化工原理课程设计丙烯-丙烷筛板精馏塔资料

1、化工原理课程设计丙烯 -丙烷精馏装置设计处 理 量： 50kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料： xf 65塔顶产品： xD98塔底产品 : x w2安装地点：大连总板效率： 0.6塔板位置：塔底塔板形式：浮阀回 流 比：1.2班级：姓名：学号：指导老师：设计日期：成绩：化工原理课程设计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。鉴于本人经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正感谢老师的指导和参阅！- 2 -化工原理课程设计目录第一章

2、精馏过程工艺设计概述 .- 1 -一、概述 .- 1 -二、工艺设计基本内容 .- 1 -1、塔型选择 .- 1 -2、板型选择 .- 1 -3、进料状态 .- 2 -4、回流比 .- 2 -5、加热剂和再沸器的选择 .- 2 -6、冷凝器和冷却剂选择 .- 3 -三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图） .- 3 -第二章 筛板塔的工艺设计 .- 4 -一、物性数据的确定 .- 4 -1、塔顶、塔底温度确定 .- 4 -2、回流比计算 .- 5 -3、全塔物料衡算 .- 5 -4、逐板计算塔板数 .- 6 -5、确定实际塔底压力、板数： .- 6 -二、塔板设计 .- 7 -1、塔高计算 .-

3、7 -2、塔径计算 .- 7 -3、塔板布置和其余结构尺寸的选取 .- 8 -4、塔板校核 .- 9 -5、负荷性能图 .-11-第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计 .-14-一、设计条件及物性参数 .-14-二、工艺设计 .-14-1、估算再沸器面积 .-14-2、传热系数校核 .-15-3、循环流量校核 .-18-第四章 管路设计 .-22-一、物料参数 .-22-二、设计 .-22-第五章 辅助设备的设计 .-24-一、储罐设计 .-24-二、传热设备 .-25-三、泵的设计 .-26-第六章 控 制 方 案 .-30-附录 1.理论塔板数计算 .-31- 3 -化工原理课程设计附录 2

4、.过程工艺与设备课程设计任务书. - 33 -附录 3.主要说明符号 .-37-参考资料： .-38- 4 -化工原理课程设计第一章精馏过程工艺设计概述一、概述化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想， 实现为一个序列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。 化学工程项目建设过程大致可以分为四个阶段： 1）项目可行性研究阶段 2）工程设计阶段 3）项目的施工阶段 4）项目的开车、考核及验收单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性2）过程的经济性 3）过程的安全性 4）清洁生产 5）过程的可操作性和可控制性蒸馏是分离液体混合物 （含可液化的气体混合物） 常用的

5、一种单元操作， 在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。 为了获得较高纯度的产品， 应使得混合物的气、 液两相经过多次混合接触和分离， 使之得到更高程度的分离， 这一目标可采用精馏的方法予以实现。精馏过程在能量剂驱动下， 使气、液两相多次直接接触和分离， 利用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由 气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。二、工艺设

6、计基本内容1、塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何， 与原料体系的性质、 操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。本设计选取的是板式塔，相比较而言，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，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中， 设计者选择了溢流型筛板塔， 相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非

7、常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、 阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场， 这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2、板型选择板式塔大致分为两类：（ 1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板等；（ 2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本设计为筛板塔， 其优点是结构简单， 制造维修方便， 造价低，气体压降小，- 1 -化工原理课程设计板上液面落差小， 相同条件下生产能力高于浮阀塔， 塔板效率接近浮阀塔。 其缺点是稳定操作范围窄， 小孔径筛

8、板易堵塞， 不适宜处理粘度性大的、 脏的和带固体粒子的料液。操作压力精馏操作可以在常压、 加压或减压下进行， 操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。 提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对于我们所要处理的丙烯 丙烷物系来说， 加压操作是有利的。 因为本次设计中， 塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa 的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为 42.99，塔底温度为 51.22，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用

9、品位较低廉价的热源， 这样反而降低了能耗， 也就降低了操作费用。3、进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、 塔径和所需的塔板数都有一定的影响， 通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。 从设计的角度来看，如果进料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于 r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器， 可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源， 从而减少过冷液体进料时再沸

