丙烯-丙烯精馏装置设计化工原理课程设计 精品

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，计算的

2、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 TOC o 1-5 h z 第一章概述1 HYPERLINK l bookmark19 o Current Document 第二章方案流程简介3 HYPERLINK l bookmark56 o Current Document 第三章 精馏过程系统分析5 HYPERLINK l bookmark216 o Current Document 第四章再沸器的设计14 HYPERLINK l bookmark299 o Current Document 第五章 辅助设备的设计

3、 21 HYPERLINK l bookmark435 o Current Document 第六章管路设计25 HYPERLINK l bookmark465 o Current Document 第七章控制方案27 HYPERLINK l bookmark468 o Current Document 设计心得及总结28 HYPERLINK l bookmark471 o Current Document 附录一主要符号说明29 HYPERLINK l bookmark474 o Current Document 附录二参考文献31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

4、一，所用设备主要包括 精馏塔及再沸器和冷凝器。精馅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

5、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。再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，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。冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成

6、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精馏装置流程精馅就是通过多级蒸馅，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（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馅塔中的某一 位置（进料板处）流入塔内，开始精馅操作；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，称为馅出物。另一部分凝 液作为回流返

7、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。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

8、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。设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。处理能力及产品质量处理量：70kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：Xf=65%塔顶产品：x =98%D塔底产品：XwW2%第三章精馏过程系统设计丙烯、丙烷精馅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XwW2%，总板效率为 0.6。.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

9、却水4）回流比系数：R/Rmin=1.6。.塔板形式：浮阀处理量：q fh=70kmol/h安装地点：大连6 .塔板设计位置：塔顶第二节物料衡算及热量衡算一物料衡算全塔物料衡算:q nF = qnD + qnFXF =、DqnWX aD + q,XF =0.65 ,nWqnF =60 kmol/hD =0.98 , w =0.02解得：qnD =45.93 kmol/h , q nW =24.06 kmol/h 进料状态混合物平均摩尔质量M =0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; vML =0.018*42+0.982*44二43.964 kg/kmol;二塔内气、液相流

10、量：塔内气、液相流量： 精馏段：L = R D ;V = (R +1) - D 提馏段：L = L + qF; V = V + (q - 1)F;L = V+ W三热量衡算再沸器加热蒸气的质量流量：Gr=Qr / rR 冷凝器热流量：QC=vr泠凝器泠却剂的质量流量.G = Q lc (t -1 )冷凝器冷却剂的质量流量：C *c x 1 1 2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 ； k0.92则a ,=kA/kB=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 100mmHO;塔底压力为

11、 P=1.86Mpa;2塔顶温度 t=53 C, kA=1，19 ； kB=1，03； 底=kA/kB=1-19/1-03=1-155 =1.148；当 Xe=0.65 时，Ye=0.681;NminRmin= 0.98 0.681 =9.74 R=1.6Rmin=15.59;0.681 - 0.65* N min =0.75口-（ R - 而也）。 上 R +1Nt +1p进料位置：nN = Nt1=143； E解得N =87 ；N 一 N min _ N - N minN +1 +1；解得：N =40P=P+ AP =1.72+0.1*9.8*37*0.001=1.756 Mpa查表 Pc

12、=45.5Tc=91.6CPr=P/Pc=17.2/45.5=0.378Tr=T/Tc=0.865+ 273.15+ 273.15查表 Z=0.72 p =匝=I.2*105*42。4*10-3=38.29v RTZ 8.314*（42.5 + 273.15）*0.7253C 纯丙烷的 p =474kgQ3第四节精馏塔工艺设计物性数据定性温度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（51.77，1.78MPa）丙烯453.74.16丙烷445.364.65气相密度（51.77 ，1.78MPa）表面张

13、力（51.77，1.78MPa）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/ m3p V =47.86*0.98+40.35*0.02=47.71 kg/ m3液相表面张力：a = 4.65*0.982+4.16*0.018=4.63 mN/m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=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

