过程工艺与设备课程设计任务丙烯丙烷精馏装置设计

过程工艺与设备课程设计任务书

——丙烯一丙烷精福装置设计

前H

本设计阐明书包括概述、流程简介、精锚塔、再沸器、辅助设

备、管路设计和控制方案共七章。

阐明中对精信塔H勺设计计算做了详细H勺论述，对于再沸器、辅

助设备和管路的设计也做了阐明。

鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，但愿各位

老师予以指正。

感谢老师的指导和参阅！

目录

1.概........................................3

2.方案流程简.................................5

3.精镭过程系统分.............................6

4.再沸器附设.................................18

5.辅助设备附设...............................24

6.管路设.....................................30

7.控制方.....................................33

设计心得及总结.................................34

附录一重要符号阐明.............................35

附录二参照文献.................................37

附录三塔计算成果表...............................38

附录四再沸器重要构造尺寸和计算成果表............39

附录五工艺流程图.................................40

1.概述

蒸储是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作,

在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简朴蒸饰与

平衡蒸谓只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度欧I产品，应

使得混合物的气、液两相通过多次混合接触和分离，使之得到更高程度

的分离，这一目的可采用精储的措施予以实现。

精饰过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，运用液相

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

现原料中各组分日勺分离。该过程是同步进行的传质、传热的过程。为实

现精偏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制

等时设备、仪表。所用设备重要包括精信i塔及再沸器和冷凝器等。

1.1精馈塔

精储塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部合

适位置设有进料板。两相在塔板上互相接触时，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，从而使混合物中日勺组分得到高程度日勺分离。

简朴精僧中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馆段和提

储段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精僧塔内，气、液两相

的温度和压力自上而下逐渐增长，塔顶最低，塔底最高。

一种精储塔口勺分离能力或分离出的产品纯度怎样，与原料体系

的性质、操作条件以及塔（1勺性能有关。实现精储过程的气、液传质

设备，重要有两大类，板式塔和填料塔。

本设计选用的是板式塔，相较而言，在塔效率上，板式塔效率

稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较大，而填料塔则对液体喷

淋量有一定规定；在安装维修方面，板式塔相对比较轻易进行：由

于所设计的塔径较大，因此在造价上，板式塔比填料塔更经济某

些；并且，板式塔日勺重量较轻，故选择板式塔。

在众多类型的板式塔中，选择了溢流型筛板塔，相比较其他类

型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸以便，并且金属消耗量

少，非常适合板间距小、效率较高并且塔单位体积生产能力大的分

离规定，同步其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞

液量少的长处也为之提供了广阔KJ应用市场。

12再沸器

再沸器是精储装置H勺重要附属设备，其作用是使塔釜液部分汽

化，从而实现精储塔内的气液两相间的热量及动量传递。其形

式重要有立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、强制循环式、

釜式再沸器和内置式再沸器。

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：

▲循环推进力：釜液和换热器传热管气液混合物口勺密度差。

▲构造紧凑、占地面积小、传热系数高。

▲壳程不能机械清洗，不合适高粘度、或脏的传热介质。

▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。

▲立式安装，增长了塔的裙座高度。

L3.冷凝.（设计从略）

用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产

品，其他作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间ET、J接触传质得以

进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。

2.方案流程简介

2.1.精储装置流程

精储就是通过多级蒸储，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，使混合物中的组分到达高程度的分离，

进而得到高纯度口勺产品。

流程如下：

原料（丙稀和丙烷混合液体）经进料管由精微塔中某一位置（进

料板处）流入塔内，开始精储操作；当釜中n勺料液建立起合适

液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔

上升至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行所有或部分冷凝。将塔顶

蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，为馈出物；另一部分作为何

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H勺上升蒸气多次逆向接触分离。当流至塔底时，，被再沸器加

