丙烯丙烷化工课程设计 8.3万吨年丙烯－丙烷板式精馏塔设计

1、化工与制药学院课程设计说明书课题名称8.3万吨/年丙烯丙烷板式精馏塔设计专业班级 化学工程与工艺01班 学生学号学生姓名学生成绩指导教师课题工作时间2014-6-16至2014-6-28课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级 01 学生姓名殷祥 发题时间： 2014 年 6 月 17 日一、 课题名称8.3万吨/年丙烯丙烷板式精馏塔设计二、 课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）1. 课程设计参考书：(1) 陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000(2) 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备

2、. 北京：化学工业出版社，1986(3) 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995(4) 陈维杻，传递过程与单元操作. 杭州：浙江大学出版社，19932. 计算用计算机及绘图化工CAD软件三、 设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）1. 撰写课程设计说明书一份2. 带控制点的工艺流程图一张3. 塔设备的工艺条件图（包括部分构件）一张四、 设计所需技术参数原料： 丙烯、丙烷原料温度： 泡点进料，处理量： 8.3万吨/年原料组成： 丙烯的质量分率45%，丙烷的质量分率55%产品要求： 塔顶丙烯的质量分率90%，塔底丙烷的质量分

3、率98%生产时间： 300天/年冷却水进口温度：25加热剂： 0.3MPa饱和水蒸汽单板压降: 0.7kpa生产方式：连续操作，泡点回流五、 设计说明书内容(指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可)1 设计方案的确定2 带控制点的工艺流程图的确定3 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、加热剂、冷却剂、回流比）4 塔的工艺计算(1) 全塔物料衡算(2) 最佳回流比的确定(3) 理论板及实际板的确定(4) 塔径的计算(5) 降液管及溢流堰尺寸的确定(6) 筛板孔径及排列方式的确定(7) 塔板流动性能的校核（液沫夹带校核，塔板阻力校核，降液管液泛校核，液体在降液管内停留时间

4、校核，严重漏液校核）(8) 塔板负荷性能图的绘制(9) 塔板设计结果汇总表5 辅助设备工艺计算（1）塔附件设计（2）换热器的面积计算及选型（3）各种接管管径的计算及选型（4）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）六、 进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）2014年06月172014年06月19：查找资料，初步确定设计方案及设计内容2014年06月202014年06月22：根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿2014年06月232014年06月25：撰写设计说明书2014年06月262014年06月28：绘制工艺流程图及工艺条件图2014年06月

5、292014年07月01：答辩指导教师（签名）：陈苏芳 2014年 6 月 16 日学科部主任（签名）： 2014年 6 月 16 日课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目殷祥化工018.3万吨/年丙酮水板式精馏塔设计指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录答辩组成员签字： 记录人：年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导

6、教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日摘 要：本文通过设计板式精馏塔达到分离丙烯丙烷二元混合物，需要满足年处理量83000吨，原料中丙烯含量45%（质量分数，后同），塔顶产品要求含丙烯不低于90%，塔底丙烷含量不高于2%，常压操作，泡点进料。采用连续精馏流程,设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，塔釜采用液氮加热。通过全塔物料衡算、塔体工艺尺寸计算、塔板工艺尺寸计算，得到该塔板工艺尺寸。设计采用塔径2.8m，共安装59块塔板,第35块为进料板，每块

7、板安定区宽度0.080m、边缘区宽度0.050m、开孔数28200，采用单溢流弓形降液管，全塔高度为48.8m。精馏段操作弹性 3.50 提馏段操作弹性3.77。经验算各项设计均通过流体力学验算满足设计要求。关键词：精馏塔，筛板塔，丙烯，丙烷AbstractThis article elaborates a method to separation the propylene-propane binary mixture through a plate distillation tower in design. this rectifying tower need to fulfill fol