10、器热流量， 节省高品位的热能， 降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加， 为此削弱了提馏段各板的分离能力， 使其所需的塔板数增加。4、回流比回流比是精馏塔的重要参数， 它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在， 只是看哪种影响占主导。 根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为Rmin=11.02。由经验操作， 回流比为最小回流比的 1.22.0 倍，根据任务书要求，取回流比系数为 1.2，所以计算时所用的回流比为 R=13.22。5、加热剂和再沸器的选

11、择再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、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，设计者在本次设计中采用的是 100下的饱和水蒸气（ 1 个标准大气压）。我们所要分离的物系为丙烯 丙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。本设计采用立式热虹吸式再沸器， 该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力， 构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因， 壳程不易清洗， 因此不适宜用

12、于高粘度的液体或较脏的加热- 2 -化工原理课程设计介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。6、冷凝器和冷却剂选择本设计用水作为冷却剂。冷凝器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。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）由 P-101A/B 泵将要分离的丙烯 丙烷混合物从原料罐 V-101 引出，送入塔 T-101 中。 T-101 塔所需的热量由再沸器 E-102 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

13、凝。凝液一部分经回流泵 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-104 中。 T-101 塔排出的釜液，由泵 P-102A/B 送入丙烷产品罐 V-103 中。- 3 -化工原理课程设计第二章筛板塔的工艺设计设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量 x f（摩尔百分数）=65%塔顶丙烯含量 xD =98%，釜液丙烯含量 xw 2%，总板效率为 0.6。操作条件：建议塔顶压力1.62MPa（表压）安装地点：大连设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（ kmol/h）回流比系数 R/Rmin塔底浮阀501.2一、物性数据的确定1、塔顶、塔底温

14、度确定、塔顶压力 Pt=1720+101.325=1821.325KPa；假设塔顶温度 Tto=316K经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.145K查 P-T-K 图 得 KA 、KB 因为 YA=0.98nx i1YA / K A1YA / K B10.0006i结果小于 10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为 316.145。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.15、塔底温度设 NT=130（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=217 按每块阻力降 100 液柱计算 pL=470kg/m3则 P 底=P 顶+NP*hf*p L*g=1620+101.325+213*

15、0.1*470*9.81/1000=1885KPa假设塔顶温度 Tto=324K经泡点迭代计算得塔顶温度T=324.37K查 P-T-K 图 得 KA 、KB 因为 XA=0.02ny i1X AK A1X A / K B10.0004i结果小于 10-3。所以假设正确， 得出塔顶温度为324.37。用同样的计算， 可以求出其他塔板- 4 -化工原理课程设计温度。2=KA/KB=1.112所以相对挥发度 =（ 1+2）/2=1.1312、回流比计算泡点进料： q=1q 线： x=xf = 65%yx1.131x(1) x1 0.131x1xDye0.98 - 0.68R minxe11.02y

16、e0.68 - 0.65代入数据，解得xe=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.2189;3、全塔物料衡算qnDh+qnWh=qnFhq nDhxd+qnWhxw=qnFhxf解得： q nDh =39.375kmol/h ;qnWh=20.625kmol/h塔内气、液相流量：精馏段 ：qnLh=RqnDh;qnVh =(R+1)q nDh提 留段： qnLh = q nLh+qqnFh; q nVh = q nVh-(1-q) q nFh代入回流比 R 得：精馏段：qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h；提馏段 ：qnLh =580.

17、494 kmol/h ；qnVh =559.869 kmol/h；M=xf MA+(1- xf ) MB=0.65 420.35 44=42.7kg/kmolMD=x d MA+(1- xd) MB=0.98 420.02 44=42.04kg/kmolMW=x w MA+(1- xw) MB=0.02 420.98 44=43.96kg/kmol- 5 -化工原理课程设计qmfs= q nfh M/3600=0.7117kg/sqmDs= q nDh MD/3600=0.4598 kg/sqnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/sqmLs=R qmDs =6.078 kg/sqmV

18、s=(R+1) q mDs =6.538 kg/sqmLS=qmLs +q q mfs =6.7899 kg/sqmVs =qmVs -(1-q) q mfs =6.538 kg/s4、逐板计算塔板数精馏段：y1=xD =0.98xnynyn(1) yn1.131 0.131ynyn1RxnxD0.92967 xn 0.068922R1R1直至 xi xf理论进料位置：第51 块板进入提馏段：ynynxn1) yn 1.131 0.131yn(yn 1qnLqqnFxnqnWxW 1.03683x n 0.000736779qqnF qnWqqnFqnLq nLqnW直至 xnW计算结束。理论

