丙烯丙烯精餾裝置設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告書

1、過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)學(xué)院（系）：化工與環(huán)境生命學(xué)部專業(yè)：學(xué)生姓名：_學(xué)號：指導(dǎo)教師：吳雪梅、李祥村評閱教師：吳雪梅、李祥村完成日期：2013年7月4日大連理工大學(xué)Dalian University of Technology、八 、亠前言本設(shè)計(jì)說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助 設(shè)備、管路設(shè)計(jì)和控制方案共七章。說明中對精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、 輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了正確的說明。由于只有兩周的時(shí)間做， 第二周內(nèi)，我?guī)缀趺刻於荚诎疽箤?，只有封面、目錄和前言部分為打印、其余部分均為手寫，部分?jǐn)?shù) 據(jù)上可能會有一些錯誤，如保留位數(shù)的不同，

2、計(jì)算的錯誤等。前 后的數(shù)據(jù)由于工程量浩大也許有不一致的地方，屬于學(xué)生我自己 的能力不夠，請老師諒解！感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄第一章概述 1第二章方案流程簡介3第三章精餾過程系統(tǒng)分析 5第四章再沸器的設(shè)計(jì) 14第五章輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 21第六章管路設(shè)計(jì) 25第七章控制方案 27設(shè)計(jì)心得及總結(jié)28附錄一主要符號說明29第一章第二章第三章第四章 概述精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1 精餾塔 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適 宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液 相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮

3、發(fā) 組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提 餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩 相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計(jì)為浮閥塔，浮閥的突出優(yōu)點(diǎn)是效率較高取消了結(jié)構(gòu) 復(fù)雜的上升管和泡罩。當(dāng)氣體負(fù)荷較低時(shí)，浮閥的開度較小，漏 夜量不多； 氣體負(fù)荷較高時(shí)， 開度較大，阻力又不至于增加較大， 所以這種塔板操作彈性較大，阻力比泡罩塔板大為減小，生產(chǎn)能 力比其大。缺點(diǎn)是使用久后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住， 操作失常。所以塔板和浮閥一般采用不銹鋼材料。2再沸器 作用：用以將塔底液體部分汽化后送

4、回精餾塔，使塔內(nèi)氣液 兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式 換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程 內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn)：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。3 冷凝器 （設(shè)計(jì)從略）用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余 作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最 常用的冷凝器是管殼式換熱器第二章 方案流程簡介1精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸

5、和 分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度 的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一 位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立 起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相 沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將 塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝 液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與 來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再 沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則 作為塔底產(chǎn)品采出。2 工藝流程1） 物

6、料的儲存和運(yùn)輸精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲 罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用 原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。2）必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。3 ） 調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅?置一定數(shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)， 以保證達(dá)到生產(chǎn)要求， 可設(shè)雙調(diào)節(jié)， 即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。3設(shè)備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。處理量：70kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以

7、丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：Xf= 65 %塔頂產(chǎn)品：Xd = 98 %塔底產(chǎn)品：x w w 2 %第三章 精餾過程系統(tǒng)設(shè)計(jì)丙烯、丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)第一節(jié) 設(shè)計(jì)條件1工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量Xf = 65 % （摩爾分?jǐn)?shù)） 塔頂丙烯含量Xd = 98 %，釜液丙烯含量Xw<2 %，總板效率為0.6 。2操作條件：1 ）塔頂操作壓力： P=1.62MPa （表壓）2 ）加熱劑及加熱方法：加熱劑水蒸氣加熱方法間壁換熱3 ）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)： R/Rmin=1.6 。3 塔板形式：浮閥4處理量： qnfh =70kmol/h5 安裝地點(diǎn)：大連6塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂?shù)诙?jié) 物

8、料衡算及熱量衡算物料衡算全塔物料衡算:qnF = qnD + qnWqnF XF = qnD XD + qnW XWqnF =60 kmol/h , xf =0.65 ,XD =0.98 ,w =0.02解得：qnd =45.93 kmol/h , qnw =24.06 kmol/h進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量M v =0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol;M l =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol;塔內(nèi)氣、液相流量:塔內(nèi)氣、液相流量：1 ）精餾段：L R D ； V （R 1） DL' V' W2 ）提餾段：L' L

