丙烯塔顶浮阀70kmol 1

前前目前言第一述第二章案流程简介精馏装置流程工艺流程目前言第一述第二章案流程简介精馏装置流程工艺流程设备选用处理能力及产品质量第三章精馏过程系统设计设计条件塔板数的计算精馏溢流塔板流动性能校核负荷第四章再沸器的设计估算设备尺寸传热循环流量校核第五章辅助设备的设计冷凝器估算设备尺寸传热循环流量校核第五章辅助设备的设计冷凝器其它换热设备容器管路设计及泵的选择第六路设第七制方设计心得及总结附件附录一主要符号说明附录考文第一述精馏第一述精馏再沸※循环推动力：釜液和再沸※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精馏装置流精馏装置流工艺流3）节装设备选3）节装设备选处理能力及产品质处理量塔底产品:xw≤2％第三章精馏过程系统设――丙烯、丙烷精馏装置设第一计第三章精馏过程系统设――丙烯、丙烷精馏装置设第一计条1.工艺条件含量xD＝98％，xw≤22．操作条件第二节物料衡算及热量衡一物料衡％（MA为丙稀摩尔质量MB为丙烷摩尔质量M=xf·MA+(1-％（MA为丙稀摩尔质量MB为丙烷摩尔质量M=xf·MA+(1-=+=+＝解得qnD二塔内气、液相流,=V(R1)1）精馏段LRD2）提馏段：L'LqF V'V(qL'V'WQR/1）QCvGCQC/c1(t1t2第三板数的计相对挥发度的计假设塔顶温第三板数的计相对挥发度的计假设塔顶温度t=40.0°C塔顶压力查P-K-T图得：kA=0.98则α顶；159假设塔底温度为t=50°C,kA=1.15｛y 1(yeRminxn ｛(1)｛y 1(yeRminxn ｛(1)RRxyn直至xixn ｛(1)qnLR1.5238x0.5238xxy＝n qnqWRRq 直至xn<迭代结果Np=[(Nt-再次按照上述步骤计算Np=176时的塔底压力，然后查阅P-K-m3/s：=q=967.29 第四节精Np=[(Nt-再次按照上述步骤计算Np=176时的塔底压力，然后查阅P-K-m3/s：=q=967.29 第四节精馏塔工艺设1．物性数加压40℃气相密度：ρV液相密度：ρL初估塔qVLF qVLC u 液泛气速：V0.7（操作气速：u点率uf=0.162A=2.426mu选取单流型弓形降液管塔板Ad0.7（操作气速：u点率uf=0.162A=2.426mu选取单流型弓形降液管塔板Ad/则AAd/AT截面积4塔径：DP1086.10.1及P1106.10.2按照D=2.0mDAT4降液管截面积：Ad=AT×0.10=气体流道截面积：A=AT-实际操作气速uqVVsA实际泛点率：u/uf塔高的估有效高度：Z=HT进料处两板间距增大为105m,1.5m,2m，第五节溢流装置的设降液管（弓形由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT×0.10=由Ad/AT=0.10,（下册）P1136.10.242．溢流取E2/则堰上液头高： 2.84103降液管（弓形由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT×0.10=由Ad/AT=0.10,（下册）P1136.10.242．溢流取E2/则堰上液头高： 2.84103l WqnLslw3.浮阀数及排列方F1m初选阀动能因子F0=10us040进出口安全宽度bs=bs’=60mmbD[11(lwD)2]/2dxD(bb=ds2Drb=c2xrAx2r2ra个uV d2 04动能因子F1=2.07836.2n2044Drb=c2xrAx2r2ra个uV d2 04动能因子F1=2.07836.2n2044塔板流动性能校第六液沫夹带量校qv Fl1v0.ATFZ=D-2bd2AdbT 1.36ZqFl1vAFb塔板阻hf的计算和核塔板阻力hf（1）干板阻力临界气速173 =1.469m/s v力l塔板阻hf的计算和核塔板阻力hf（1）干板阻力临界气速173 =1.469m/s v力l2uh002g=0.063m/液相为碳氢化合物0hl0=0.041hf=降液管液泛校hWhOWhfuhddllWbWb=0.0234mhWhOWhf则=0.419mHT+hw=0.60+0.04=0.64m>液=0.0234mhWhOWhf则=0.419mHT+hw=0.60+0.04=0.64m>液体在降液管中的停留时液体在降液管中的停留时间应大于Ad 严重漏液校当阀孔的动能因子低于5可取F0=5相应孔流气=0.9330uK u'第七荷性能以气相流量为纵坐标，液相流量为横作过量液沫夹带qlv=0.3941-4.263此线记作线液相下限对于平直堰，其堰上液头qlv=0.3941-4.263此线记作线液相下限对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于2/ 2.84103lW取E=1，代入lw，lw此线记作线 严重漏液当阀孔的动能因子低于55时则=275.2m3/此线记作线（3）液相上限qnlh3600AdHT/59.9m3/5.