19、板数： Nt=128（含釜） x由 excel 计算的如表附录 1.5、确定实际塔底压力、板数：进料板 Nf=i/0.6=101, 实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=213 ；塔底压力 Pb=Pt+0.479.810.1213（Np）=1819KPa; （0.47 为塔顶丙烯密度）- 6 -化工原理课程设计二、塔板设计1、塔高计算取塔板间距H T=0.45m塔的有效高度Z=H T (NP-1)=0.45 212=95.4顶部高度取1.3m釜液高度取2m，液面 -板取 0.6m每 20 块板设一人孔，则共有10 个人孔，人孔高为0.6m 10*0.6=6m进料板与上一板间距为2HT =0

20、.9m塔体高度 =塔有效高度Z+ 顶部高度 +底部高度 +其他=95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45)=1062、塔径计算物性参数确定塔顶压力温度气相密度液相密度液相表面张力1721.325KPa42.9953470kg/ m326kg/ m4.76mN/m塔底压力温度气相密度液相密度液相表面张力188552.223447kg/ m335kg/ m3.6 mN/m气相流量： qmVs=6.538kg/sqVVs=qmVs/ v=0.25146m3/s液相流量： qmLs=6.0782kg/sqVLs=qmLs/ L=0.0129m3/sqVL sLqmLsV两相流动参数：

21、FLV=0.219LqVV sVqmVs初选塔板间距 HT=0.45m, 查化工原理（下册） P237 筛板塔泛点关联图，得： C20=0.0620.2所以，气体负荷因子：CC20 =0.046520液泛气速：u fCLV0.1923m/s取泛点率 0.7V则操作气速： u =泛点率 uf=0.135 m/s气体流道截面积： AqVVs2=1.868 mu选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.103;( 查书 164)则 A / AT=1-Ad / AT = 0.897- 7 -化工原理课程设计截面积 : AT=A/0.88=2.0828 m4AT塔径 ：D=1.628m圆整后，取

22、 D=1.7m2符合化工原理书P237表 10.2.6 及 P231 表 10.2.2 的要求。塔板实际结构参数校正：实际面积：AT=2.2698 m2D4降液管截面积： Ad=AT0.103= 0.233m2气体流道截面积： A=AT-Ad=2.036 m2实际操作气速： u= 0.124 m/sqVVsA之间）实际泛点率： u / uf =0.6423 （要求在 0.6-0.8降液管流速 ud =qvLs/A d =0.553、塔板布置和其余结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度 bbm ；边缘宽度 bc0.05mss 0.1根据 Ad0.103 ，由化工原理图10.2.23 可查得 bd0.

23、16 ，ATD故降液管宽度 bd0.16D0.161.70.272m由Aa2(xr 2x 2r 2180arcsin x )rxD(bdbs )1.4(0.2720.1)0.478m22rDbc0.850.050.8m2故，有效传质区面积Aa0.628m2取筛孔直径 d06mm，筛孔中心距 t3d018mmA00.907d0)20.907120.1Aa( )则开孔率t3故，筛孔总截面积 A0Aa0.1 0.6280.0628m2- 8 -化工原理课程设计筛孔气速 u0qVVs4.007m / sA0筛孔个数 nA00.0628220 （个）26210 64d04选取塔板厚度4mm （书 241

24、 页），取堰高 hw0.06m （书 234 和 238 页）由 Ad0.103 ，查化工原理图6.10.24 得 l w0.73 ，ATDl w0.731.71.241m液流强度 qVLh37.516l w由式how2.8410 3 E( qVLh ) 2 / 30.0318mlw考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙hb0.03m （书 234）降液管低隙液体流速 U bqVLs0.347l whb4、塔板校核 、液沫夹带量 ev由 FLV0.2187 和泛点率 0.6243，查化工原理图10.2.27 得0.007 ，则 ev qmLs0.006554 kg 液体 /kg 气体1qm