9、qF; V' V （q 1）F;三熱量衡算1）再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：Gr QR/rR2）冷凝器熱流量:QCv r冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC QC/Gd鮎）第三節(jié)塔板數(shù)的計(jì)算假設(shè)塔頂溫度t=42.5 ° C塔頂壓力Pt=1.72MPa查P-K-T 圖得：kA=1.05; kB=0.92則 a頂=kA/k b=1.05/0.92=1.141;假設(shè)精餾塔的塔板數(shù)是143塊，每塊板的壓降為100mmH 2O;塔底壓力為 P=1.86Mpa;塔頂溫度 t=53 ° C, kA=1.19； kB=1.03;則 a 底=kA/k b=1.19/1.03=1.155= 1.1

10、48 ;當(dāng) Xe=0.65 時(shí)，Ye=0.681;Rmin= 0.98 0.681 =9.74 R=1.6Rmin=15.59;0.681 0.65Nmi n=lg)lg=56.39;Ntn N min =0.751 -( R RRmin ) 0.5668 ;Nt 1R 1解得Nt=87Nt進(jìn)料位置:Nr,minlg查表Z=0.7253 ° C純丙烷的v=4743Nr N min _ Nt N min第四節(jié)精餾塔工藝設(shè)計(jì)1.物性數(shù)據(jù)定性溫度T取塔頂溫度TD=316.1K，塔底溫度T2=325.23K 的平均溫度320.65K液相密度(51.77 °，1.78MPa)表面張力

11、（51.77 °，1.78MPa）丙烯453.74.16丙烷445.364.65氣相密度（51.77 °，表面張力（51.77 °，1.78MPa)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/ mpV =47.86*0.98+40.35*0.02=47.71 kg/ m液 相表面 張力： 尸 4.65*0.982+4.16*0.018=4.63mN/m2.初估塔徑摩爾質(zhì)量：Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol;ML=0.976*42+0.024*44=

12、42.048g/mol;質(zhì)量流量:Wv=V Mv=738.675*42.04/3600=8.63kg/sWL=L ML=746.175*42.048/3600=8.72kg/s假設(shè)板間距HT=0.45m;F wi rv兩相流動參數(shù)：LV Wv i 0.267查化工原理（下冊）P107篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得:C20 =0.053=4.63所以，氣體負(fù)荷因子:0.2C20 20=0.0396Uf液泛氣速：V = 0.155m/s取泛點(diǎn)率0.7操作氣速：u =泛點(diǎn)率 x uf=0.11 m/s氣體體積流量q = Wv/ pV=0.181 m 3/s nvs氣體流道截面積：A 5VVs =1.65 m

13、2u選取單流型弓形降液管塔板，取 Ad / AT =0.09;塔徑:圓整后，取D=1.6m符合化工原理書P108 表 6.10.1 及 P110 表 的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)實(shí)際面積：AT4D2 =2 m2降液管截面積:Ad=AT-A=0.18 m 2氣體流道截面積:實(shí)際操作氣速：UA=AT(1- Ad at)=1.82 m 2qVVsA = 0.11 m/s實(shí)際泛點(diǎn)率：u /uf =0.71與所取0.7基本符合則 實(shí)際HT=0.45m，D=1.6muf=0.155m/s,u=0.11m/s.AT =2 m 2 ,A=1.82 m 2 ,u / uf =0.713.塔高的估算其中精實(shí)際塔板數(shù)為Np，理論板數(shù)

14、為NT=140 （包括再沸器）， 餾段61塊，提餾段79塊，則Np= (NT-1 )/0.6+1=139/0.6+1=233(塊)實(shí)際精餾段為 102-1=101 塊；提餾段為 132 塊，塔板間距 H T =0.45 m有效高度：Z= H T X( Np-1 ) =104.4m;進(jìn)料處兩板間距增大為0.8m設(shè)置 8 個人孔，每個人孔 0.8m裙座取 5m, 塔頂空間高度 1.5m, 釜液上方氣液分離高度取 1.8m. 設(shè)釜液停留時(shí)間為 20min ，排出釜液流量q= Wv/ pV=0.181 m 3/snvs密度為P b =453.55kg/m3釜液高度： Z= qnvs /(3* 1.6