14、.72kg/s假设板间距HT=0.45m;_Wl ，而 两相流动参数：F = - :一 =0.267 LV WA. p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：C = C20 土 j02 =0.0396液泛气速：Uf - C Lp 0.155m/s取泛点率0.7操作气速：u =泛点率Xuf=0.11 m/s气体体积流量qnvs=Wv/p V=0.181 m3/s气体流道截面积：4 q、V=1.65 m2u选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.09;则 A / AT=1- Ad / AT =0.91截面积：AT=A/0.91=2

15、.19 m2塔径：D -= 1.67m圆整后，取D=1.6m符合化工原理书P108表及P110表的经验关 联实际面积:AT - L d 2 =2 m24降液管截面积：Ad=AT-A=0.18 m2气体流道截面积：A=AT（1-俱崩）=1.82 m2A1一q实际操作气速：u - 才 =0.11 m/sA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=1.6m，uf =0.155m/s,u=0.11m/s,AT =2 m2 ,A=1.82 m2 ,u / uf =0.71塔高的估算实际塔板数为Np，理论板数为NT=140 （包括再沸器），其中精馏 段61块，提

16、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=0.45 m 有效高度：Z= Ht 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二Wv/p V=0.181 ms/snvs密度为p b =453.55kg/ms釜液高度： Z= qnvs /(3* B )=0.024m取其为0.饷总塔高 h=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2

17、*(0.7-0.45)=116.03m第五节溢流装置的设计降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=A-AT = 0.18 m2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 m溢流堰取E近似为1则堰上液头高:h= 2.84 x 10-3 Eow(q 2/3=29.51mm6mmnlh l w I 7取堰高 hw=0.029m,底隙 hb=0.035m液体流经底隙的流速:qnlslhw b/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b

18、s=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=0.14气=1.61 Ji （搭）2所以降液管宽度：、=0.224mdX = D2 (bd + J =0.496mD - b 5r= 2 c =0.75m一，, X、有效传质面积：A =2（xr2 - x2 + r2 sin-1 _） ar=1.228 m2采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径d=0.039 m初取阀孔动能因子尸0 =11，计算适宜的阀孔气速u 0=白=质。msqn = n - s浮阀个数Jd 2X 0 =952.浮阀排列方式由于直径较大，所

19、以采用分块式塔板，等腰三角形排列.0兀力9nx xd02 = 6.6%10%/ Vx D 24孔心距 t= (0.907*(Aa/Ao) 0.5* d =0.110m 取 t=100mmA浮阀的开孔率w=ATq=次。m40F0 =u 0 J v = 11.05 所以 F 0=11 正确第七节塔板流动性能校核1.液沫夹带量校核PvP-l vFnvs1 _=0.78 AtKCf=0.340.8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C=0.120根据表5-11所提供的数据，K可取FK=1。Z=D-2 =1.2mdAb -At -2Ad =1.64m2q ： Pv+

20、1.36xq xZF1nls-AbKCF=0.450.8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= ho+h1+h.(1)干板阻力ho临界气速U okuok1.825= 1.341 m / s Hd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3-5sT =今H了 =4.935s5s满足要求,则可避免严重的气泡夹带。qnLs严重漏液校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F 0 =5的相应孔流气速,=F0U-= =0.765 m/s0；P vK=u 0r-=2.091.5满足稳定性要求第八节负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横

21、作标过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：F 1抑 P -p+1.36%：之=0.8/ VAbKCF由此可得液沫夹带线方程：qnvs =0.373-3.89 qnls此线记作线（1）液相上限线 2/3=0.006( 取 how= 2-84 X10-3 E对于平直堰，其堰上液头高度七必须大于0.006m, owl JWhow =0.006m，即可确定液相流量的下限取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F0 = 5时，计算相应气相流量则 qnvh =3600X 人。0

22、=312.38 m3/h此线记作线（3）与横轴平行4液相上限线qnvh =3600XAdHT = 58.32m3/h（291.6）720由上述关系可作得线（4）5浆液管液泛线令Hd，=H+hwH = h + hHd中+ + h其中A=0为避免降液管液泛的发生+ hd应使(*)。其中 h =0.05 mwh = 2.84 x 10-3 Ef q2/3nlh广wl Jh = h +h +h其中h可忽略不记 f o l oh =5.34x0hl = 0 (hw代入f qnLslU 2= 0.153 2g h J（*）式可得液泛方程线：1.34* 10-5 *nLs=1.18 X10 -8将各式qLh