25、Vsev 30%该再沸器的传热面积合适。-17-化工原理课程设计3、循环流量校核A、循环系统的推动力当 x xe / 30.0716 时，计算 Lockhat-Martinell 参数(1 x)0. 9X tt(V)0.5(b0.1计算两相流的液相分率x)3.4596bVRLX tt0.37386( X tt221X tt1) 0.5tpV (1RL )b RL189.2190kg / m3当 xxe0.215时，计算 Lockhat-Martinell 参数(1 x)0. 9X tt( V)0.5 (b ) 0.11.1xbV计算两相流的液相分率RLX tt0.2193( X tt221X

26、tt 1) 0.5计算 xxe0.215两相流的平均密度tpV (1RL )b RL125.59kg / m3根据公式，计算得出循环系统的推动力pDLCD ( btp ) l tp g 6379 Pa （查表 3-19l0.9 ）B、循环阻力a、管程进口管阻力p1 的阻力计算釜液在管程进口管内的质量流速GWt968.44kg /( m2 s)4Di2计算釜液在进口管内的流动雷诺数D i GRei2766997b计算进口管长度与局部阻力当量长度( Di)2Li0.025423.556m0.3426(Di0.02540.1914)-18-化工原理课程设计计算进口管内流体流动的摩擦系数0.7543i

27、0.01227Rei0. 38 =0.0496计算管程进口管阻力LiG2p1 i1848.3446PaDi2 bb、传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速GWt223.832kg /(m2s)di2 NT4计算釜液在传热管内流动时的雷诺数di GRe102277b计算进口管内流体流动的摩擦系数0.012270.75430.0217Re0.38计算传热管显热段阻力p2LBC G2di 21.05Pabc、传热管蒸发段阻力汽相流动阻力pV 3 的计算计算汽相在传热管内的质量流速GVxG ( 2xe / 3)G32.068kg /(m 2s)计算汽相在传热管内的流动雷诺数di G102277R

28、eVb计算传热管内汽相流动的摩擦系数0.7543V0.01227ReV0.380.0217计算传热管内汽相流动阻力LCD2pV 3GV29.3397PaV2 Vdi液相流动阻力pL 3 的计算计算液相在传热管内的质量流速-19-化工原理课程设计GLGGV191.66kg /(m2 s)计算液相在传热管内的流动雷诺数ReLdi GL87618b计算传热管内液相流动的摩擦系数0.7543L0.01227ReL0.380.02226计算传热管内液相流动阻力pL 3LCD GL285.132PaL di2b计算传热管内两相流动阻力p3( pV1 /34p1L/34 ) 4828.42Pad、蒸发段管程

29、内因动量变化引起的阻力计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M(1 xe ) 2b (xe2) 1 2.559 计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻RLV 1RL力p4G 2 M / b287.286Pae、管程出口管阻力气相流动阻力的pV 5 计算计算管程出口管中汽、液相总质量流速GWt619.807kg /( m2 s)4Do2计算管程出口管中汽相质量流速GVxeG88.839kg /( m2 s)计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和( Do) 2l 0.025429.3m0.3426( Do0.1914)0.0254计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数di GVReV3142.86

30、V计算管程出口管汽相流动的摩擦系数-20-化工原理课程设计0.7543V0.01227ReV0.380.0184计算管程出口管汽相流动阻力pV 5LCDGV2Vdi191.097Pa2 V液相流动阻力pL 5 的计算计算管程出口管中液相质量流速GLGGV530.968kg /( m2 s)计算管程出口管中液相流动雷诺准数di G LReL242728b计算管程出口管中液相流动的摩擦系数L 0.012270.75430.01905ReL0.38计算管程出口液相流动阻力pL 5LCD GL 2Ldi2201.87Pab计算管程出口管中的两相流动阻力p5( pV1/54p1L5/4 ) 43142.