热部分汽化，气相返回塔内作为气相回流，而液相则作为塔底

产品采出。

2.2.工艺流程

2.2.1.物料的储存和运送

精储过程必须在合适H勺位置设置一定数量不一样容积的原

料储罐、泵和多种换热器，以临时储存，运送和预热（或冷却）

所用原料，从而保证装置能持续稳定日勺运行。

2.2.2.必要时检测手段

为了以便处理操作中口勺问题，需在流程中的合适位置设置必要

的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。止匕外，常在特定地方

设置人孔和手孔，以便定期日勺检测维修。

2.2.3.调整装置

由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在合适的位置放置

一定数量的阀门进行调整，以保证到达生产规定，可设双调整,

即自动和手动两种调整方式并存，且随时进行切换。

2.3.设备选用

精储塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。

3.精储过程系统设计

3.1设计条件

工艺条件：饱和液体进料，丙烯含量xf=65%（摩尔分数）

塔顶丙烯含量xD=98%,釜液丙烯含量xw<2%,总板效率为

0.6o

操作条件：

1）塔顶操作压力：P=l.62MPa（表压）

2）加热剂及加热措施：加热剂——水蒸气

加热措施——间壁换热

3）冷却剂：循环冷却水

4）回流比系数:R/Rmin=l.4o

塔板形式：筛板

处理量：qnf=70kmol/h

塔板设计位置：塔底

3.2物料衡算及热量衡算

3.2.1.物料衡算：

=

Xl<ln|'XDqnD+Xw（lnI

解得成果：xD=45.9375kmol/hxW=24.0625kmol/h

3.2.2.求质量流量：

MD=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol;

Mw=0.02*42+0.98*44=43.964kg/kmol;

M,.=0.65*42+0.35*44=42.7kg/kmol

则quo=XD*MD/3600=0.5364kg/s;

e

qm二xffMu/3600=0.2939kg/s

e

qMi-=xFMi./3600=0.8303kg/s

3.2.3.塔内气、液相流量：

1)精储段:qnL=R・qnD;qnV=(R+l)・qnD;

2)提馈段：qnL'=qnL+q・qnF;qnV'=qnV-(1-q)・qnF;

qnL'=qnV，+qnW;

其中q-1:

则：qnL'=qnL+qnF;qnV,=qnV

3.2.4.热量衡算

1)再沸器热流量：qnr=qnV'・r'

再沸器加热蒸气日勺质量流量：Mr=qnr/Rr

2)冷凝器热流量：qc二V・Cp・(t2-tl)

冷凝器冷却剂的质量流量：Me=qc/(CP(t2-tl))

3.3塔板数的计算

3.3.L相对挥发度的计算:

通过对给定口勺温度一构成表格，计算相对挥发度a

a=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)

计算后平均，算得,L72Mpa(绝)下a=l.131583

1.82Mpa(绝)下a=L127408

平衡关系:x=y/(a-(a-l)y).

3.3.2.估算塔底日勺压力：

己知塔顶的压力为1.62Mpa(表)即1.72Mpa(绝)

工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷-丙烯：密度460o

则塔底压力可以通过公式：P=N*0.1*460*9.8/1000000。

其中N是假设实际塔板数，P单位为Mpa

3.3.3,给出假设，进行迭代：

详细为：

假设实际板数一一确定塔顶塔底压力一一根据压力和构成算

出相对挥发度一一平均相对挥发度一一理论板数一一实际板数一

一与假设比较

其中：

q线方程>\,=0.65

平衡关系x=—&—

a-(a-\)ye

精微线方程》=旦+人

R+lR+1

_q“L+qq“F--

XviII—,人Y〃,人vW

QnL+qq*z也+qq心-

提馄线

流程图：

计算程序：

tfinclude"stdio.h〃

main(){

floatx,y,a,dl,d2,wl,w2;

intn=l;

scanf,&a,&dl,&d2,&wl,&w2);

y=0.98;

x=y/(a-(a-l)*y);

n++;

for(;;n++)

{y=dl*x+d2;

x=y/(a-(a-l)*y)；

if(x<0.65&&(0.65-x)>0.00001)break;

elsecontinue;}

printf(〃in=%d\n〃,n);

n=n+1;

for(;;n++)

{y=wl*x+w2;

x=y/(a-(a-l)*y);

if(x<0.02&&(0.02-x)>0.00001)break;

elsecontinue;}

printf(，，total=%d\n/，,n);

)

其中a,dl,d2,wl,w2分别为

相对挥发度，精微线斜率，精储线截距，提储线斜率，提镭

线截距。

迭代成果：

第一次：首先假设100块实际板。

运用excel计算出塔底压力1.76508Mpa,插值出a=1.129701

计算出dl=0.939677,d2=0.059117o

再通过精储线与q线的交点。

计算出wl=l.031598,w2=-0.00063□

带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为108块(包

括釜)