8、lowing requirements: throughput in annual is 83000 ton; 45% propylene content in the raw material; propylene content should not be lower than 90% in overhead production and should not be higher than 2% in tower bottom; operate in atmosphere , import materials in bubble point.Using continuous distill

9、ation process, adopt import materials in bubble point means heating raw materials liquid to the bubble point through preheater. The rising steam in overhead adopt total condenser The condensate temperature which lower than bubble point will be back to the tower, the rest of that will be send to stor

10、age tank after cooling by production. this system is a part of the easy-separation system, the tower bottom heat by steam directly.Through the calculations with the whole tower material balance, the body process size and tray size. Adopting tower diameter is 2.8 m, a total of 59 pieces of plate inst

11、allation, 35 pieces to feed plate, rectifying section opening every board number 28200, each with one overflow arch downcomer, tower height of 48.8 m. All designable datas meet the design requirements checked by fluid mechanics.Keywords: valve tower sieve plate distillation columnpropylene propane目

12、录前言- 11 -.第一章、物性数据- 12 -1.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力- 12 -1.2查取丙烯和丙烷不同温度下得密度- 12 -1.3查取丙烯和丙烷的性质- 12 -1.4丙烯丙烷系统txy数据- 12 -第二章、塔的工艺计算- 15 -2.1物料衡算- 15 -2.1.1 相对挥发度- 15 -2.1.2 回流比- 15 -2.1.3 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量- 17 -2.1.4 物料衡算- 17 -2.2 填料精馏塔温度的计算- 17 -2.2.1塔顶温度的计算- 17 -2.2.2塔底温度的计算- 17 -2.2.3进料温度的计算- 18 -2.2.4各段

13、温度及全塔平均温度- 18 -2.3 平均密度的计算- 18 -2.3.1 填料精馏塔平均摩尔质量的计算- 18 -2.3.2 气相平均密度计算- 19 -2.4 平均表面张力的计算- 20 -2.5 混合物粘度的计算- 20 -2.6 实际塔板数的计算- 21 -2.7 塔径的初步设计- 21 -2.7.1精馏段的直径和空塔气速为：- 21 -2.7.2提馏段的直径和空塔气速为：- 22 -2.8 塔高的设计- 23 -第三章、塔板的工艺计算- 24 -3.1 溢流装置的计算- 24 -3.1.1 堰长lw的计算- 24 -3.1.2 溢流堰高度的计算（本设计中选用平直堰）- 24 -3.1

14、.3 弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算- 25 -3.1.4 降液管底隙高度和凹形堰深度h1计算- 25 -3.2 塔板布置及开孔区的计算- 26 -3.2.1 塔板分布- 26 -3.2.2 开孔区计算- 26 -第四章、塔板的流体力学计算- 26 -4.1 气相通过筛板塔板的压力降- 27 -4.1.1 筛板塔干板阻力hc计算：- 27 -4.1.2 气体通过液层的阻力hl计算- 27 -4.1.3 液体表面张力h的计算- 27 -4.2 液面落差- 28 -4.3 液沫夹带- 28 -4.4 漏液- 28 -4.5 液泛- 29 -4.6 塔板负荷性能图- 30 -4.6.1 液沫夹带

15、线- 30 -4.6.2 液泛线- 31 -4.6.3 液相负荷上限线- 32 -4.6.4 漏液线- 32 -4.6.5 液相负荷下限线- 33 -4.6.6 操作线- 33 -4.6.7 负荷性能图- 33 -第五章、其他辅助设备的计算及选型- 35 -5.1管径尺寸的计算- 35 -5.1.1 进料管- 35 -5.1.2 馏出液回流管- 35 -5.1.3 釜液出料管- 36 -5.1.4 法兰- 36 -5.2其他附件的选取- 36 -5.2.1 人孔的选取- 36 -5.2.2 其它数值的选取- 36 -5.3泵- 37 -第六章、全塔的热量衡算- 37 -6.1塔顶冷凝器的计算-

16、 38 -6.2 预热器的计算- 39 -第七章、塔的相关说明- 40 -第八章、安全与环保- 42 -第九章、塔的评价- 43 -前言化学工程课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在化工生产中，常采用精馏的方式对混合物进行分离和提纯。精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。在设计过程中应考虑

17、到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的操作弹性。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计，精馏塔CAD绘制，塔板绘制，计算校核和负荷性能图的绘制等。第一章、物性数据1.1查取丙烯和丙烷不同温度下的表面张力表1.丙烯和丙烷表面张力温度/表面张力mN/m丙烯4015.695017.13丙烷4015.155016.491.2查取丙烯和丙烷不同温度下的密度 表2.丙烯和丙烷密度温度/密度/(kg/m3)丙烯40599.550611.5丙烷40578.450589.91.3查取丙烯和丙烷的性质表3.丙烯和丙烷的物理性质分子量/kg·kmol沸点/密度/

18、 kg·m-3黏度/MPa·s丙烯42.0847.71.9140.0835丙烷44.1042.12.0200.07951.4丙烯丙烷系统txy数据表4.丙烯丙烷系统txy数据t/xyt/xy-47.70.990.99-44.50.380.44-470.850.88-440.290.35-46.50.750.80-43.50.210.25-460.660.71-430.120.15-45.50.560.62-42.50.040.05-450.470.53-42.200第二章、塔的工艺计算2.1物料衡算2.1.1 相对挥发度丙烯：lg P=6.051068-851.3585/(

19、256.2420+t/)丙烷：lg P=6.079206-873.8370/(256.7609+t/)大气压：P=101.325KPax= ， y=XA， =求平均值：=1.2762.1.2 回流比(1)最小回流比泡点进料： q=1 ， 可得Xe =XF =0.462Ye =0.523Rmin=6.26 (2)最佳回流比及塔板数Rmin=6.26， 又R适宜=（1.22）Rmin 取各组R求塔板数：取R=1.2Rmin=7.152精馏线：y=x+即y=0.8825x+0.1062提馏线：y=x- 即Nmin=24.9625块lg=-0.9()-0.17 (<0.17)查“吉利兰关联图”：

20、 (0.17<<1)则可作出对应R值时的RN图表：表5. RNR1.05 Rmin1.1 Rmin1.2 Rmin1.4 Rmin1.6 Rmin1.8 Rmin2.0 RminN67595042333027由RN表作出RN图，图1.塔板数与回流比 由图取斜率为1的切点，得Ropt=1.8 Rmin已知: xD=0.904 xW=0.021 R=11.268 所以精馏段的操作线 :y=R/(R+1)x+xD/(R+1)=0.9185x+0.074 提馏段的操作线：y=(R+1)/Rx+xW/R=4.381x-0.00695通过表5可查得理论板数N=30 料液及塔顶、塔底产品的平均摩

21、尔质量丙烯的摩尔质量：M丙烯=42.08kmol/kg丙烷的摩尔质量： M丙烷=44.10kmol/kgxF =0.462同理可求得：=0.904， =0.021平均摩尔质量： MF=0.462x42.08+0.538x44.10=43.167kg/kmolMD=0.904x42.08+0.096x44.10=42.274kg/kmolMW=0.021x42.08+0.979x44.10=44.058kg/kmol2.1.4 物料衡算原料处理量mF =11527.78 总物料衡算 F+S=D=W F*xF=D*xD+W*xW联立解得 D=133.37kmol/h W=133.68kmol/h2

22、.2填料精馏塔温度的计算2.2.1塔顶温度的计算 因为=0.904查丙酮水系统txy数据 由内插法可得：t丙烯=43.72.2.2塔底温度的计算 因为=0.021 查丙酮水系统txy数据 由内插法可得：t丙烯=42.32.2.3进料温度的计算 因为xF=0.462 查丙酮水系统txy数据 由内插法可得：t丙烯=44.92.2.4各段温度及全塔平均温度各段温度及全塔平均温度 精馏段平均温度t1= 提馏段平均温度t2= 全塔平均温度tm=2.3 平均密度的计算已知: 混合液密度：:质量分率 混合气体密度：:为平均相对分子质量2.3.1填料精馏塔平均摩尔质量的计算 (1)塔釜平均摩尔质量计算MVWm

23、=0.024*42.08+0.976*44.10=44.05MLWm=0.021*42.08+0.979*44.10=44.06(2)塔顶平均摩尔质量计算 MVDm=42.08*0.904+44.10*0.096=42.27MLDm=42.08*0.881+44.10*0.119=42.32(3)进料板平均摩尔质量计算 MVFm=42.08*0.468+44.10*0.532=43.15 MLFm=42.08*0.444+44.10*0.556=43.20(4)精馏段平均摩尔质量计算 MVm1=42.71 MLm1=42.76(5)提馏段平均摩尔质量计算MVm2=43.60MLm2=43.63

24、2.3.2气相平均密度计算由Vm=，查表2得 精馏段：Vm1=2.489kg/m3提馏段：Vm2=2.533kg/m3表6.平均密度成分密度/(kg/m3)平均密度/(kg/m3)塔顶（47.3）丙烯608.26606.04丙烷586.79塔釜（42.3）丙烯602.26590.41丙烷581.05进料（44.9）丙烯605.38584.45丙烷584.04精馏段平均密度L1=3L2=32.4 平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即： 表面张力计算：由前面计算有：tD=-43.70C，tF=-44.90C，tW=-42.30C， 查表1可计算得出表7：表7.平均表面张力表面张力mN/

25、m平均表面张力mN/m塔顶（47.3）丙烯（0.904）16.7416.68丙烷（0.096）16.13塔釜（42.3）丙烯（0.021）16.0215.47丙烷（0.979）15.46进料（44.9）丙烯（0.462）16.4016.08丙烷（0.538）15.81由表6可得精馏塔各段平均表面张力：精馏段平均表面张力：1=提馏段平均表面张力：2=2.5混合物粘度的计算查表3，由内插法可得表8：表8.平均粘度温度黏度mN*s平均黏度mN*s塔顶丙烯（0.904）47.30.18160.1854丙烷（0.096）0.2208塔釜丙烯（0.021）42.30.17160.2085丙烷（0.979）

26、0.2093塔底丙烯（0.462）44.90.17680.1975丙烷（0.538）0.21532.6 实际塔板数的计算 根据，奥康内尔法：精馏段：ET =0.49*=0.692提馏段： ET =0.49*=0.682由逐板计算法计算理论塔板数：进料口为第十七块板，所以，精馏段N1=16，提馏段N2=24；实际板数：59块（含塔釜） 所以有：精馏段实际板数 NP精=NT/ET=16/0.4530=23, 即为23块 提馏段实际板数 NP提=（3-1）/0.3253=6, 即为35块全塔的实际塔板数：NP=NP精+NP提=23+35+1=59块实际全塔效率：ET=NT/NP*100%=30/59

27、*100%=50.847%2.7 塔径的初步设计2.7.1精馏段的直径和空塔气速为：气相体积流速： 精馏段：VS1=m3/s 提馏段：同理VS2=7.82m3/s液相体积流速： 精馏段：LS1=0.030m3/s 提馏段：同理LS2=0.034m3/s精馏段：umax=C 由 ，取板间距，板上液层的高度HL=0.07m， 则HT-HL=0.70-0.07=0.63m。图2. 史密斯关联图查史密斯关联图1可知：C20=0.140，=0.140*(16.38/20)1/2=0.135 由可知=2.08m/s，取安全系数为0.7 ，则空塔气速为：=1.456m/s，所以精馏塔的直径为： 2.641m

28、，按标准塔径圆整后为：D1=2.8m。横截面积：AT=D12/4=6.15m2空塔气速：u1=VS1/AT=7.81/6.15=1.27m/s验证：D=2.8m , U1=4VS1/D2=4*7.81/2.82=1.27m/s , u1/umax=0.61，0.6<0.61<0.8，故塔径D=2.8m合适。2.7.2提馏段的直径和空塔气速为： 气相体积流速： VS2=V2/V2=7.82m3/s 液相体积流速： LS2=V2/L2= 0.034m3/s由0.064，取板件距HT=0.7m，板上液层的高度 hl=0.07m，则HT- hl =0.7-0.07=0.63m查史密斯关联图

29、可知：C20=0.140=0.134由 可知1.98m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为： 1.386m/s所以精馏段塔体的直径为：2.68m，为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以按标准塔径园整后为：。因此 提馏段塔体实际的截面积为： 6.15m2 提馏段塔体实际的空塔气速： = 1.27m/s验证：U2=4VS2/D2=4*7.82/2.82=1.27，u2/uMAX=0.64，0.6<0.64<0.8，故塔径D=2.8m 合适。2.8 塔高的设计精馏段：Z精=(N精-1)HT=(23-1)*0.7=15.4m 提馏段：Z提=(N提-1)HT=(35-1)*

30、0.7=23.8m开人孔，每隔5块板开一人孔，从进料板算： 精馏段有5个人孔，提馏段有7个人孔，封头1.5m，裙座高4m，塔釜高1m 塔高；Z=Z精+Z提+13*0.1+1.5+5+1=48.8m第三章、塔板的工艺计算3.1 溢流装置的计算由于，可选用平直堰弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：3.1.1 堰长lw的计算取 lw=0.6*2.8=1.68m3.1.2 溢流堰高度的计算（本设计中选用平直堰） 溢流堰高度的计算公式为：， 本设计中选用平直堰，堰上液层高度的计算公式:（弗兰西斯公式2）,查图9可知，其中近似取E=1,则图3. 液流收缩系数 E 精馏段：hOW1=0.00284E=

31、0.00284*1*，hW1=0.07-0.045=0.025m(0.020.05)，符合要求。 提馏段：hOW1=0.00284E=0.00284*1*，hW2=0.07-0.049=0.021m(0.020.05)，符合要求。 所以，溢流堰高度设计合理。3.1.3 弓形降液管宽度WD和截面积Ar计算 由,查图10，得:AF/AT=0.05，WD/D=0.1 即:AF=0.05*6.15=0.307m2，WD=0.1*2.8=0.28m。所以，精馏段停留时间：提馏段停留时间：由上述计算结果可知，二者的停留时间都大于5秒，故弓形降液管宽度Wd和截面积Ar设计合理。图4. 弓形降液管参数3.1.

32、4 降液管底隙高度和凹形堰深度的计算 精馏段：取uO=0.5m/s则ho=LS1/(lw*uO)=0.035m 为了防止液泛，故应选ho=0.04m（，符合要求） 凹形堰深度h1>h0，取h1=0.06m 提馏段：取u0=0.5m/s，则=LS2/(LW*u0)=0.040m 为了防止液泛，故应选=0.05m （，符合要求）凹形堰深度h1>h0，取h1=0.07m3.2 塔板布置及开孔区的计算3.2.1 塔板分布 本设计塔径，通过人孔装拆塔板。3.2.2 开孔区计算常压下，=3，d0=5mm，故t=15mm 作图可知，开孔区孔个数共约有28200个， 开孔率=28200* 开孔区面

33、积A计算得；A=5.00m2 则=0.55/5=11.07 孔面积A0=A=0.553m2 精馏段；u0= 提馏段；u0=第四章、塔板的流体力学计算4.1 气相通过筛板塔板的压力降 气相通过浮阀塔板的压力降的计算公式为:4.1.1 筛板塔干板阻力hc计算：hc=0.051()2， = 查筛板的孔流系数图P196页，得C0=0.772精馏段：hc=2=0.070m液柱 提馏段：hc=2=0.071m液柱气体通过液层的阻力hl计算hl=hL， 动能因素Fa=ua， ua=， 鼓泡区面积=A-2AdAd为降液管面积：Ad=0.34m2， 则有=5.74m2 精馏段：ua=， Fa=1.43* 提馏段

34、：ua，=， Fa=1.43* 分别查充气系数图P196，得：精馏段：=0.57，液层阻力hl=hL=0.57*0.07=0.0399m液柱 提馏段：，=0.57，液层阻力hl=hL=0.57*0.07=0.0399m液柱液体表面张力h的计算h= 精馏段：h=-3m液柱提馏段：h，=-3m液柱 气体通过每层塔板的压降精馏段：PP=hpL1g=(hc+hl+h)g=(0.070+0.0399+0.00224)*595.25*9.81=654.83Pa<0.7KPa提馏段：PP=(0.071+0.0399+0.00219)*587.43*9.81=651.70Pa<0.7KPa4.2

35、液面落差由于塔径较大，液面落差可忽略不计4.3 液沫夹带液沫夹带量=()3.2 泡沫层高度=2.5hL=0.175m 精馏段：=()3.2=8.59kg液/kg气<0.1提馏段：=()3.2=9.2kg液/kg气<0.1 故本设计中液沫夹带量在允许范围内4.4 漏液由3mm<d0<12mm 用u0,min=4.4C0，= 精馏段：= u0,min=4.4*0.772* 实际孔速u0=14.12>5.86 稳定系数K=2.41>1.5提馏段： u0,min=4.4*0.772* 实际孔速u0=14.14>5.62 稳定系数K=2.52>1.5故本设

36、计无明显漏液4.5 液泛Hd=(HT+hW)， 一般物系=0.5 精馏段：(HT+hW)=0.5*（0.7+0.025）=0.363m液柱提馏段：(HT+h，W)=0.5*（0.7+0.021）=0.361m液柱 又因Hd=(hp+hL+hd)， hd =hd1+hd2 精馏段：hd1=0.153()2=0.153*()2=0.030 hd2=0.1()2，忽略不计提馏段：hd=hd1=0.153()2=0.153*()2=0.030精馏段：Hd=0.112+0.07+0.030=0.212<0.363m液柱提馏段：Hd=0.113+0.07+0.039=0.222<0.363m液

37、柱故本设计中不会发生液泛现象4.6 塔板负荷性能图4.6.1 液沫夹带线以=0.1kg液/kg气为限由=()3.2， ua=AT=6.15m2， Af=0.307AT =1.89m2精馏段：ua= ，hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5()=-=0.638-故=()3.2=0.1整理得：=15.83-29.28提馏段：ua ， hf=2.5hL=2.5(hW+hOW)=2.5()=-=0.648-故=()3.2=0.1整理得：=16.0-29.114.6.2 液泛线令Hd=(HT+hW)， 一般物系=0.5Hd=hp+hL+hd，hp=hc+hl+h ， hl =hL， hL=hW

38、+hOW联立得HT+(-1)hW=(+1)hOW+hd+h忽略h，将hOW与LS，hd与LS，hc与VS的关系代入上式： 整理：aVs2=b-cLs2-dLs2/3a=()b=HT+(-1)hW c= d=0.00284E(1+)()2/3精馏段：a=()=1.26*10-3b=0.5*0.7+(0.5-0.57-1)*0.025=0.323 c=33.88 d=0.00284*1*(1+0.57)()2/3=0.741故有0.00126VS2Ls2-0.741Ls2/3 VS2s2-588.10Ls2/3提馏段：a=()=1.29*10-3b=0.5*0.7+(0.5-0.57-1)*0.0