31、86Pa计算系统阻力p fp1p2p3p4p5 6107.96Pa循环推动力pD与循环阻力p f 的比值为pDp f 63796107.961.044循环推动力略大于循环阻力， 说明所设的出口气化率 Xe=0.215 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。-21-化工原理课程设计第四章管路设计一、物料参数查 P-T-K 图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为 45.9，第 62 快理论版为进料板，第 101 块为实际进料板。进料出压力： P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.33丙烷的密度 Lb=499 kg/m3平均密度 =51

32、0.19 kg/m二、设计进料管线取流体流速 u=0.5液体密度 =510.19 kg/m3qVfs= q nfh 42.7/510.19/3600=0.001395m 3/s则管内径 d4V0.0596mu选取管规格 70 3.54V实际流速 u d20.4475m/s 塔顶蒸汽管线取流体流速 u=10液体密度 =26 kg/m3qVVS= q mVs/26=0.25146 m 3/s则管内径 d4V0.1789mu选取管规格 19764V实际流速 u d29.66m/s 塔顶产品接管线取流体流速 u=0.5液体密度 =470kg/m3qVDS= q mDs/470=0.4598/470=0

33、.00097 m 3 /s则管内径 d4V0.0497mu选取管规格 57 34V实际流速 u d20.474m/s 回流管线取流体流速 u=0.5液体密度 =470kg/m3qVLS= q mLs/470=0.014447 m 3/s-22-化工原理课程设计则管内径 d4V0.1918mu选取管规格 21984V实际流速 u d20.446m/s 釜液流出管线取流体流速 u=0.5液体密度 =447kg/m3qvWs= q mWs/447=4.5206/447=0.000563 m 3 /s则管内径 d4V0.037878mu选取管规格 45 24V实际流速 u d20.42676m/s 塔

34、底蒸汽回流管取流体流速 u=10液体密度 =26kg/m3qVVS = q mvS/26=4.5206/26=0.1852m 3 /s则管内径 d4V0.154mu选取管规格 19464V实际流速 u d27.11m/s 仪表接管选取规格为 25 2.5 的管子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0.4475703.5顶蒸气管9.6661946顶产品管0.47557 3回流管0.44642198釜液流出管0.4267645 2塔底蒸气回流管7.1191946仪表接管/252.5-23-化工原理课程设计第五章辅助设备的设计一、储罐设计容器填充系数取： k=0.71进

35、料罐（常温贮料）丙稀 L1 =499kg/m3 丙烷 L2 =517kg/m3压力取 p=1.819MPa由上面的计算可知进料 Xf=65%Wf=63.93%则63.931003L10063.93 =510.19 kg/m526500进料质量流量： qmfh=3600 qmfs=2562kg/h取 停留时间： x 为 2 天，即 x=48h进料罐容积：qmfh x344.34m3Vk圆整后 取 V=345 m32回流罐（ 43）质量流量 qmLh=3600RqmDs =21881.52kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数 =0.7qmLh x3则回流罐的容积 V16.627

36、mL1 k取 V=17m33塔顶产品罐质量流量 qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数 =0.7qmDh x340.88m3则产品罐的容积 V取 V=340m3L1 k4. 釜液罐取停留时间为 72h质量流量 qmWh=3600qmWs=906.67kg/hqmWh x则釜液罐的容积 V186.88 m3L 2 k-24-化工原理课程设计取 V=190m3储罐容积估算结果表序号位号名称停留时间 /h容积 / m31V101原料罐483452V102回流罐0.25173V103塔顶产品罐723404V104塔底产品罐72190二、传热设备

37、进料预热器用 90水为热源，出口约为 70走壳程料液由 20加热至 46，走管程传热温差：t1t 2(90 46) (70 20)t mln 9046.94Klnt146t 27020管程液体流率： qmfh=3600 q mfs=2562kg/h管程液体焓变：H=370kj/kg传热速率： Q= qmfsH=2562370/3600=263.317kw壳程水焓变：H=175kj/kg壳程水流率： q=5416.8kg/h假设传热系数： K=600w/(m2?K)Q则传热面积：A9.35m 2Ktm2圆整后取 A=10m2塔顶冷凝器拟用 10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为 43

38、t1t 2(43 10)(43 30)tmln 4321.47Klnt110t 24330管程流率： qmVs=4.52kg/s取潜热 r=504kj/kg传热速率： Q= qmVs? r=2278.371kw壳程取焓变：H=128kj/kg-25-化工原理课程设计则壳程流率： qc=Q/H=64079.19kg/h假设传热系数： K=700 w/(m2 ?K)则传热面积： AQ151.04 m2tmK2圆整后 取 A=152m根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积A ，其结果列与表中：序号位号名称热 流量传热系数传热温差传热面积 /备注/kW/W(/m 2 k)/1E