则实际板数为(108-1)/0.6=178.333块。

第二次：实际板为178.333块。

运用excel计算出塔底压力L801895Mpa,a=1.128163

计算出dl=0.940352,d2=0.058455。

再通过精馄线与q线/、J交点。

计算出wl1.031244,w2=-0.00062。

带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块（包

括釜），则实际板数为（109-1）/0.6=180块。

第二次迭代得到H勺成果与假设靠近，可认为收敛。

结论：理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜）

实际进料第85块板，实际总塔板数为180块。

回流比R=15.76127

塔底压力P=l.72+N*0.1*460*9.8/1000000=

1.801144Mpa（绝）

塔底温度：已知在0.02/0.98下

P=l.72Mpat=49.39679℃；P=l.82Mpa51.997846；

插值得:t=51.5073℃

流量：精储段：qmLs=R*qmDs=8.4543kg/sqmVs=（R+l）•qmDs

=8.9907kg/s

提馆段：qmLs'=qmLs+qmFs=9.2846kg/sqmVs,=qmVs

=8.9907kg/s

3.3.4.计算成果数值

名称

理论塔板数NT109

进料板位置N,-51

回流比R15.76127

相对挥发度Q1.128163

塔顶产品量qni),mol/h45.9375

塔底产品量qn.，mol/h24.0625

精储段气相流量qnvkg/s8.9907

精馈段液相流量qm.kg/s8.4543

提储段气相流量q./kg/s8.9907

提储段液相流量q;kg/s9.2846

塔顶温度5℃41.49

塔底温度5℃51.5073

塔顶压力Pi)MPa1.72（绝）

塔底压力PwMPa1.8011（绝）

3.4精储塔工艺设计

3.4.1.物性数据

1.8Mpa,51.5C下，丙烷的物性数据(以塔底为原则)：查得

气相密度：PV=28kg/m3

液相密度：PL=460kg/m3

液相表面张力：。=5.268mN/m

3.4.2.初估塔径

气相流量：qmVs'=8.9907kg/sqVVs,=qmVs,/p

qnVs=O.3211ni3/s

液相流量：qmLs,=9.2846kg/sqVLs,=qmLs,/P

qnLs=O.0206m3/s

两相流动参数:

~如pL_qmL_四一氾变咫=0248

qvVr\pVqmV]pL8.9907V460

设间距：-0.45m查费克关联图得=0.06

气体负荷因子C:=0.0459

液泛气速：

pLP

Uf=c\~^-=0.0459=0.1854

vPvV28

泛点率取=0.75,操作气速u=0.14m/s

所需气体流道截面积A:=0.3211/0.14=2.29m2

选用单流型，弓形降液管板，取二0.12,则二1-二0.88

故塔板截面积AT=A/0.88=2.685m2,

,、_14A丁_/4x2.685

塔径D：O=\==V3.14;L78m，圆整：取1.8m

则实际塔板截面面积=2.5414m2,降液管截面积

=0.3052m2

气体流道截面积A=2.338m2,实际操作气速u二q/

/A=0.1286m2

实际泛点率=0.73,在0.6〜0.8之内

且选=0.45m,D=l.8m符合经验关系

3.4.3.塔高日勺估算

实际板数180块，初选塔板间距0.45m,则塔高

Z=180*0.45=81mo

进料处两板间距增大为0.9m

设置20个人孔，人孔所在处两板间距增大为0.8m

裙库取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取4m.

设釜液停留时间为30min

釜液高度：=0.45m

因此,总塔高*81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+0.45+20*(0.8-0.45)

^100m

3.5溢流装置的设计

3.5.1.降液.(弓形)

由上述计算可得：降液管截面积：Ad=ATX0.12=0.3052m2

由Ad/AT=O.⑵查《化工原理》(下册)P113的图6.10.24可

得：lw/D=0.68,Bd/D=O.14

因此，堰长1\尸0.68D=L224m,堰宽Bd=O.14D=0.252m,降液

管面积=0.3052m2

3.5.2.溢流堰

溢流强度qvlh,/lw=0.0206*3600/1.224=60.59<(100-130).

合格

2/3

收缩系数E0aLe—嚓笋严

则堰上液头高:

=0.0439m>0.006m合适

取堰高hw=0.040m。

3.5.3.受液盘和底隙

取平形受液盘，底隙hb取0.050m

液体流经底隙的流速:ub=qvls,/(lw*hb)=0.0206/

(1.224*0.050)=0.337m/sub<0.4m/s符合规定。

3.6塔板布置和其他构造尺寸的选用

3.6.L塔板布置及其他构造尺寸的选用

由于D>(0.8~0.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度t=4nmi;

整个塔板面积：受液区和降液区面积2Ad=0.4068nf

入口安定区和出口安定区bs=60nim=0.06m

边缘区bc=50mm=0.05m

选择塔板为单流型，有效传质面积)