降液管液泛H’=H 令HdhWhOWhf将其中Δ=0为避免降液管液泛的发生，应…………………（*2/5.降液管液泛H’=H 令HdhWhOWhf将其中Δ=0为避免降液管液泛的发生，应…………………（*2/h2.84 whf=ho+hl+hσ其中hσ可忽略不2uh002gu d1.18108dllWbW将各式代221.87*10-8*=0.2087-2.701*103qLh- *—设—设计任务与设计条1．选用立式热虹吸式再沸塔底压力Pw=1.802．再沸器壳程与管程的设物性数壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据潜热：rc=2258.4KJ/热导率物性数壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据潜热：rc=2258.4KJ/热导率：λc粘度：μc密度：ρc潜热：rb=298KJ液相热导率：λb液相粘度：μb液相密度：ρb液相定比压热容：Cpb=3.2KJKg气相粘度：μv气相密度：ρv蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.000244m2设备尺DbbDc=rb=壳管温度压力（MPa绝压假设传热系数：K=780W/(m2=90.33K拟用传热管规格为：Ф25×2mm,管长t(b1)假设传热系数：K=780W/(m2=90.33K拟用传热管规格为：Ф25×2mm,管长t(b1)(2~dT0表3-6得NT=301t(b1)(2~则取D=取三传热系数的校1．显热段传热系数0.25左右Wtxe1)计算显热段管内传热膜系数传热管内质量流速：G42sd0 G=493.02kg/(m2•Re=CPbrb0.023Re0.8P=irdi2)壳程冷凝42sd0 G=493.02kg/(m2•Re=CPbrb0.023Re0.8P=irdi2)壳程冷凝传热膜系数计算m=md0NM=0.066kg/(m•Re=1/1/ R=32og(m23)污垢热阻及管壁热沸腾侧：Ri=0.000176m2冷凝侧：Ro=0.00009m2•管壁热阻：Rw=1KL=871.0w/(m2•ddd1 iwOddiim02.蒸发段传热系KEm2•传热管内釜液的质量流量：Gh=3600GLockhut-martinelXe=0.25X=Xe沸腾侧：Ri=0.000176m2冷凝侧：Ro=0.00009m2•管壁热阻：Rw=1KL=871.0w/(m2•ddd1 iwOddiim02.蒸发段传热系KEm2•传热管内釜液的质量流量：Gh=3600GLockhut-martinelXe=0.25X=Xe的情况1xXv bvX=0.4Xe=0.1x1/bb查设计书P96bPdibQdinb0.225APrbb i=12994w/(m2•：=1729.3w/(m2•1xrPRbediFX对流沸腾因子=tpFtp=3860w/(m2•沸腾传热=12994w/(m2•：=1729.3w/(m2•1xrPRbediFX对流沸腾因子=tpFtp=3860w/(m2•沸腾传热膜系数=7758.4w/(m2• o RiRw1=m•2Ro o3.显热段及蒸发段长tp Lt diNTKLp LBCLCD=L-LBCKCKLLBcKELCDL=4．传热系ACKCtm实际需要传热面积=HAPAC5．传热面积裕=流量校1．循环系统推动力1）当0.087bvKCKLLBcKELCDL=4．传热系ACKCtm实际需要传热面积=HAPAC5．传热面积裕=流量校1．循环系统推动力1）当0.087bv x1xXbvXR =X221_ =RRLLvbb2）当1X'vv=X=R'LXtt21Xtt2_tp'v1RLb=根据课程设计表_lP tp tp2．循环阻力i釜液进口管内流动雷诺数Re根据课程设计表_lP tp tp2．