39、 101进料预热263.3137046.941090水器2E 102塔顶冷凝2279.3750421.46415230循环器水3E 103塔底再沸1961.480048.7850 26100饱和器水蒸气4E 104塔顶产品128.62528014.841320循环冷却器水5E 105塔底产品79.1232817.17720循环冷却器水三、泵的设计1进料泵 ( 两台，一用一备 )液体流速： u=0.4475m/s3液体密度：L510kg/. 19m选用 703.5di=63mm液体粘度0.071mPa s取=0.2相对粗糙度： /d=0.003175duRe202585查得： =0.025取管路

40、长度： l=100m取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计1 个1leu 2pchf ()2.535md2gg取 Z=N*HT+2=83*0.45+2 40-26-化工原理课程设计P=0.06MPa则 Hepfu2Zhf 62.7mg2gqVLh =d 2 u 36005.021m3/h4选取泵的型号： GL 扬程： 101500m 流量： 0.190m3 /h参考 ( 化工原理上册 400 页 )2回流泵（两台，一开一用）取液体流速： u=0.48248m/s3液体密度：Lkg/470m选用 159 4di=151mm液体粘度0.000071Pa s取=0.2相对粗糙度： /d=

41、0.001325duRe482276查得： =0.02取管路长度： l=100m取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计1 个1le) u2pc2.43mhf (d2gg取 Z 100mP=0.005MPa则 HeZpfu2hf 10.715mg2gVLh2u36003q =d31.104m /h4选取泵的型号： HY扬程： 1200m3流量： 15220m/h釜液泵（两台，一开一用）取液体流速： u=0.388741m/s3液体密度：Lkg/447 m选用 194 6di=182mm液体粘度0.000078 Pa s取=0.02-27-化工原理课程设计相对粗糙度： /d=0.001

42、1duRe405457查得： =0.02取管路长度： l=40m取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计1 个1le) u2pchf2.51m(d2gg取 ZN*HT2=70*0.45+2 35P=0.1MPa则 HeZpfu2hf69.84mg2gVLh2u36003q =d36.407m /h4选取泵的型号： HY扬程： 1200m3流量： 15220m/h塔顶产品泵取液体流速： u=0.474848m/s3液体密度：Lkg/470 m选用 573di=51mm液体粘度0.0071mPa s取=0.02相对粗糙度： /d=0.003922duRe160311查得： =0.25取管

43、路长度： l=100m取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计1 个1le) u2pc2.51mhf (d2gg取 Z 50m则 HeZpfu2hf 61.619mg2gVLh2u36003q =d3.492m /h4选取泵的型号： HY扬程： 1200m3流量： 15220m/s-28-化工原理课程设计塔底产品泵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。泵设备及主要参数序号位号名称型号扬程 /m流量 m3/h1P-101进料泵GL10-15000.1-902P-102釜液泵HY1-20015-2203P-103回流泵HY1-20015-2204P-104塔顶

44、产品泵HY1-20015-2205P-105塔底产品泵HY1-20015-220-29-化工原理课程设计第六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 L(kg/m 3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烯、丙烷4702FIC-02回流定量控制01500kg/h丙烯4703PIC-01塔压控制03MPa丙烯4704HIC-02回流罐液面控制0 1m丙烯4705HIC-01釜液面控

45、制0 3m丙烷4476TIC-01釜液温控制0 60C丙烷447-30-化工原理课程设计附录 1.理论塔板数计算精馏段xf=0.65提留段xw0.02序号yxyx10.980.977439620.6816870.654420.9776190.974761630.6777640.65031330.975130.971963640.6735270.64590340.9725280.969041650.6689550.6411550.9698120.965992660.6640270.63603460.9669770.962812670.6587220.63053370.964020.9594986

46、80.6530180.62462680.960940.956048690.6468940.61829490.9577320.952459700.6403290.611516100.9543960.948728710.6333020.604274110.9509270.944853720.6257920.596549120.9473250.940833730.6177830.588325130.9435870.936665740.6092570.579589140.9397130.93235750.6001980.570328150.9357010.927885760.5905960.56053