其中：Bd=0.252m,x=D/2-(Bd+bs)=0.588m,r=D/2-bc=0.85m

求得A「1.825m2

3.6.2.筛孔向尺寸和排列：选用正三角形排列

取筛孔直径：do=7mm,t=3.5do

开孔率v=().907旦尸乙5%

t

筛孔面积Ao=^Aa=0.1368m2

筛孔气速uo=qv,/Ao=2.223m/s

筛孔个数〃='-二3557

3.7塔板流动性能校核

3.7.1.液沫夹带量H勺校核

由=0.248和实际泛点率0.73,查《化工原理》（下册）P117口勺图

6.10.28可得e=0.0057,则

号畿=盗器券-kg液体小气体

<10%,故不会产生过量的液沫夹带。

3.7.2.塔板阻力计算

干板阻力ho:

据d0/8=7/4=1.75,查《化工原理》（下册）Pl18H勺图6.10.30,

得C0=0.79

,rj1pV'uo14602.223、本土十

Axho=---(一厂2=---------(-----厂2=0.0521m液柱

2gpl!Co2*9.8280.79

塔板清液层阻力hL:

qVs，

ua==0.3004/(2.541-2*0.2034)=0.14m/s

Arp-2Ad

气体动能因子Fa=“a/?；?=0.14x728=0.74

查《化工原理》(下册)P118的图6.10.31,得B=0.72,故hL二

B(hw+how)=0.72*(0.04+0.0439)=0.0604m液柱

表面张力阻力ha:

ha=4xl°"J4x11-3*5.268000682m液柱

(hpLg7*28*9.8

因此hf=ho+hL+ha=0.0521+0.0604+0.000682=0.1131m液柱

3.7.3.降液管液泛校.

由，取=0,则二0

其中ud是底隙流速

=0.0088m液柱，于是

Hd=〃vv+how+hf+hd=0.1962m液柱

取降液管中泡沫层密度①=0.6,则Hd^Hd/0.6=0.327m液柱,

而Ht+hw=0.45+0.05=0.5>而'，故不会发生降液管液泛。

3.7.4.液体在降液管内停留时.•

应保证液体在降液管内H勺停留时间不小于3〜5s,才能保证液

体所夹带气体的释出

T=Ad*Ht/qvL,=0.2034*0.45/0.3004=4.44>3,故所夹带气体

可以释放。

降液管流速Ub=Ht/T=0.1014m/s

3.7.5.严重漏液校.

Ho'=0.0056+0.13(hw+how)-ha

=0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583m液柱，

稳定系数k二”、乜=1.814>1,5〜2.0,故不会发生严重漏

%Mo

液。

反算〃『2.223/1.814=1.225m/s

3.8负荷性能图

3.8.1•过量液沫夹带线

9

q/h=8.8lx10。A。匕2〃『一2.5%-7.1x10生2)％

规定ev=0.1,贝ljLlw

代入得：qvvh,=8848.1-168.97

由上述关系可作得线①

3.8.2.液相下限线

tow=2.84xl0-3(^-)2/3=0,006

lw

,

qvLh=3.071w=3.07*1.224=3.88是与y轴平行的线

由上述关系可作得线②

3.8.3.严重漏液线

,2/3I/2

qw/=a(b+cqVLh)

其中：

a=1.594x1(/4口叵=1.594xIO4x0.135lx0.79x、座=4.61xJO3

\pVV28

b=0.00564-0.13/ZIV-ha=0.0056+0.13x0.05-0.000682=0.0095

2/3-4

c=3.69x1(L〃/3=369X10^/1.224=3.225x10

f,2/31/2

qm=4610(0.0095+0.0003225qVU1)

由上述关系可作得线③

3.8.4.液相上限线

令二5s,得：

=720*0.45*0.3052=98.88

由上述关系可作得线④

3.8.5.降液管液泛线

=少-片

,,3.934乂10一9包/(4,。。)2

式中：a'=pL

=3.934x10-9*28/(460*0.1351*0.79)=21.49X10-9

(pH+^-/3-1)hw

b=Ta

=0.6*0.45+(0.6-0.72-1)*0.05=0.214

c'=L18xlO_8/(lw-hb)2=L18xlO-8/(1.224xO.O5)2=315xlO-8

」，2.84x10^(1+y0)W2/3)_2.84x10-3(l+0.72)/(1.2242/3)

