/ Pf:管程进出口阻力 P1G进口管内质量流速：Wi0.785Di2=738.94kg/(m2 s)釜液进口管内流动雷诺数：Re 陛=2639078.374b7543R038-氏=0.0152(D 0.0254)=29.298m进口管长度与局部阻力当量长度:L0.3426(Di/0.254 0.1914)管程进出口阻力：Ri Di 2 b =1084.44Pa传热管显热段阻力 P2.WG 20.785di Nt2、i 1 =366.17kg/(m s)Re 陛=109851.74b0.0

31、12270.7543R0.38=0.0214P2BC dicd Vdib.液相流动阻力 PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2 s)ReL=745660.34 b = 9.i2Pa传热管蒸发段阻力 P3a.气相流动阻力 Pv3G=366.17kg/(m2 s)取 X=2/3Xe 则GVxG =53.7kg/(m2 s)ReV=128160.370.01227黔=0.021R/32 v =89.5Pab0.012270.7543R0l38=0.0167L£=257.78PaPL：)4=2516.52Pa管内动能变化产生阻力 P4动量变化引起的阻力系数：'M (1Xe)2

32、 bXe21= 2.2RlV (1Rl)P4 G M / b = 666.17管程出口段阻力 P5a.气相流动阻力 Pv5GW2t = 377.01kg/(m2 s)Do 42GV XeG =82.94kg/(m s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：2,'Do0254_= 40.79mL 0.3426 Do 0.0254 0.1914ReV dlGV =3298847V0.01227 苛 =0.015ReVPv5v L =39.52padi 2 vb.液相流动阻力 PL52Gl G Gv =294.07 kg/(m s)ReLGl = 1470343.7b0.01227 0754

33、3 =0.0157R；38PL5LLdGt2 b = 178.53PaP5pL：4)4 = 1442.387Pa所以循环阻力: Pf= P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa又因 PD=5804.33Pa所以Pd. Pf =1.014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。第五章辅助设备设计一辅助容器的设计容器填充系数取：=0.7丙稀的质量分率：65 42Mf=63.93%65 42 35 44由上面的计算可知 进料Xf=65%L1 进料罐（常温贮料）20 °C 丙稀 pli =522k

34、g/m丙烷 pl2 =500kg/m压力取 1.73947MPa10063.9100 63.9522500=513.84kg/m进料质q mfh =70 0.65 427010.65442989 kg/h取停留时间：为4天，即qmfh=96h进料罐容积:797.82m圆整后取V=798 m 3C3H6 474.46688 kg/m 3质量流量 qmLh =405.62*42.04 =17052.2648kg/h 则体积流量：q =35.9398 m3/hnlh/ h设凝液在回流罐中停留时间为10min，填充系数则回v流 qmL罐qnlh-的容L1=0.7积/ 60 =8.55 m33取 v=9

35、 m3 塔顶产品罐质量流量 q mDh =3600qmDs=qnD 42.04体积流量：qnvh=qmDhl 4.07 m3/h=0.7产品在产品罐中停留时间为=120h，填充系数qmDhqnvh3则产品罐的容积V =697.76 m3L1qmLhX3取 V=698 m34. 釜液罐取停留时间为5天，即 =120h,釜液密度为3i2 443.162kg/m3摩尔流量：q 24.0626kmol / h nw质量流量 qmwh =43.964 qnwqmWhq则釜液罐的容积 V409.2 m3L2取 V=410 m3二传热设备1 .进料预热器用80 C水为热源，出口约为50 C走壳程料液由20

36、C加热至46.22 C,走管程传热温差:tt1t2mt1lnt2(80 46.22)(5020)31.85K80 46.22 ln5020管程液体流率：qmfh =3600 q mfs =2989kg/h管程液体焓变： H=401kJ/kg传热速率：Q=qmfs H=2989 X401/3600=332.94kw壳程水焓变： H ' =125.6kJ/kg壳程水流率：q=3600 Q/ H ' =9542.9kg/h假设传热系数:K=650w/(m2?K)则传热面积:圆整后取A=6mQAK tm25.7m22. 顶冷凝器拟用0C水为冷却剂，出口温度为30 C走壳程。管程温度为4

37、3.1 C管程流率：qmVs =18983.49kg/hln_243.130t1 t2 (43.10)(43.1 30)tm25.19Km , t1一-In t2取潜热 r=353.53kJ/kg传热速率:Q= q mVs ?r=1864.07kw壳程取焓变： H=125.8kJ/kgK tm则壳程流率：qc=Q/ H=53343.9kg/h 假设传热系数：K=650 w/(m 2?K) 则传热面积：A 一 113.85m2圆整后取A=114m3. 顶产品冷却器拟用0 C水为冷却剂，出口温度为20 C走壳程。管程温度由43.1 C 降至 25 Ctt1 t2m , t1 In t2(431 2

38、0) (25 0)2404k,431 0In25 20管程流率：qmDs :=1931.2kg/h ;取潜热：r=306.38kJ/kg则传热速率：Q= q mDs ?r=164.36kw壳程焓变： H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/ AH=7052.23kg/h假设传热系数：K=6Q0 w/(m 2?K)A10.52m则传热面积K tm圆整后取A=11m 24. 液冷却器拟用0 C水为冷却剂，出口温度为20 C。走壳程管程温度由52.23 C降到25 Ctmt1 t2 (52.23 20)(250)28.46K管程流率：qmWs =1057.88kg/ht1In t2In52.23

39、 2025 0丙烷液体焓变： H =284kJ/kg传热速率：Q= q mVs ?AH =83.45kw壳程取焓变: H ' =83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/出=3580.9kg/h假设传热系数：A则传热面积：K=6Q0 w/(m 2?K)K tm4.5m2Redu52.0 10查得：入=0.026 取管路长度：L =120m取90度弯管2个（2 40d），其中吸入管装吸滤筐和底 阀 7, 个90度弯头；排出管中截止阀一个le =15d , 一个90度弯头，进入突然缩小0.5 ,文氏管流量计1个,喷嘴阻力取0.009811°6pa1 le hf(F2)2gPC 2.69 m取 Z 50m， Pf 1.641 06 Pa则He Zpf u2g 2ghf 378.1mqVLh =：d.回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s ，选©108 X 4 ,u 3600 5.788m 管路直径：d=0.1m=100mm/h选取泵的型号：AY扬程：30650m流量：2.5600m 3 /h液体密度：二 474.46688kg/m3液体粘度 0.067mPa s取尸0.2，相对粗糙度：&/d=0.002 Re 吒 3.54 105查得：入=0.0228 取管路长度：l=120m取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀7