化工原理课程设计

1、化工过程与设备课程设计I丙烯-丙烷精馏装置及其辅助设备的设计班 级：化工1402学 生 姓 名：张雪林学 号：201441053指 导 教 师：都健 姜晓滨 张磊完 成 日 期：2017年7月1日大连理工大学Dalian University of Technology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

2、介、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计、控制方案和经济核算等部分，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

3、很多问题和不足，希望老师给予指导和帮助。目 录1 丙烯丙烷精馏过程工艺及设备概述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、石化等工业中得到广泛应用。精馏过程是在能量分离剂驱动下（有时外加质量分离剂），利用液相混合物中各组分挥发度不同，使气、液两相多次直接接触和分离，在此过程中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。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备仪表等构成的精馏过程生产系统称为精馏装置。1.1 设计的目的和意义本次设计是为

4、了确定一套年处理量为5×105 kmol的丙烯丙烷精馏装置的设备尺寸及性能参数，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。1.2 方案的确定和论证1.2.1 精馏塔简介精馏塔是精馏装置的核心设备，气、液两相在塔内多级接触进行传质、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

5、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。本设计选取的是板式塔。与填料塔相比较，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

6、以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。表1.1 板式塔和填料塔的性能比较项目板式塔填料塔压力降大小，适于要求压力降小的场合空塔气速小大塔效率稳定，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1.2.2 常用塔板类型的比较（1）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

7、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。（2）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。（3）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

8、两种，后者用于减压塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了单溢流型浮阀塔板的板式塔，相比较其它类型的板式塔，浮阀塔板由于其开度可根据气体通过阀孔的气速自动调节，因此可以保持较低的操作气速而不发生严重漏液，在较高气速下不产生过大的气流阻力，因此采用浮阀塔板的板式塔操作弹性大，生产能力大，塔板效率高。综上所述，设计者选择其作为分离设备的原因。1.2.3 操作回流比精馏塔在开车时原料由进料板加入，或有开车前将料液直接加入釜中。当釜中的料液达到适当液位时，再沸器开始加热，使液体部分汽化返回塔内。塔底的气相沿塔上升至塔顶，再由塔顶冷凝器将其全部冷凝。开车的初始阶段将凝液全部返回塔顶做回流液，即全回流。塔顶

9、回流液沿塔下降，在下降的过程中与塔底上升蒸汽多次逆向接触和分离。只要塔板数足够多，塔顶的液相回流量足够大，在塔顶即可获得所要求纯度的易挥发组分产品。塔底上升蒸汽和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是精馏与普通蒸馏的本质区别。精馏过程的回流比是一个重要的设计和操作参数，直接关系到设备投资和操作费用大小。当其他条件不变时，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的热流量均随之增加，使设备费用和操作费用增加。因回流比R增大，使精馏段操作线斜率增大而远离平衡线，每块板的分离能力提高，使得完成相同分离要求所需的理论板数NT减少，精馏塔高度随之降低。但是由于回流比R增大，使塔内气、液相流量增大，引起辅

10、助设备尺寸增大，塔径变大以及塔板结构的改变，从而影响到设备的投资费用。由此可见，操作回流比变化对精馏装置生产成本的影响是双重的，故在设计时存在操作回流比的优选问题。适宜回流比指操作费用和设备费用之和最小时对应的回流比，需进过衡算来决定，其准确值一般较难确定。初步设计时可取经验数据，工程设计一般取1.22.0倍最小回流比。本设计中，设计者选择操作回流比为最小回流比的1.4倍。1.2.4 压力的选择精馏塔的设计和操作都是基于一定塔压下进行的，因此一般精馏塔总是首先要保持操作压力的恒定。塔压的变化对塔的操作将产生如下影响：影响产品质量和物料平衡。 改变操作压力，会改变组分间的相对挥发度，将使每块板上

11、的气液平衡的组成发生改变。压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。此外，操作压力对精馏塔所用的热源及冷剂品味影响较大，而低温冷剂较难获取，其成本常高于热源成本，因此应尽可能避免使用高品位的冷剂。通常选取常压操作。如果常压操作时，塔顶蒸汽的露点低于常温，则应适当提高塔的操作压力，使塔顶蒸汽露点升至常温以上，采用冷却水就能将塔顶蒸汽全部冷凝，此压力即适宜的操作压力。但是，压力提得过高，将导致设备投资过大，所以应权衡操作费用和设备投资，选择一个适宜的操作压力。然而，有时为了实现蒸馏在系统中的能量集成，需根据热源用户所需的温位，通过严格的模拟计算，来确定该塔顶蒸汽提至所需温位时相应的

12、操作压力。本设计中常压下丙烯丙烷需低温冷冻方可实现精馏操作。为避免使用高品位冷剂，设计者选择塔顶压力1.62MPa（表压）的加压条件进行设计。1.2.5 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

13、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中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；在加热区内的停留时间短，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，因而增加了精馏塔裙座的高度。丙烯丙烷装置再沸器的热源可采用热水或热蒸汽，而因为蒸汽其相对容易生产、

14、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，本设计采用的是1 atm，100 下的饱和水蒸气。1.2.6 冷凝器用以将塔顶蒸汽冷凝成液体，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。本设计用循环水作为冷却剂。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

15、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2.2.1 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。2.2.2 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

16、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。2.2.3 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。2.3 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。2.4 具体工艺流程由泵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

17、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。此外，还应备一残液罐V-105，以便收集不合格产品以及停车时收集装置内全部滞留物料，以待检测设备。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

18、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），处理量为60kmol/h塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6。2. 操

19、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=1.43. 塔板形式：筛板4. 处理量：qnF=60kmol/h5. 塔板设计位置：塔顶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 (3.1)轻组分物料衡算 (3.2)带入数值，得： ； 相应的质量流量为：qmF = qnF·MF = 60.0×(0.65×42+0.35×44)=2562.0 kg/h (3.3

20、)qmD= qnD·MD = 39.38×(0.98×42+0.02×44)=1655.5kg/h (3.4)qmW = qnW·MW = 20.62×(0.02×42+0.98×44)=906.5kg/h (3.5)式中 进料的摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数； 塔顶产品的摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数； 塔底产品的摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；3.3.2 热量衡算塔底再沸器热流量 塔底再沸器加热蒸汽质量流量 塔顶冷凝器热流量 塔顶冷凝

21、器冷剂质量流量 3.4 精馏塔塔板数的确定 塔顶、釜温度确定（1）塔顶、釜温度的确定塔顶温度塔顶压力，根据分离要求塔顶组分中丙烯含量98%，可以以纯丙烯进行估算，查饱和丙烯蒸气压表得：。假设塔顶温度为43，查PTK图得：，因为，所以可以认为塔顶温度为43。塔釜温度假设塔釜温度；精馏塔的理论塔板数为108（不含釜），则精馏塔的实际塔板数为180。若令每块板的压降均为为100mm液柱；液柱的密度可以由塔顶液体密度近似代替，又因为塔顶丙烯含量为98%，所以可以由纯丙烯密度代替，查得，条件下丙烯的密度为。则塔底压力：查饱和丙烷蒸气表（近似认为塔釜为纯丙烷）可得塔釜温度，与假设温度相差不大，取塔釜温度为

22、52.2。3.4.2 相对挥发度的计算（1）塔顶压力，塔顶温度，查烃类的p-K-T图得：kA=1.01，kB=0.89，则顶=kA/kB=1.01/0.89=1.135；=0.98，=0.02，则：，；（2）塔底压力，塔底温度，查烃类的p-K-T图得：kA=1.13，kB=1.00，则釜=kA/kB=1.13/1.00=1.130；，则：，；（3）=1.132。3.4.3 回流比及塔板数的确定(1)塔内气液相流量：精馏段：， 提馏段：，（1）回流比的确定E点坐标：(0.650，0.678)最小回流比： (2.10)操作回流比：1）精馏段操作线方程： (2.20)式中：R操作回流比； 离开第n块

23、板的液相摩尔组成； 离开第n+1块板的汽相摩尔组成。即： yn+1 =0.939 xn +0.0601（2）提馏段操作线方程： (2.21)式中：进料热状态参数。即 yn+1 =1.032 xn 6.42×10-4（3）相平衡方程 (2.22)（4）逐板计算各板气液相组成：输入：qnF xFq R xD xW图2.1 逐板计算法计算框图初值，精馏段计算至，进料板即为第j块。并且换提馏段方程继续计算，直至。（5）计算结果：最佳进料位置第50块理论板，理论板数NT=107，利用Excel计算结果详见附录B。实际板数：。将理论塔板数重新假设为107，物性变化不大，精馏段操作线与提馏段操作线

24、均无明显变化，第二次迭代结果见附表。3.5 精馏塔的工艺设计3.5.1 塔顶物性数据塔顶压力，塔底温度查得常压下：丙烯：液相密度： 液相表面张力：丙烷：液相密度： 液相表面张力：由于气体密度按常压查取，需要校正。查两参数普遍化压缩因子图：丙烯的临界温度 ， 临界压力；，查普遍化压缩因子图，可得，气相密度： 。丙烷的临界温度，临界压力；，查普遍化压缩因子图，可得，气相密度 。按塔底塔板气液相组成修正混合物物性：由可得：，液相密度液相表面张力： 塔高由节计算结果可知，所设计精馏塔共有实际板177块，HT=500 mm，则塔有效高度Z0为： Z0 = 0.5×176=88m设釜液在釜内停留

25、时间为30min，排出釜液流量qmW = 906.5 kg/h，塔釜丙烷密度，则釜液的高度为：将进料所在板的板间距增至1000mm，每20块板设置一个人孔，人孔所在板的板间距增至800mm，共9个人孔。此外在考虑塔顶端气液分离空间高度取1.5m，釜液上方气液分离空间高度取0.5m。各段高度之和为h=93m。裙座高度：5m。所以，塔的安装高度=塔体高度+裙座高度。 塔径气相体积流量： 液相体积流量： 液、气流动参数： 假设塔板间距HT=0.50m，查Smith关联图，C20=0.056。因而气体负荷因子： .液泛气速： 取设计泛点率为0.7，则空塔气速： u=0.7×0.143=0.1

26、001m/s气体流道截面积： 选取单流型弓形降液管塔板，取=0.12得：则塔径 。计算塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径D =1.8m.对圆整后塔径校核：实际面积： 降液管截面积：Ad=AT×0.12= 0.299 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.191m2实际操作气速： 实际泛点率： 降液管流速 降液管及溢流堰（1）降液管尺寸由以上设计结果得弓形降液管所占面积降液管截面积：Ad = AT×0.12=0.299 m2由Ad/AT=0.12,查化工原理图8.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：lw/D =0.76则堰长 lw=0.76×D=0.785&#

27、215;2=1.368m根据以上选取的lw/D值计算降液管宽度bd：选取平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb=0.03m。（2）溢流堰尺寸堰上液头高hOW由下式计算，式中E近似取1，则： 考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.03m。溢流强度： 降液管底隙液体流速： 塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度b=3mm进出口安全宽度边缘区宽度有效传质区降液区受液区l wbdbsbsrxbc图3.1 塔板布置图由Ad/AT=0.12,查化工原理图8.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：图3.2 筛孔排布图所以降液管宽度： ，；有效传质面积： 5）筛孔

28、的尺寸和排列采用筛孔，有效传质区内，常按正三角形排列。取筛孔的直径d0=8mm=0.008 m孔中心距t： 取t=24mm=0.024m筛板开孔率：开孔率：，在0.06 0.14范围之内。筛孔气速： 筛孔个数：3.6 塔板流动性能校核3.6.1 液沫夹带量校核之前计算得出两相流动参数：根据两相流动参数，利用Fair关联图（化工原理下册课本第194页图，液沫夹带关联图），由,泛点率为0.673，查图得到。有，可得因为，所以液沫夹带量满足要求。3.6.2 塔板阻力的核对1. 干板阻力 前面假设的筛孔直径d0=8mm，塔板厚度b=3mm；d0/b=2.67，查化工原理下册课本第195页图，塔板孔流系

29、数图，查得。所以2. 塔板充气液层阻力，为塔板上液层充气系数，由；气体动能因子；由气体动能因子查化工原理下册课本第195页图，充气系数与动能因子的关系图，查得。因为由前文得，；所以，3.克服液体表面张力阻力由以上三项阻力之和求塔板阻力由于塔板阻力较小，满足要求。3.6.3 降液管液泛校核由， 取=0将之前求得的数据代入上式可求解因此，取降液管中泡沫层的相对密度（对一般液体取）因此不会产生降液管液泛。3.6.4 液体在降液管中的停留时间， 因此满足要求。3.6.5 严重漏液校核（1）计算严重漏夜时的干板阻力由公式计算得：。（2）计算漏夜点气速，满足要求,不会发生严重漏液。各项校核均满足要求,故所

30、设计的筛板可用。3.7 负荷性能图 过量液沫夹带线根据,并将有关变量与，的关系带入整理得：代入已知数据，整理得：因此，由上述关系可作得过量液沫夹带线如图曲线。 液相下限线令=0.006,取E=1.0得 由上述关系可作得液相下限线如图曲线。 严重漏液线将公式 代入下式： （近似取为前面计算的值）化简得：其中：3992.62因此解得：由上述关系可作得严重漏夜线如图曲线。 液相上限线由=5 得由上述关系可作得液相上限线如图曲线。 降液管液泛线令，将，以及与，与，与，的关系全部代入前式，整理可得：其中因此，可得由上述关系可作得降液管液泛线如图曲线。4 立式热虹吸再沸器的设计4.1 再沸器的设计任务与设

31、计条件4.1.1 再沸器的设计任务设计一台第2章所设计精馏塔塔釜液体加热所需的立式热虹吸式再沸器，采用1 atm，100 下的饱和水蒸气作为加热热源，加热塔釜液体使之沸腾。 再沸器壳程与管程的设计条件表4.1 再沸器壳程与管程参数项目物料、物性壳程管程进口出口进口出口物料水蒸气水98%丙烯丙烷98%丙烯丙烷温度10010052.252.2压力（绝压）MPa0.1013250.1013251.8041.8044.2 再沸器的工艺设计4.2.1 物性数据（1）壳程凝液（水蒸汽）在100，0.1013MPa下的物性数据：相变热： 热导率：粘 度： 密 度：（2）管程流体（按纯丙烷算）在52.2，1.

32、804MPa下的物性数据：相变热： 液相热导率：液相粘度： 液相密度： 液相定压比热容： 表面张力： 气相粘度： 气相密度： 蒸气压曲线斜率 设备尺寸估算热流量： 传热温差：假设传热系数，则可估算传热面积拟用传热管规格为：，管长L=3000mm，则总传热管数： 若将传热管按正三角形排列，则取管心距t为30mm，。壳径直径：圆整后取壳径D=600mm，再沸器长径比L/D=5（46之间），较为合理。取管程进口接管直径：Di=250mm，出口接管直径：Do=350mm。 传热系数校核（1）显热段传热系数KCL设传热管出口处气含率，则循环流量： 热段管内表面传热系数管内质量流速： 雷诺数为： 普朗特数

33、为： 显热段传热管内表面传热系数：管外表面冷凝传热系数蒸汽冷凝的质量流量： 管外单位润湿周边上凝液的质量流量：冷凝液膜的雷诺数： 管外冷凝表面传热系数：污垢热阻及管壁热阻沸 腾 侧： 冷 凝 侧： 管壁热阻： 显热段传热系数（2）蒸发段传热系数KCE传热管内釜液的质量流量： 当时，martinelli参数：得：，查得：.08当，得到：，再次查得： 泡核沸腾修正因数： 泡核沸腾表面传热系数：以液体单独存在为基准的对流表面传热系数：对流沸腾因子： 两相对流表面传热系数： 沸腾传热膜系数： 沸腾传热系数：（3）显热段和蒸发段的长度显热段的长度与传热管总长的比值：显热段长度： 蒸发段长度：（4）平均传