d-二

=4.269x10一3

21.49x1O-4/=0.214—315x10-8播］_o.OO4269^^f

上述关系可作得降液管液泛线⑤

上五条线联合构成负荷性能图

作点为：q'VLh=74.16m3/hq'Wh=1155.46m3/h

如图：

负荷性能图

局部放大后

负荷性能图

设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下

操作弹性操作弹性:qv,max/qv'min=1540.2/520.33=2.96

因此基本满足规定。

4.再沸器的设计

4.1.设计任务与设计条件

4.1.1.选用立式热虹吸式再沸器

其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底日勺釜液。釜液的构成为

（摩尔分数）丙稀=0.02,丙烷二0.98

塔顶压力PD=1.72MP4

塔底压力Pw=L8011MPa

4.1.2.再沸器壳程管程

壳程与管程的设计

温度（℃）10051.51

压力（MPa绝压）0.10131.8011

物性数据

壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据：

潜热:rc=2319.2

热导率：入c=0.6725w/（m*K）

粘度：uc=0.5294mPa•s

1）密度:Pc=958.Ikg/m3

管程流体在（51.51℃1.8011MPa）下日勺物性数据:

潜热：rb=330kj/kg

液相热导率:Xb=0.082w/(m•K)

液相粘度:ub=0.07mPa•s

液相密度：Pb=460kg/m3

液相定比压热容：Cpb=3.19kj/kg•K

表面张力：ob=0.00394N/m

气相粘度:Uv=0.0088mPa•s

气相密度：Pv=28kg/m3

蒸气压曲线斜率(At/AP)=0.00025m2K/kg

4.2.估算设备尺寸

热流量：

D

QR=D/b=c/c=Mw•V'•rb•1000/3600=2633400w

传热温差：=48.49℃

假设传热系数：K-850W/(m2K)

估算传热面积Ap二63.89k

拟用传热管规格为：①25X2mm,管长L=3m

6=妆-l)+(2~3)d°

“『一矶L=271

则传热管数:

若将传热管按正三角形排列，按式NT=3a(a+l)+lb=2a+l

得：a=9b=19

管心距：432mm

则壳径:=638m

取D=0.600m

取管程进口直径：Di=0.25m

管程出口直径:Do=0.35m

4.3.传热系数的校核

4.3.1.显热段传热系数K

假设传热管出口汽/率Xc=0.22

1）则循环气量'：乙=36.27kg/s

2）计算显热段管内传热膜系数Qi

传热管内质量流速：

di=25-2X2=21mm

「—上

So-366乩7kg/(m2>s)

Rc=—

u

雷诺数:=109851.7>10000

普朗特数：二2.73

3）显热段传热管内表面系数：=1445.43w/（m2K）

4）壳程冷凝传热膜系数性。。

m=—

蒸气冷凝的质量流量：'=1.1354kg/s

传热管外单位润湿周围上凝液质量流量：

=0.051kg/(m*s)

R门e=-4-M

〃=381.942

。广1,88尺?

、夕2g

管外冷凝表面传热系数:=5540.36w/

(m2K)

3)污垢热阻及管壁热阻

沸腾侧：Ri=0.000176m2*K/w

冷凝侧:Ro=0.00009m2*K/w

4)管壁热阻：Rw=0.000051m2-K/w

演.热段传热系数1____________

务++H卬*+H°+,=735.8W/(m2-K)

UiUiUiamUG

1)4.3.2.蒸发段传热系数KE计算

传热管内釜液的质量流量：

Gh=3600G=1318220.97kg/(m2*h)

Lockhut-martinel参数：

Xe=0.22时:

在X=Xe的状况下=1.268569

则l/Xtt=0.7969

再查图3—29,aE=0.1

X=0.4Xe=0.088时=0.304728

查设计书P96图3-29

得：a'=0.8

2）泡核沸腾压抑因数：Q=（QE+Q'）/2=0.45

泡核沸腾表面传衿系数：

a6=0225%p°681QdiPb.

diIA“J[Pv

=6293.4w/(m2*K)

3)单独存在为基准H勺对流表面传热系数：

=1342.7w/(i*K)

沸腾表面传热系数：KE

对流沸腾因子：=1.93

两相对流表面传热系数：=2589.05w/(m2-K)

沸腾传热膜系数：=5421.08w/(m2-K)

=1324.4w/(m2-K)