23、2/3-7.68*此线记作线（5）q 2 =0.1755-2.63*10 -3qLh2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负荷性能图过量液沫夫带液厢体探流圣下限我产重漏液线液楹体积成塞上限莪 降液管液迁我第四章再沸器的设计一设计任务与设计条件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）丙稀二0.02,丙烷二0.98塔顶压力：1.72MPa塔底压力 Pw=1720+ NpXhf=1720+142 X 0.0973 X 474.46688 X 9.807 X 10-3=1788.36KPa

24、2 .再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（010054压力（MPa绝压）0.10131.78803物性数据壳程凝液在温度(100C)下的物性数据：潜热：rc=2319.2 kj /Kg热导率：入 c =0.6725w/(m*K)粘度：p c =0.5294mPa s密度：p c =958.1kg/m3管程流体在(54C 1.788MPa)下的物性数据：潜热：气=330 KJ / Kg液相热导率：入b =0.082w/(m K)液相粘度：p b =0.07mPa s液相密度：p b =442.8kg/m3液相定比压热容：Cpb=3.19kj/Kg K表面张力：a b = 0.00394N/m气相

25、粘度：p v =0.0088mPa s气相密度：p v =47.19kg/m3蒸气压曲线斜率(八t/A P) =0.00025 m2 K/kg二估算设备尺寸热流量2R：=DJ b=D? c=Mw V rb 1000/36002633400w传热温差：Z =46 C假设传热系数：K=850W/( m2 K)估算传热面积Ap= Q R =67.35 m2拟用传热管规格为：025 X 2mm，管长L=3mD = t(b -1) + (2 3)dS0则传热管数：N = 土 =286 T兀d L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

26、径：D v = t(b -1) + (2 3)d =638mS0取 D= 0.600m取 管程进口直径：Di=0.25m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：W = D t x e36.27kg/s1)计算显热段管内传热膜系数a i传热管内质量流速：G =吗 sdi=25-2X2=21mm。s = d 2 N04 i T366.17kg/( m2* s)dG雷诺数：Re = - 109851.710000R普朗特数：P = Cb - =2.73 r 入b显热段传热管内表面系数:以=0.023 t Re0.8 Pnid

27、ri=1445.43w/( m2 K)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 r c传热管外单位润湿周边上凝液质量流量:mM =兀 d N=51 kg/(m- s)Re = 4MR=381.94管外冷凝表面传热系数：(R 2 )1/3 a = 1.88 Rt/3 /c O e p 2 g X3 /=5540.36w/ (m2 K)3）污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=0.000176 m2- K/w冷凝侧：Ro=0.00009m2 K/w管壁热阻：Rw= 0.000051 m2- K/w显热段传热系数K =1=735.8w/( m2- K)l 土 +

28、 R 匕 + R 匕 + R + 以d id w d o 以蒸发段传热系弑KE计算0传热管内釜液的质量流量：Gh=3600G = 1318220.97 kg/(m2- h)Lockhut-martinel 参数：Xe=0.22 时:在X=Xe的情况下zXtt则 1/Xtt=0.7969= K1X/ J Vp J.5 1J 口 九二L 268569X=0.4 Xe=0.088 时1/ Xtt再查图 3 29, a E=0.1=X G - x)L(pp).5(i曲04728b v v b查设计书P96图3 29得：a =0.82）泡核沸腾压抑因数：a=(a E+a )/2=0.45泡核沸腾表面传热

29、系数:一 （Xda = 0.225 yb p 0.68nbri0.690.330.31=6293.4w/( m2* K)3)单独存在为基准的对流表面传热系数：a =0 023土 k G-工 1 Po.4 = l342.7w/( m2* K)i , d eri沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子:F = 3.5 U Xtt J5 =1.93两相对流表面传热系数：a = F atptp i=2589.05w/( m2* K)沸腾传热膜系数：aV = aP + aanb = 5421.08 w/( m2* K)r d Rd R d 1 )E+寸+e,sg= 1324.4 w/( m2* K)显热段及蒸