34、热系数（5）面积裕度实际传热面积： ，该再沸器的传热面积合适。 循环流量校核（1）循环推动力当时，；两相流的液相分率为：两相平均密度：当x=0.235时，；两相流的液相分率为：两相平均密度：参照设计参考表并根据焊接需要取l=0.9m，于是计算循环系统的推动力：（2）循环阻力管程进口管阻力釜液在管程进口管内的质量流速：釜液在进口管内的流动雷诺数： 进口管长度与局部阻力当量长度：进口管内流体流动的摩擦系数管程进口管阻力： 传热管显热段阻力釜液在传热管内的质量流速： 釜液在传热管内流动时的雷诺数： 进口管内流体流动的摩擦系数传热管显热段阻力： 传热管蒸发段阻力汽相在传热管内的质量流速： 汽相在传热管

35、内的流动雷诺数： 传热管内汽相流动的摩擦系数汽相流动阻力： 液相在传热管内的质量流速： 液相在传热管内的流动雷诺数： 传热管内液相流动的摩擦系数传热管内液相流动阻力： 传热管内两相流动阻力： 管程内因动量变化引起的阻力管内因动量变化引起的阻力系数：管程内因动量变化引起的阻力：管程出口管阻力管程出口管中气、液相总质量流速：管程出口管中气相质量流速： 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和：管程出口管中气相质量流动雷诺数： 管程出口管气相流动的摩擦系数：管程出口管汽相流动阻力： 管程出口管中液相质量流速： 管程出口管中液相流动雷诺数：管程出口管中液相流动的摩擦系数管程出口液相流动阻力： 管程出口

36、管中的两相流动阻力：系统阻力循环推动力与循环阻力的比值为循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率=0.235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。5 其他辅助设备、管路及泵的工艺设计选择本套精馏装置设计中，除主要设备精馏塔外，辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、冷却器、贮罐等，再沸器的设计已单独在第3章中进行详细叙述，以下仅对其他辅助设备进行初步估算。5.1 换热设备的设计5.1.1 塔顶冷凝器拟用循环水（10）走壳程作为冷却剂，出口温度为30。管程流体温度为43。传热温差：冷凝器热负荷：查表得10与30水的平均比热容约为则冷凝水的消耗量为：选取传热系数传热面

37、积： 5.1.2 原料预热器原料液由贮罐中用泵送入精馏塔前需要经过预热至1.737MPa下泡点进料，已知泡点温度45。（计算见附录）拟用热水（90）走壳程逆流换热作为加热介质，出口温度为60。管程流体入口温度为20，出口温度为45。传热温差：进料质量流量：查表计算得丙烷在与之间的平均比热容约为查表计算得丙烯在与之间的平均比热容约为因为进料摩尔分数为，所以进料质量分数为。进料的平均比热容为：。预热器热负荷：选取传热系数传热面积： 5.1.3 塔底产品冷却器拟用循环水（10）走壳程逆流换热作为冷却剂，出口温度为20。管程流体入口温度为52.2，出口温度为25。传热温差：管程质量流量：，查表计算得丙

38、烷在与之间的平均比热容约为因此，总传热量为：查表得10与20水的平均比热容约为则冷凝水的消耗量为：假设传热系数：则总传热面积：圆整后取。5.1.4 塔顶产品冷却器拟用循环水（10）走壳程逆流换热作为冷却剂，出口温度为30。管程流体入口温度为43，出口温度为20。传热温差：冷却器热负荷：选取传热系数传热面积： 表5.2 换热器设备阐述设计序号位号名称型式热流量/kW传热系数/W(/m2·k)传热温差/传热面积/m2备注1E101进料预热器固定管板式50.2160042.45290水2E102塔顶冷凝器固定管板式239080021.4717410循环水3E103塔底再沸器立式热虹吸221