15、2 )=0.024m 取其為 0.03m總塔高h(yuǎn)=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2*(0.7-0.45)=116.03m第五節(jié) 溢流裝置的設(shè)計(jì)1 降液管(弓形)由上述計(jì)算可得：降液管截面積： Ad=A-AT = 0.18 m 2由 Ad / AT =0.099, 查化工原理 (下冊) P113 的圖6.10.24 可得：lw/D=0.73 所以，堰長 lw=0.73D=1.168 m2. 溢流堰取E近似為1則堰上液頭高：2/3how3 qnlh2.84 10 3 E29.51mm>6mml w取堰咼hw=0.029m,底隙 hb=0.035m液體流經(jīng)底隙的流

16、速:qnlsub lwhb/3600=0.266m/s第六節(jié)塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取1.取塔板厚度6 =4mm進(jìn)出口安全寬度bs=bs ' =80mm邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad / At =0.09,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24 可得：bd/D=0.14bd 1611(lwD)2所以降液管寬度：bd =0.224mr=(bdbs)=0.496mbe=0.75mA 2有效傳質(zhì)面積：a2 x2r2s in 1y)=1.228 m 2采用F1Z-41型浮閥,重閥浮閥孔的直徑d =0.039 m0初取閥孔動能因子F0=11，計(jì)算適宜的閥孔氣速浮閥個數(shù) nF。U0=1.6

17、0qnvsd。2 u0=952.浮閥排列方式由于直徑較大，所以采用分塊式塔板，等腰三角形排列取 t=100mm孔心距 t=(0.907*( Aa/Ao)0.5 *d =0.110m0浮閥的開孔率A0A6.6%<10%D2u0qnvs2=1.60 md°ns4F0uov = 11.05 所以 F0=11 正確第七節(jié)塔板流動性能校核1.液沫夾帶量校核=0.34<0.80.78A KCf由塔板上氣相密度及塔板間距查化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)書圖5-19得系數(shù)CF =0.120根據(jù)表5-11所提供的數(shù)據(jù)，K可取K=1 0Z=D-2 bd=1.2mAb At2Ad =j64m 2q

18、nvsF11.36 qnis Z= 0.45 <0.8AKCf故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶2 .塔板阻力hf的計(jì)算和核對塔板阻力hf= h o+h l+h c(1) 干板阻力ho臨界氣速uokuok73v1.825=1.341 m/ s因閥孔 氣速大于其臨界氣速，所以在浮閥全開狀態(tài)計(jì)算干板 阻力h0 5.342vU0=0.066 m/ s2g/s(2) 塔板清夜層阻力hi液相為碳?xì)浠衔?0=0.5hi0%how=0.0295 m(3) 克服表面張力阻力hLg d°=0.0001046 m很小，一般忽略不計(jì)以上三項(xiàng)阻力之和求得塔板阻力hf= ho+hi+h 尸0.066+0.029

19、5+0.0001046 =0.0995m3 .降液管液泛校核Hdhowhf hd可取20液體通過降液管的阻力主要集中于底隙處，近似取=3則得hd2 2皿0.153皿2giwhb8 qnLslW hb=0.01 m液柱則 Hdhw howhfhd =0.169 m 液柱取降液管中泡沫層相對密度：=0.5則 Hd ' =0.338m 液柱HT+hw=0.45+0.029=0.429m> Hd '所以不會發(fā)生液泛。4 . 液體在降液管中的停留時(shí)間液體在降液管中的停留時(shí)間應(yīng)大于 3-5s凡Ht =4.935s >5s滿足要求,則可避免嚴(yán)重的氣泡夾qnLs帶。5 .嚴(yán)重漏液校

20、核當(dāng)閥孔的動能因子低于5時(shí)將會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點(diǎn)的氣速可取F0 =5的相應(yīng)孔流氣速U0=0.765 m/su0u 0第八節(jié)負(fù)荷性能圖以氣相流量為縱坐標(biāo)，液相流量為橫作標(biāo)1 .過量液沫夾帶線根據(jù)前面液沫夾帶的較核選擇表達(dá)式：F1qnvsr36 qnis Z0.8AbKCF由此可得液沫夾帶線方程：qnvs =0.373-3.89 qnvsnls此線記作線（1）2 .液相上限線對于平直堰，其堰上液頭高度 how必須大于0.006m ,2/3how2.84 10 3E VLh0.006取Iw取E=1，代入lw，可求得lw的值，則Lh=3.07*lw=3.59m/h此線記作線（2）-與縱軸平行3.