30、发段长度30%所以，传热面积裕度合适，满足要求四循环流量校核1 .循环系统推动力: 1）当 X=Xe/3= &073时.1X =111-X） X-0.9 / . p / 0疽日 J=3.94两相流的液相分率：R广X 2+21 X . +1）.5 = 0.3954 tttt TOC o 1-5 h z 两相流平均密度：pt = p （- R）+ p R =203.61kg/m3 卬 vL b L2）当 X=Xe=0.22X 项一X） X-0.9 /p 1.5 0口1v b b v=1.268569x两相流的液相分率 = 1）=）= 0.2333L X 2+21X +15tttt两相流平均密度：P

31、, =p （ - R）+P Rtp vL b L=139.49kg/m3根据课程设计表3-19得：L=0.8m,则循环系统的推动力： PDLp-p tp I-1 ptp管程进出口阻力APIW 进口管内质量流速：G = 0.78髭2=738.94kg/(m2 - s)i釜液进口管内流动雷诺数：Re = DL = 2639078.374P进口管内流体流动摩擦系数：人0.7543人=0.01227 + iR 0.38 -U.015e进口管长度与局部阻力当量长度：L =(D,/0.0254)2二29.298m0.3426(D：/0.254 0.1914)一，,-L G 2管程进出口阻力： W = X,

32、 L _ =1084.44Pa传热管显热段阻力AP2 D 2PbW=0.785力2N =366.17kg/(m2 s)Re = DG =109851.74X= 0.01b227 + 07543 =0.0214R 0.38e竺=X 牛 X W = gaib传热管蒸发段阻力AP3a.气相流动阻力 Pv3G=366.17kg/(m2 . s)取 X=2/3Xe 则Gv = xG =53.7kg/(m2 s) Re = G =128160.37V IIR 0.38eVAP =X &xGL =89.5PaV 3 v d2 pX = 0.01227 + 0=.21Vb.液相流动阻力 PL3GL=G-Gv=

33、312.67kg/(m2 - s)Re =745660.34人:0.01227 + 07543 =0.0167LR 0.38e L TOC o 1-5 h z AD y L G2土 3=F X 甫=257-78Paib哗=(APV/4 + APL/4)= 2516.52Pa 33管内动能变化产生阻力P4动量变化引起的阻力系数:(1 - X )2 p x 2= 2.2M 一 e + b e 1Rl Pv (1 Rl )P4= G2M I P b = 666-17管程出口段阻力AP5a.气相流动阻力 Pv5G = 叩=377.01kg/(m2 - s)兀D2 4oG = XeG =82.94kg/

34、(m2 s) v管程出口长度与局部阻力的当量长度之和:=40.79mD 00254)L =洁0.3426D 0.0254 - 0.1914oRe =冬=3298847v II 人=0.01227 + 07竺=0.015VR 0.38eVAP 一人-x -t =39.52Pa v 5v d2 pb.液相流动阻力APL5G = G - G =294.07 kg/(m2 s)LVRe广也=1470343.7人:0.0危7 + 07543 =0.0157LR 0.38eLLG 2APL5 土矛 X 寸=178-53?&i bAP = (AP1/4 + AP1/4) 4 = 1442-387Pa所以5循

35、环I阻力：次Pf= P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa又因 PD=5804.33Pa所以Ap,.Ap =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：w =0.71 .进料罐（常温贮料）20 C 丙稀 p L1 =522kg/m3丙烷 p 廉=500kg/m3 压力取 1.73947MPa由上面的计算可知进料Xf=65%丙稀的质量分率：Mf=冬至=63.93% 65 x 42 + 35 x 44则PL 塑 + 100 - 63.9=513.