39、21=0.328 c=21.68 d=0.00284*1*(1+0.57)()2/3=0.741故有0.00129VS2Ls2-0.741Ls2/3 VS2=254.26-16806.20Ls2-574.42Ls2/34.6.3 液相负荷上限线以=4s为液体在降液管中的停留时间下限=精馏段：Ls,min=m3/s提馏段：Ls,min=m3/s4.6.4 漏液线由u0,min=4.4C0，u0,min= ， hL=hW+hOW， hOW =0.00284E精馏段：=4.4C0A0=29.07提馏段：=4.4C0A0=28.634.6.5 液相负荷下限线平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作

40、为最小液体负荷标准 h=0.00284E=0.006精馏段：Ls,min=1.43*10-3m3/s提馏段：Ls,min=1.43*10-3m3/s4.6.6 操作线精馏段 y=0.9185x+0.0776提馏段 4.6.7 负荷性能图 按所得数据作图，精馏段：图5. 精馏段负荷性能图图6. 提馏段负荷性能图第五章、其他辅助设备的计算及选型5.1管径尺寸的计算5.1.1 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：LS=5.48*10-3DF=0.059m取60X3mm 无缝钢管核算：u=1.94m/s5.1.2 馏出液回流管采用直流回

41、流管，取uR=0.1m/s ，L=606.04VS=2.6*10-3d12=0.057m取60X3mm 无缝钢管核算：u=0.92m/s ， 符合。5.1.3 釜液出料管VS=2.77*10-3取u=1.5m/sD=0.048取50X3mm 无缝钢管u=1.41m/s ， 符合。 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。（1） 进料管接管法兰：Pg6Dg 60HG5010-58（2） 回流管接管法兰：Pg6Dg 60HG5010-58（3） 塔底出料管法兰：Pg6Dg 50HG5010-585.2其他附件的选取5.2.1 人孔的选取 根据塔顶、塔底空

42、间与进料板上方各开一人孔的原则和每隔45块板设一人孔的规定，在5层塔板上，进料板上、塔顶和塔底开人孔，共开13个人孔。取人孔直径为450，设人孔处板间距为800。5.2.2 其它数值的选取 根据相关计算取： 塔顶空间高度：，塔底空间高度：，裙座高度：，塔和封头的厚度6mm，取曲边椭圆封头高度：， 直边高度：H直=25mm，封头厚度：S=8mm8，裙座上设置两个人孔，直径450mm，高1.5m，裙座厚度为30mm，基础环厚度为30mm，基础环内径：D=(2800+2*30-300)=2560mm基础环外径：D=(2800+2*30+300)=3160mm圆整取基础环内径2600mm，基础环外径3

43、200mm。封头：标准椭圆封头，公称直径dg=1800mm， 曲面高度h1=450mm，直径高度h2=40mm, 选用封头：Dg1800x14，JB1154-135.3 泵tF=-44.9°C A=655.5kg/m3B=584.2kg/m3d=0.0566m u=2m/sRe=3.57*105=0.25/56.6=4.42*103查表得设置阀门3个 90度弯头3个对于加料泵 管长取5.5m 有F=11527.78kg/h XF=0.462F=0.1956mpa.s 流量qv=11527.78/613.4=18.11 m3/hRe=3.55*105>4000 =0.25=0.0

44、32 =0.75*5+0.17*3=4.26 由伯努利方程得(+)=(0.032*5.5/0.0566+4.26)=1.50m故料液泵的扬程H=Z=28.6+150=30.10型号IS65-50-160第六章、全塔的热量衡算 6.1塔顶冷凝器的计算已知XD=0.904 查x-y数据可得露点温度 t=-50°C以液氮为冷却介质 液氮入口温度为t1=-160°C出口温度取为t2=-140°C查数据知 丙烯在-50°C时汽化热为18.032 丙烷在-50°C时汽化热为 19.06冷凝器热负荷Qc=Vrc=V(XARA+XBRB)V=MTRD=43.0

45、7*12.5*128.41=69132.734KJ/molRc= XARA+XBRB=0.904*18.13=kj/molQc=VR=1.25*106kj/mol传热平均温差：tm=99.67 °C取传热系数K（w.m2.°C）=200所需传热面积 A=0.017m26.2 预热器的计算丙烯平均化热容：107.05J/(mol.k) 丙烷平均化热熔：129.15j/(mol.k)平均热容：CPF=XACpa+XBCPB=0.4500*102.65+0.55*129.15=117.23J/mol平均潜热：rF= XAra+XBrB=0.4500*18.032+0.55*19.