39、5.685047.854.53100饱和水蒸气4E104塔顶产品冷却器固定管板式23.5770011.432.410循环水5E105釜液冷却器固定管板式19.5460022.52210循环水5.2 储罐的设计5.2.1 塔顶产品罐查表得,下丙烯的密度约为。塔顶产品的质量流量为取产品在产品罐中停留时间为，填充系数取，则产品罐的容积5.2.2 釜液罐塔釜产品的摩尔流量为，（塔顶按纯丙烷计算），查表得,下丙烷的密度约为。质量流量为取产品在产品罐中停留时间为，填充系数取，则釜液罐的容积5.2.3 进料罐进料泡点温度。混合液的密度可近似由丙烷和丙烯的密度计算求得：查表得丙烯的密度约为，丙烷的密度约为。进

40、料为（摩尔分率），所以（质量分率）。因此可求混合密度：进料质量流量：取产品在进料罐中停留时间为，填充系数取，进料罐容积：5.2.4 回流罐塔顶回流的摩尔流量为，（塔顶按纯丙烯计算），查表得,下丙烯的密度约为。质量流量为取液体在回流罐中停留时间为，填充系数取，则产品罐的容积表5.1 储罐容积估算结果表序号位号名称停留时间/h容积/1V-101进料罐725722V-102回流罐0.25203V-103塔顶产品罐1206044V-104釜液罐1203465.3 管路的设计5.3.1 进料管线已知进料处 ，前文已经试差查得进料泡点温度。混合液的密度可近似由丙烷和丙烯的密度计算求得：查表得丙烯的密度约为

41、，丙烷的密度约为。进料为（摩尔分率），所以（质量分率）。因此可求混合密度：。进料的质量流量为：进料的体积流量为：取流体流速，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.2 塔顶蒸汽管线由前文可得，塔顶上升蒸汽的质量流量：（塔顶按照纯丙烯计算）查得,下丙烯蒸汽的密度约为塔顶上升蒸汽的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.3 塔顶产品接管线查得,下丙烯液体的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.4 塔顶回流管线由前文可得，塔顶回流液的质量流量：（塔顶按照纯丙烯计算）查得,下丙烯液体的密度约为塔

42、顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.5 塔釜产品流出管线查得,下塔底液体的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.6 塔釜蒸汽回流管线由前文可得，塔釜蒸汽回流的质量流量：（塔底按照纯丙烷计算）查得,下塔底蒸汽的密度约为塔顶产品的体积流量为：取流体速度为，则管路内径为：选取管路规格为，则实际流速为：5.2.7 仪表接管选取规格为的管路管路设计及选型结果如下表：表6.1 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0.51168×3塔顶蒸气管14.53133

43、5;4塔顶产品管0.47957×3塔顶回流管0.467219×8釜液流出管0.46645×3塔底蒸气回流管13.80152×8仪表接管/25×2.55.3 泵的设计5.3.1 进料泵（两台，一用一备）由前文可知，进料流体流速，选取管路规格为，管路内径。进料混合密度为：查表得进料条件下，丙烯的粘度为，丙烷的粘度为进料混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查化工原理（上册）课本第43页图，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），一个90度

44、弯头；排出管中闸阀一个（），一个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：取进料位置与进料罐的高度差为，进料位置压力估算：取进料罐的压力与相近，则压差可以忽略不计。因此，进料泵的扬程为：进料流量为：参考化工原理（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考石化装置用泵选用手册第100页，选用型号为IH50-32-250B的离心泵，流量为，扬程为，功率为。5.3.2 回流泵（两台，一备一用）由前文可知，塔顶回流流体流速，选取管路规格为，管路内径。塔顶按纯丙烯计算，塔顶回流液混合密度约为丙烯密度，。查表得塔顶条件下，丙烯

45、的粘度为，丙烷的粘度为回流液混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查化工原理（上册）课本第43页图，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管4个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），两个90度弯头；排出管中闸阀一个（），两个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：取回流位置与塔顶回流罐的高度差为，塔顶回流位置压力为：取回流罐的压力与相近，则压差可以忽略不计。因此，回流泵的扬程为：塔顶回流流量为：参考化工原理（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为