47、4160.931550.923271770.5804420.550201170.9272610.918509780.5697290.539329180.9228330.913598790.5584560.52792190.9182680.90854800.5466260.515981200.9135660.903338810.5342480.503526210.9087290.897992820.5213340.490572220.903760.892508830.5079040.477145230.8986610.886887840.4939810.463271240.8934360.881

48、135850.4795970.448988250.8880880.875256860.4647880.434335260.8826230.869257870.4495950.419358270.8770450.863143880.4340660.404107280.8713610.85692890.4182530.388636290.8655760.850598900.4022120.373003300.8596990.844183910.3860030.357267310.8537350.837684920.3696890.341491320.8476930.831111930.353332

49、0.325737330.8415820.824472940.3369970.310067340.835410.817778950.320750.294541350.8291860.811038960.3046520.279218360.8229210.804264970.2887650.264153-31-化工原理课程设计370.8166240.797467980.2731450.249398380.8103040.790656990.2578470.235390.8039720.7838441000.2429180.221400.7976390.777041010.2284020.20743

50、5410.7913140.7702571020.2143380.194337420.7850080.7635051030.2007570.18173430.7787310.7567941040.1876860.169635440.7724920.7501351050.1751460.158066450.7663010.7435381060.1631510.147032460.7601680.7370131070.151710.136537470.7541020.7305681080.1408290.126582480.7481110.7242131090.1305080.117162490.7

51、422030.7179561100.1207410.10827500.7363850.7118041110.1115210.099894510.7306660.7057651120.1028360.092021520.7250510.6998441130.0946730.084636530.7195470.6940491140.0870160.077721540.7141590.6883831150.0798460.071257550.7088920.6828511160.0731450.065225560.7037490.6774581170.0668910.059605570.698735

52、0.6722061180.0610630.054375580.6938530.6670991190.0556410.049515590.6891050.6621381200.0506020.045005600.6844930.6573251210.0459260.040823610.6800180.652661220.041590.036951620.6756810.6481451230.0375750.0333681240.033860.0300561250.0304260.0269971260.0272550.0241741270.0243280.0215711280.0216290.01

53、9171-32-化工原理课程设计附录 2.过程工艺与设备课程设计任务书(二)丙烯丙烷精馏装置设计学生姓名胡洪班级 化机 0802学号200642006表 1 中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。一、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量x f65% (摩尔百分数 )塔顶丙烯含量 x D98% ，釜液丙烯含量xw2% ，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力1.62MPa(表压 )。安装地点：大连。设计方案序号塔板设计位置塔板形式处理量 (kmol/h)回流比系数R/R min4塔顶筛板601.2二、工艺设计要求完成精馏塔的工艺设计计算；塔高、塔径溢流装置的设计塔盘布置

54、塔盘流动性能的校核负荷性能图完成塔底再沸器的设计计算；管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；其余辅助设备的计算及选型；控制仪表的选择参数；-33-化工原理课程设计6 用 3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔和再沸器 )的工艺条件图各一张；7 编写设计说明书。三、其它要求1本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书， 第二本为机械设计说明书。21-2 周完成工艺设计后，将塔的计算结果表交由指导老师审核签字合格后，方可进行 3-4 周的机械设计。3图纸一律用计算机（电子图板）出图。四、参考资料化工单元过程及设备课程设计 ，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002 年。

55、化学化工物性数据手册 （有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社， 2002 年。化工物性算图手册，刘光启、马连湘、刘杰主编， 化学工业出版社， 2002 年。石油化工基础数据手册 ，卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编 ,化学工业出版社， 1982 年。石油化工基础数据手册 （续篇），马沛生，化学工业出版社， 1993 年。石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社， 2002 年。五、时间安排1. 6 月 20 日上午 8 点上课，地点化工综合B2026 月 21 日上午 8 点上课，地点待定答疑时间，见化院通知7 月 1 日下午提交报告，每人自行提交，在提交报告同时进行面试，提交报告同时带塔的计算结果表经老师审核签字，考试时间见附件。-34-化工原理课程设计塔计算结果表（ 1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶17213.25MPa （绝压）塔底1819.4MPa（绝压）操作温度：塔顶42.9 塔底51.22 名称气相密度（ Kg/m 3）2