36、84kg/m3522500100进料质量流量 q = 70 x 0.65 x 42 + 70 x G - 0.65)x 44 = 2989 kg/h mfh取停留时间：T为4天，即T =96h进料罐容积：V = q = 797.82m3 圆整后 取V=798 m3p=474.46688C3 H 6kg/m3质量流量 qmL405.62*42.04 =17052.2648kg/h 则体积流量：q=35.9398 m 3/hnlh设凝液在回流罐中停留时间为10min，填充系数 =0.7Tnlh 审 /6 =8.55 m3则回流罐的容积V = qmjh = qP WL1取 V=9 m3质 量流量 q

37、mDh=3600qmDs =qD 42.04mDSX体积流量：q = q :p =4.07 m 3/hnvh mDh I产品在产品罐中停留时间为T =120h，填充系数 =0.7q T q xt则产品罐的容积y =黄广 书 =697.76m3L1取 V=698 m3釜液罐取停留时间为5天，即T =120h ,釜液密度为p =443.162kg / m312摩尔流量：q= 24.0626kmo1 / hnw质量流量qmWh=43.964q则釜液罐的容积v = qnWh = 409 2 m3p wL 2取 V=410 m3二传热设备1 .进料预热器用80C水为热源，出口约为50C走壳程料液由20C

38、加热至46.22C，走管程传热温差:KtKt1 - Kt 2i Kt1 lnKt 2(80 - 46.22) - (50 - 20)ln80 - 46.2250 - 20=31.85 K管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h管程液体焓变：A H=401kJ/kg 传热速率：Q= qmfsA H=2989X401/3600=332.94kw壳程水始变:A H =125.6kJ/kg壳程水流率：q=3600 Q/A H =9542.9kg/h假设传热系数:K=650w/（m2K）则传热面积:QA = 5.7m 2K - Atm圆整后取A=6m22.顶冷凝器拟用0C水为冷却剂，

39、出口温度为30C走壳程。管程温度为43.1C= AkA2 = I-。）-（43.1-3） = 25.19 km | At1I 43.1 - 0In InAt243.1 - 30管程流率：qmVs=18983.49kg/h取潜热 r=353.53kJ/kg 传热速率：Q= qmVs.r=1864.07kw壳程取焓变：A H=125.8kJ/kg 则壳程流率：qc=Q/A H=53343.9kg/h 假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积：a = Q = 113.85m2 K - Atm圆整后取A=114m2顶产品冷却器拟用0C水为冷却剂，出口温度为20C走壳程。管程温度由 43.1C

40、 降至 25C= AhA2 =(43一 2。)一(25-)= 24.04Kmm At1b 43.1 - 0n At2n25-20mDs取潜热：r=306.38kJ/kg管程流率：q = 1931.2kg/h ;则传热速率：Q= qmDs.r=164.36kw壳程焓变： H=83.9kJ/kg 则壳程流率：qc=Q/A H=7052.23kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)Q则传热面积a =矿人=10.52m2K - Atm圆整后取A=11m2液冷却器拟用0C水为冷却剂，出口温度为20C。走壳程。管程温度由52.23 C降到25C=28.46K人At1 - At2 (52.23 -

41、20) - (25 - 0)At =m | At1| 52.23 - 20n At2 25 0管程流率：qmWs=1057.88kg/h丙烷液体焓变： H =284kJ/kg传热速率：Q= qmVs.A H =83.45kw壳程取焓变： H =83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/A H=3580.9kg/h假设传热系数：K=650 w/（m2K）Q则传热面积：入=丁曲 =4.5m 2K - Atm圆整后取A=5m2三.泵的设计1 .进料泵（两台，一用一备）液体流速：u=0.5m/s,选U 70X3.0, do=0.064m=64mm液体密度:p = 513 9 kg/ m3L 液体粘度h

42、= 0.082mPa - s取 =0.2相对粗糙度： /d=0.003125Re = dup = 2.0 x 105H查得：入=0.026取管路长度：L =120m取90度弯管2个（2x40d ），其中吸入管装吸滤筐和底阀R = 7，一个90度弯头；排出管中截止阀一个）=15d, 一个 90度弯头，进入突然缩小匚=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴 阻力取 0.00981 x106Pa hf =（人 I* +&）性 + ApC = 2.69 m d2 g pg取 AZ = 50m , APf = 1.64 x106 Pa则 He = AZ + Apf + U2 +Z hf = 378.1mP g