46、06=18.60kj/mol预热器热负荷：Q=FCPF(t1-t2)+Frf=257.41*117.23*(45+20)+257.41*18.60=1.96*106 kj/h所需传热面积为A=0.026m2再沸器：tw=-42.2°C 空气2015°C丙烯汽化潜热:18.26Kj/mol 丙烷气化潜热:18.79kj/molRc=XARA+XBRB=0.0184*18.26+0.1816*18.79=18.78KJ/molQ=Wrc=128.997*18.78=2.42*106kj/htm=59.67°CA=0.056m2第七章、塔的相关说明筛板塔工艺设计计算结果

47、及主要符号说明表9. 计算结果及符号说明表项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段各段平均温度-44.3-43.6汽相体积流率VSm3/s7.817.82液相体积流率LSm3/s0.0300.034塔径2.82.8实际塔板数N块2335板间距0.70.7塔板类型单溢流弓形降液管空气塔速1.271.386堰长1.681.68堰高0.0250.021板上液层高度0.060.06降液管底隙高度0.040.04开孔数个2820028200等腰三角形叉排鼓泡面积m25.5365.536孔间距0.0150.015单板压降654.83651.70液体在降液管内停留时间7.166.32降液管内清液层高度0.130

48、.13汽相负荷上限7.927.75汽相负荷上限0.750.62雾沫夹带控制操作弹性3.503.77漏液控制第八章、安全与环保 （1）安全注意事项丙酮是高挥发性液体，一旦进入大气对流层(大气层下层)，将与其他气体反应形成大气层中的臭氧。臭氧是一种城市的主要烟雾和污染物，能影响呼吸系统，特别是像哮喘、过敏患者是更敏感的个体。如果丙酮进入水中，则被微生物降解或再挥发进入大气中。丙酮在水中主要被微生物降解，通过捕获净化和回收溶剂是减少污染的有效方法。在高分子聚合材料方面，纤维制造厂和相关的支持厂可经过回收溶剂能减少化学物排放和节省开支。工厂可安装活性炭吸附装置使回收和再生丙酮回到醋酸纤维垃圾生产工艺中

49、。泄漏处置：疏散泄漏污染区人员至安全区，禁止无关人员进入污染区，切断火源。建议应急处理人员戴自给式呼吸器，穿一般消防防护服。在确保安全情况下堵漏。喷水雾会减少蒸发，但不能降低泄漏物在受限制空间内的易燃性。用沙土或其它不燃性吸附剂混合吸收，然后收集运至废物处理场所处置。也可以用大量水冲洗，经稀释的洗水放入废水系统。如大量泄漏，利用围堤收容，然后收集、转移、回收或无害处理后废弃。密闭操作，全面通风。操作人员必须经过专门培训，严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴过滤式防毒面具（半面罩），戴安全防护眼镜，穿防静电工作服，戴橡胶耐 油手套。远离火种、热源，工作场所严禁吸烟。使用防爆型的通风系统和设备。防止

50、蒸气泄漏到工作场所空气中。避免与氧化剂、还原剂、碱类接触。灌装时应控制 流速，且有接地装置，防止静电积聚。搬运时要轻装轻卸，防止包装及容器损坏。配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。倒空的容器可能残留有害物。 （2）环境保护 认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施无污染设备同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析如下： 废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理，设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。 废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发发污染大气环境。 废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。第九章、塔的评价