46、：参考石化装置用泵选用手册第102页，选用型号为IH80-50-315的离心泵，流量为，扬程为，功率为。5.3.3塔底釜液泵（两台，一备一用）由前文可知，塔底釜液产品流速，选取管路规格为，管路内径。塔底按纯丙烷计算，塔底釜液混合密度约为，。查表得塔釜条件下，丙烯的粘度为，丙烷的粘度为釜液混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查化工原理（上册）课本第43页图，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管4个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），两个90度弯头；排出管中闸阀一个（），两个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计

47、1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：取塔釜位置与塔底釜液罐的高度差为，塔底釜液位置压力为：取釜液罐的压力与相近，则压差可以忽略不计。因此，釜液泵的扬程为：塔底釜液流量为：参考化工原理（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考石化装置用泵选用手册第99页，选用型号为IH50-32-125的离心泵，流量为，扬程为，功率为。该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常或停止工作时，需要使用。5.3.4 塔顶产品泵（两台，一备一用）由前文可知，塔顶产品流速，选取管路规格为，管路内径。塔顶按纯丙烯计算，塔底釜液混合密度约为，。查表得塔顶条件下，丙烯的粘度为，丙烷

48、的粘度为塔顶产品混合粘度为：取绝对粗糙度为：，则相对粗糙度为流动的雷诺数为：查化工原理（上册）课本第43页图，根据相对粗糙度与雷诺数，查得摩擦系数。取管路直管长度为：取90度弯管4个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀（），吸入管段突然缩小（），两个90度弯头；排出管中闸阀一个（），两个90度弯头，排出管段突然扩大（），文氏管流量计1个。则管路的总阻力为：带入数据的得：取回流罐位置与塔顶产品罐的高度差为，取回流罐的压力与产品罐相近，则压差可以忽略不计。因此，塔顶产品泵的扬程为：塔底釜液流量为：参考化工原理（上册）课本第399页附录T，选用泵的型号为：IH，扬程范围为：，流量范围为：参考石化装置用泵选

49、用手册第99页，选用型号为IH50-32-125的离心泵，流量为，扬程为,功率为。5.3.5 回流泵（两台，一备一用）为了方便储罐中的产品运输出去，在两个储罐中还设置了两个料液输出泵。所用相关泵的参数汇总如下：表6.2 泵设备及主要参数序号位号名称型号扬程/m流量m3/h功率kW1P-101进料泵IH50-32-250B63.66.67.52P-102塔底釜液泵IH80-50-31512360453P-103塔顶回流泵IH50-32-1255.753.750.554P-104塔顶产品泵IH50-32-12556.30.555P-105塔底产品泵IH50-32-12556.30.556 控制方案

50、精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。只有一个被控变量的简单控制系统，可解决化工生产中大部分的控制问题。但是由于其功能单一，滞后较大，对于干扰多而剧烈的对象，有一定局限性，其控制质量较差。为适应工艺要求，在简单控制的基础上，又发展起来许多复杂的控制系统。将本设计的控制方案列于下表：表7.1 控制方案汇总序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制0-3000kg/h丙烯、丙烷461.32FIC-02回流定量控制0-30000kg

51、/h丙烯470.03PIC-01塔顶压力控制03MPa丙烯470.04HIC-01回流罐液面控制01m丙烯470.05HIC-02釜液液面控制03m丙烷452.66TIC-01进料温度控制060丙烯、丙烷461.37TIC-02釜液温度控制060丙烷452.67 设计概算和技术经济7.1主要设备费用估算涉及的主要设备有精馏塔、再沸器、冷凝器。由于冷凝器不进行详细设计，因此其费用采用比例系数估算。计算公式如下：7.1.1 精馏塔设备费用估算 精馏塔设备估算采用重量法计算，计算公式如下：塔体材料，塔板材料，此材料价格已考虑加工因素。1）精馏塔塔体重量估算：精馏塔塔体重量主要由封头重量和壳体重量组成。