43、2gqvLh= ； d 2U 3600 = 5.788m3/h选取泵的型号：AY扬程：30650m 流量：2.5600m3/h回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s,选108X4,管路直径：d=0.1m=100mm液体密度：p = 474.46688kg / m 3L液体粘度 = 0.067mPa - s取 二0.2,相对粗糙度： /d=0.002Re = duP = 3.54 x 105P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排出管中截止阀一个1 =15d,进入突然缩小匚=0.5 ,文氏管流量计 e1个，喷嘴阻力取0.

44、00981 x106Pa hf =（力性 + &）性 + 业=2.477md2 g pg取AZ = 100m , APf忽略不计。则QHe = AZ + Apf + U2 + hf = 102.49mP g 2 gqVL广 1 d2u 36004.14皿/h4选取泵的型号：Y 扬程：60603m流量：6.25500m3/h3.釜液泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s选32X2.5,管路直径：d=0.027m=27mm液体密度：p = 444 kg/ m3 L液体粘度 r = 0.0085mPa s取 =0.2相对粗糙度： /d=0.0074Re = dup = 5.64 x 10

45、5R查得：入=0.033取管路长度：l=60m取90度弯管2个（2x40d ），其中吸入管装吸滤筐和底阀匚=7，一个90度弯头；排出管中截止阀一个）=15d, 一个 90度弯头，进入突然缩小匚=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴 阻力取 0.00981 x106Pa hf =（人空 + &）性 * = 2.446md2 g pg取 AZ = -5m，则 He = AZ + Apf + 性 + hf = -2.54mP g2 gqvLh= : d 2u . 3600 = 0824m3/h该处泵扬程为负值，说明正常工作时无须使用该泵，但在非 正常工作或者停止工作时，需使用该泵，不可忽略。第六章管路设计

46、进料管线取料液流速：u=0.5m/s体积流量V=0.001608 m3 / s则 d =0.064m兀取管子规格70X3的管材。其内径为0.064 m塔顶蒸汽管：取原料流速：u=12m/s体积流量：V=611.94m3 /h则 d =0.134 m!un取管子规格152X8.5 .其内径为0.135m，其实际流速为：4Vu= _d=11.88m/s塔顶产品管取原料流速u=0.4m/s，其体积流量：V=4.07m3/h则 d = ： =0.060m兀取管子规格68X4.其内径为0.060 m,其实际流速为:4Vu= J 2 =0.4m/s4.回流管取原料流速：u=0.7m/s体积流量：V=35.

47、95 m3/ h则 d =0.135mMun取管子规格152X8.5 .其内径为0.135m，其实际流速为u= =0. 7m/snd 2釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s体积流量：V=2.387 m3 /h则 d =0.053 ml un取管子规格60X3.5.其内径为0.053 m。仪表接管选管规格：32X3 .塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s体积流量：V=511.66m3/h=0.135 m取管子规格152X8.5 .其内径为0.135m，所求各管线的结 果如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5 70X3顶蒸气管12 152X8.5顶产品管0.4 68X4

48、回流管0.7 152X8.5釜液流出管0.3 60X3.5仪表接管/ 32X3塔底蒸气回流管10 152X8.5第七章控制方案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。将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参 数介质物性p L（kg/m3）1FIC-01进料流量控制03000 kg/h丙烷丙稀p l=513.92FIC-02回流定量控制01500 kg/h丙稀p l=474.466883PIC-01塔压控制02MPa丙稀p v=38.84HIC-02回流罐液面控 制01m丙稀p l=474.466885HIC-01釜液面控制03m丙烷p l=443.1626TIC-01釜温控制4060 C丙烷p l=443.162设计心得及总结两周的设计在忙碌间走过，回想起来，其过程是痛苦、曲折却又 有着深刻意义，在进行各种计算以及参数选择的时候，常常遇到 进退两难或者无