4.3.3.显热翳蒸发段长度

^BC___I1__

L一田；皿

G>“M=0.02

LBC=0.274872L=0.06

LCD=L-Luc=2.94

4.3.4.传热系数=1312.84m2

实际需要传热面积：=43.61m2

4.3.5.传热面积裕度:=54%>30%

因此，传热面积裕度合适，满足规定

4.4.循环流量校核

4.4.1.循环系统推进力：

1）当X=Xe/3=0.073时X”=3.94

两相流的液相分率：R/=X”=0.3954

(X汀21X#1y

两相流平均密度：夕夕*-=203.61kg/m3

2)当X二Xe二0.22时

二1.268569R，=_______X”

IXL72

两相流口勺液相分率：（X〃+21X〃+1J二o.2333

两相流平均密度：夕/=Pv（l-R，+夕〃R"=139.49kg/m3

根据课程设计表3—19得：L=0.8m：

则循环系统日勺推进力：=5804.33pa

4.4.2.循环阻力ZJPf：

1）管程进出口阻力4P1

进口管内质量流速：=738.94kg/（m2•s）

釜液进口管内流动雷诺数：二2639078.374

进口管内流体流动摩擦系数:

=0.015

进口管长度与局部阻力当量长度:

=29.298m

管程进出口阻力：用=畸5=1084.44Pa

2)传热管显热段阻力4P2

G=——^-5—

0.7854%二366.17kg/(in?•s)

4=109851.74

0.7543

/I=0.012274

烂8=0.0214

W-x巨9.12Pa

42Pb

3）传热管蒸发段阻力aP3

a.气相流动阻力△Pv3

G=366.17kg/(m2•s)取X=2/3Xe则

Gv—xG

=53.7kg/(nf•s)

“4G，

人=128160.37

儿=0.01227+^^=0.021

%

ME管啜=89.5Pa

b.液相流动阻力△PL3

GL=G-Gv=312.67kg/(m2•s)

_dG.

RKec,-----------

=745660.34

0.7543

%=0.01227+

RQ38=o.0167

外二狐号等=257.78Pa

ui"b

%二(限:+例4)4=2516.52Pa

4）管内动能变化产生阻力4P4

动量变化可起的阻？系数:'

M=（D+2———1

RLA（1-^）=2.2

△E=G2M3=666.17

5）管程出口段阻力4P5

a.气相流动阻力4PV5

G=-%

"DM=377.01kg/(m2•s)

Gy=XeG=82.94kg/(m2•s)

管程出口长度与局部阻力的当量长度之和:

二40.79m

R%=卫=3298847

Av

4=0.01227+工萼=0.015

LG2

A/^5=4/—x———39.52pa

42P、

b.液相流动阻力4PLS

2

GL=G-GV=294.07kg/(m•s)

)啜”:颛蛤7

4=0.01227+

Lr)u.jo

=0.0157

一=4甲或=178.53Pa

州=（"?+"：：）4=1442.387Pa

因此循环阻力：APf=Z\P1+AP2+AP3+AP4+△

P5=5718.64pa

又因4PD=5804.33Pa

因此PD/S二1.014

循环推进力略不小于循环阻力，阐明所设的出口汽化率Xe基

本对（I勺，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的规

定。

5.辅助设备设计

5.1.辅助容器的设计

容器填充系数取：甲=0.7

5.1.1.进料罐（常温贮料）

3

20℃丙稀PL1=522kg/m

丙烷PL2=500kg/m3

压力取1.73947MPa

由上面日勺计算可知进料Xf=65%

丙稀出J质量分率：Mf=63.93%

则=513.84kg//

进料质量流量dm”二70x0.65x42+70x(1-0.65)x44=2989kg/h

取停留时间：为4天，即二96上

进料罐容积：797.82m3

圆整后取V=798m3

%“6=47446688kg/m3

质量流量qmQ=405.62*42.04=17052.2648kg/h

则体积流量：qnlh=35.9398m3/h

设凝液在回流罐中停留时间为lOmin,填充系数中二0.7

则回流罐的容积/60=8.55m3

取V=9m3

5.1.2.塔顶产品罐

质量流量qm产3600q帅s=qnox42.04

体积流量:qnvh=qmDh/PL=4.07m3/h

产品在产品罐中停留时间为T=120h,填充系数中二0.7

则产品罐的容积=697.76m3

取V=698m3

5.1.3.釜液罐

取停留时间为5天，即T=120h,釜液密度为P12

=443.162kg/m3

摩尔流量：qnW=24.0626kmol/h

=

质量流量QDwh43.964qniqmWhT

V=------=

则釜液罐的容积PLW409.2m3

取V=410m3

5.2.传热设备

5.2.1.进料预热器

用80℃水为热源，出口约为50℃走壳程

料液由20C加热至46.22℃,走管程传热温差:

\t\-A/2(80-46.22)-(50-20)

=31.85K

in^l

A/250-20

管程液体流率：qmfh=3600qmfs=2989kg/h

管程液体焰变：AH=401kJ/kg

传热速率：Q=qmfs△H=2989X401/3600=332.94kw

壳程水焰变：AH'=125.6kJ/kg

壳程水流率：q=3600Q/AH,=9542.9kg/h

假设传热系数：K=650w/(m2・K)

则传热面积:圆整后取A=6m2

5.2.2.顶冷凝器

拟用0℃水为冷却剂，出口温度为30℃走壳程。

管程温摩加学入1。a「小…।小

.△"一A/2(43.1-0)-(43.1-30)

=------25.19K

加,A/1

In加里2

A/243.1-30

管程流率：qmVs=18983.49kg/h

取潜热片353.53kJ/kg

传热速率：Q=qmVs*r=1864.07kw

壳程取焰变：A11=125.8kJ/kg

则壳程流率：qc=Q/AH=53343.9kg/h

假设传热系数：K=650w/(m2-K)

则传热面积：

圆整后取A=114取

5.2.3.顶产品冷却器

拟用0℃水为冷却剂，出口温度为20℃走壳程。管程温度

由43.1℃降至25℃

管程流率：qmDs=1931.2kg/h;

取潜热:r=306.38kJ/kg

则传热速率：Q=qmDsT=164.36kw

壳程焰变：AH=83.9kJ/kg

则壳程流率：qc=Q/△H=7052.23kg/h

假设传热系数：K=650w/(m2*K)

则传热面积

圆整后取A=llm2

5.2.4.液冷却器

拟用0℃水为冷却剂，出口温度为20℃。走壳程。

管程温度由52.23℃降到25℃

人A/1-A/2(52.23-20)-(25-0)

=28.46K

'"一.Ari.52.23-20

Inin----------------

A/225-0

管程流率：qmWs=1057.88kg/h

丙烷液体焰变：AH=284kJ/kg

传热速率：Q=qmVs*AH=83.45率

壳程取烙变：AH'=83.9kJ/kg

则壳程流率：qc=Q/△H=3580.9kg/h

假设传热系数：K=650w/(m2*K)

则传热面积：

圆整后取A二5nT’

5.3.泵的设计

5.3.1.进料泵(两台，一用一•备)