循环阻力i釜液进口管内流动雷诺数ReDiG0.01227i(Di/L0.3426(Di/0.254G管程进出口阻力:P1①Di2G0.785d2 Re0.01227eP2 =bi②a.G=493.02kg/(m2·s)取则GVVV0.01227V V b.Lb0.01227LG=493.02kg/(m2·s)取则GVVV0.01227V V b.Lb0.01227LLPL3LCD P 1/4 =3(122b1M(1RLP4G2M/a.G= D2oG V0.0254oL'=0.3426VV0.01227VLPV5 GLG V0.0254oL'=0.3426VV0.01227VLPV5 GLG=119.3=Lb0.01227LLPL5= =P 1/4 5所以循环阻力：△Pf=△P1△P2△P3++第五章其它辅助设备的选第一凝拟用10℃第五章其它辅助设备的选第一凝拟用10℃传热速率假设传热系数：K=1000圆整后取第二它换热设1．进料预热用90℃水为热源，出口约为70℃20℃50℃，走管程管程液体流率：qmfh=3600传热速率：Q=圆整后取A`=61．塔顶产品冷却拟用10℃圆整后取A`=61．塔顶产品冷却拟用10℃40℃△tm=13.95管程流率：qmDs0.5359kg/s则传热速率：Q=假设传热系数：K=1000圆整后取2．釜液冷却拟用10℃50.0℃△tm=16.83丙烷液体焓变：ΔH传热速率：Q=qmWs•ΔH假设传热系数：K=1000圆整后取第三1．进料罐（常温贮料320℃丙稀ρL13丙烷ρL2假设传热系数：K=1000圆整后取第三1．进料罐（常温贮料320℃丙稀ρL13丙烷ρL2进料=516.3则63.93100L进料质量流量：qmfh=3600间：x4qmfhL圆整后取V=7942．回流罐质量流量qmLh=3600R·qmDsqmLh则回流罐的容 VV=273．塔顶产品质量流量产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数取qmDhV釜液5V=273．塔顶产品质量流量产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数取qmDhV釜液5质量流量qmWh=3600qmWs=1058.64qmWhV第四节管路设计及泵的选一、泵的设1．进料泵(两台，一用一备液体密度L516.33.LqVfs=d液体粘度0.068mPa1hf 2取Z则=4qd2u36001hf 2取Z则=4qd2u36002．回流泵（两台，一开一用液体密度.LqVLs=3d液体粘度0.066mPaRedu6.2055105pf uHeZg2ghf Redu2.0530hf 2取Z则=4qd2u36003.釜液泵hf 2取Z则=4qd2u36003.釜液泵（两台，一开一用液体密度L442qVWs=qmWs/Ld液体粘度0.0091mPahf41 2 d取ZRedu7.5532pf uHeZg2ghf 则=4qd2u3600流量：0.1～90m3二、管路设则d取管子则=4qd2u3600流量：0.1～90m3二、管路设则d取管子规格Ф68×5。其它各处管线类似求得如下/第六管路设1．进料管取料液流速：u=0.5m/s体积流量V=0.00161m3/pf uHeZg2ghf则d取管子规格Ф70×30.0642．塔顶蒸汽管取原料流速：u=12m/s体积流量：V=952m3/则d取管子规格Ф70×30.0642．塔顶蒸汽管取原料流速：u=12m/s体积流量：V=952m3/则d=0.134取管子规格Ф152×8.5.0.135m，d3.塔顶产品 /则d取管子规格Ф68×4.0.060m，d4.回流取原料流速：u=0.7m/s体积流量：V=67m3/则d取管子规格Ф152×8.5.0.135m，d5．釜液流出体积流量：V=2.387m3/则d=0.053其内径为0.053m6．仪表接d5．釜液流出体积流量：V=2.387m3/则d=0.053其内径为0.053m6．仪表接选管规格：Ф32×37．塔底蒸汽回流体积流量：qnvs=738.68kmol/则d=0.035取管子规格其内径为37mm，所求各管线的结果如下/第七制方将本设计的控制方案列于下设计心得及总序号数3介质物性ρL(kg/m1FIC-2第七制方将本设计的控制方案列于下设计心得及总序号数3介质物性ρL(kg/m1FIC-2FIC-3PIC-4HIC-制56TIC-CAD图软件和C CAD图软件和C 附件#程附件#程序及运行结#{qnf=50,{if(x>xq)}{qnf=50,{if(x>xq)}}}.....}.....附录主要符号说A塔板上方气体通道截面积E塔板上有效传质区面积降液管截面积板孔总截面积塔截面积b液体横过塔板流动时的平均宽度附录主要符号说A塔板上方气体通道截面积E塔板上有效传质区面