液体流速：u=0.5m/s,选670X3.0：do=0.064m=64mm

液体密度：kg/m3

液体粘度〃=0.082/%PGS

取£=0.2

相对粗糙度：e/d=0.003125

Re=^=2.0xl05

查得：入二0.026

取管路长度：L-120m

取90度弯管2个（2*40d）,其中吸入管装吸滤筐和底阀1=7,

一种90度弯头；排出管中截止阀一种le=15d,一种90度弯头，进

入忽然缩小&二0.5,文氏管流量计1个，喷嘴阻力取

0.00981*106Pa

矿=(41±^+2乃《+'=

2.69m

乙d乙s2gpg

取,1.6U106Pa

贝1]“6=42+型+4+>/琰=378.1/〃

Pg2g乙,

QvLh~—d2u,3600=5.788nl'/h

4

选用泵出J型号：AY扬程：30〜650nl流量：2.5〜600nl3/h

5.3.2.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.lm=100mm

液体密度：

液体粘度p=0.067mPas

取£=0.2,相对粗糙度：e/d=0.002

查得：入二0.0228

取管路长度：1=120m

取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀C=7排出管中

截止阀一种le=15d,进入忽然缩小；=0.5,文氏管流量计1个，喷

嘴阻力取0.00981*106Pa

Yhf=（A++—=2.477m

乙d乙一pg

取,忽视不计。

则"e=AZ+型+土+£”=102.49加

Pg2g

qvLh=-^2w-3600=14.14m7h

4

选用泵日勺型号：Y扬程：60〜603nl流量：6.25-500m3/h

5.3.3.釜液泵（两台，一备一用）

实际液体流速：11=0.5111/$选小32乂2.5,

管路直径:d=0.027m=27mm

液体密度：kg/m3

液体粘度〃=0.0085mP6/-5

取£二0.2

相对粗糙度：£/d=0.0074

5

RE=^£=5.64X10

查得：X-0.033

取管路长度：l=60m

取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀己二7,一

种90度弯头；排出管中截止阀一种le=15d,一种90度弯头，进入

忽然缩小€=0.5,文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981*106Pa

2?矿=（4+Z乡｝+—=2.446m

"J〃2g/?g

取AZ=-5m，

则“e=AZ+包£+2-+X/=—2.54〃Z

Pg2g

q=—1/2«-3600=0.824m3/h

VLh4

该处泵扬程为负值，阐明正常工作时不必使用该泵，但在非正

常工作或者停止工作时，需使用该泵，不可忽视。

6.管路设计

6.1.进料管线

取料液流速：u=O5m/s体积流量V=0.001608

则d=I—=0,064m

U7C

取管子规格①70X3H勺管材。其内径为0.064m

6.2.塔顶蒸汽管

取原料流速：u=12m/s体积流量:V=611.94

[4V

则4==0.134m

V仇兀

取管子规格①152义8.・.其内径为0.1350其实际流速为

笠二】…

u=

7id2

6.3.塔顶产品管

取原料流速u=。4m/s,其体积流量:V=4.07

[4V

则[=/____=0.060m

VU7T

取管子规格中68X4.其内径为0.06.m,其实际流速为

14V

u=/-------二0.4m/s

'就2

6.4.回流管

取原料流速：u=Q7m/s体积流量：V=35.95

则4=――=0.135m

Vun

取管子规格①152X8...其内径为0.135m,其实际流速为

u==0.7m/s

6.5.釜液流出管

取原料流速：u=O3m/s体积流量：V=2.387

取管子规格①60X3.5.其内径为0.05.mo

6.6.仪表接管

选管规格：＜D32X3.

6.7.塔底蒸汽回流管

取原料流速：u=10m/s体积流量：V=51L66

=0.135m

取管子规格中152管内液体流速(m/s)管线规格(mm)

X8...其内径为

0.135m,所求各管

线的成果如下:

名称

进料管0.5①70X3

顶蒸气管120152X8.5

顶产品管0.4①68X4

回流管0.7①152X8.5

釜液流出管0.3①60X3.5

仪表接管/632X3

塔底蒸气回流管100152X8.5

7.控制方案

精储塔日勺控制方案规定从质量指标、产品产量和能量消耗三个

方面进行综合考虑。精循塔最直接H勺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

序位置用途控制参介质物性Pi.(kg/m3)

号数

1FIC-01进料流量控制0^3000丙烷P尸513.9

kg/h丙稀

2FIC-02回流定量控制0^1500丙稀P1=460

kg/h

3PIC-01塔压控制0~2MPa丙稀Pv=28

4HIC-02回流罐液面控制0~lm丙稀Pi=460

5HIC-01釜液面控制0〜3m丙烷Pk443.162

6TIC-01釜温控制40~60℃丙烷Pi=443.162

设计心得及总结

为期两周的J课程设计在忙碌间走过，回忆起来，其过程是波折内

却又有着深刻意义，在进行多种计算以及参数选择日勺时候，常常

碰到进退两难或者无从下手H勺状况，这对于我们是一种考验，要

想学到真正时应用知识，这是一次很好的锻炼机会，因此，我们

要坚持做下去。问题在我们出J努力下是总会得以处理的，只要付出

努力，当你日勺迷茫到达一定日勺时候，就必然会走向成功。虽然在此

过程，我们或许在有些时候选择了一种错误的方向，碰到诸多内

困难，不过虽然很困扰，虽然很缓慢，究竟也会胜利的，那些付

出仍然也是有价值的。错了不怕，要从中学到经验，只要能掌握书

本上我们难以学到的，难以掌握mI最大的收获。由于从书本上口勺理

论知识到真正的生产实践，期间的距离真是相差很远。

虽然我们困难不停，不过这次课程设计完毕后，我发现我对于化

工原理知识的J理解上升到了一种新的J层面，可以深刻的理解设计

原理和设计环节等等。并且，通过做设计，我还复习并掌握了许多

计算机知识，例如EXCEL,WORD,CAD等等。总之，通过这次课程

设计，丰富了我各个方面的知识，使我受益匪浅。更但愿各位老师

能协助指出我设计中出J错误与局限性之处，使我能不停提高进步。

附录一重要符号阐明

符号意义与单位符号意义与单位

A塔板上方气体通道截面积m2E液流收缩系数

Aa塔板上有效传质区面积m2ev单位质量气体夹带H勺液沫质量

Ad降液管截面积m2F0气体1向动能因子kg1/2/(s*m1/2)

Fl