21、嚴(yán)重漏液線當(dāng)閥孔的動能因子低于5時(shí)將會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取F05時(shí)，計(jì)算相應(yīng)氣相流量則 qnvh 3600 A0U0 =312.38 m3/h此線記作線（3）與橫軸平行4液相上限線qnvh 3600 Ad Ht由上述關(guān)系可作得線（4）5漿液管液泛線58.32 m3/h (291.6 )720Hd' =H+hWHd將H dhW hOWhfhd其中vo為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使HdHt hw （*）ohf= h o+hi+h其中h。可忽略不記h02h0 hw how5.34v u0i 2g222hdUd0.153 基1.18 10 8 基2glWhblWhb將各式代入（*）式可得液泛方程線

22、：2.84 10 3 Eqnlh1 w2/31.34*10-5 * q 2 =0.1755-2.63* 10 3nvhqLh 2/3 -7.68* 10 6 * qLh 2此線記作線（5）計(jì)算降液管液泛線上的點(diǎn)：如表所示液相流量1020304050氣相流量110110691034994949第四章再沸器的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件1 選用立式熱虹吸式再沸器其殼程以水蒸氣為熱源，管程為塔底的釜液。釜液的組成為（摩爾分?jǐn)?shù)）丙稀=0.02，丙烷=0.98塔頂壓力：1.72MPa塔底壓力 Pw=1720+ Np X hf=1720+142 X 0.0973 X 474.46688 X 9.807 X 10

23、 -3=1788.36KPa2 再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度C）10054壓力（MPa絕壓）0.10131.78803. 物性數(shù)據(jù)1）殼程凝液在溫度（100 C）下的物性數(shù)據(jù):潛熱：5=2319.2 KJ/Kg熱導(dǎo)率：入c =0.6725w/(m*K)粘度：yc =0.5294mPa密度：pc =958.1kg/m2）管程流體在（54 C1.788MPa ）下的物性數(shù)據(jù):潛熱：5=330 KJ/Kg液相熱導(dǎo)率：入b =0.082w/（m液相粘度：u b =0.07mPa液相密度：p b =442.8kg/m液相定比壓熱容：Cpb=3.19KJ / Kg K表面張力：彷b = 0.0039

24、4N/m氣相粘度：卩v =0.0088mPa氣相密度：P v =47.19kg/m蒸氣壓曲線斜率(厶t/爐)=0.00025 m 2 K/kg二估算設(shè)備尺寸Mw熱流量RDb bDc c-V' rb 1000/3600=2633400w傳熱溫差：tm =46 C假設(shè)傳熱系數(shù)：K=850W/( m 2 K)估算傳熱面積Ap Qr =67.35 m 2 K tm擬用傳熱管規(guī)格為：25 x 2mm,管長L=3mDS t(b 1)(2 3)d。A則傳熱管數(shù)：Nt =286d丄若將傳熱管按正三角形排列，按式Nt =3a(a+1)+1;b=2a+1得：b=18.6管心距：t=32mm則殼徑：DS t

25、(b 1) (23)d0=638m取 D= 0.600m管程出口直徑：Do=0.35m三傳熱系數(shù)的校核1 顯熱段傳熱系數(shù)K 假設(shè)傳熱管出口汽化率Xe=0.22 則循環(huán)氣量:WtXe36.27kg/s1）計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)a i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：G Wdi=25-2 x 2=21mmWts° = 366.17kg/( m2?s)RediGC普朗特?cái)?shù)：Pr 3=2.73b顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù):0.023Re0.8 Prn di=1445.43w/( m 2 K)2）殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算a o蒸氣冷凝的質(zhì)量流量：m Q = 1.1354kg/s rc傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)

26、量流量:Mmd 0 N T =0.051 kg/(m ? s)Re= 381.941/321/ 3管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：。1.88Reo /2g 3y=5540.36w/ (m 2 K)沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2?K/w冷凝側(cè)：Ro=0.00009m2? K/w管壁熱阻：Rw= 0.000051 m 2? K/w4）顯熱段傳熱系數(shù)Kl1dR di Rjdjdjdm=735.8w/( m2? K)2.蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量:Gh=3600 G=1318220.97kg/( m 2?h)Lockhut-marti nel參數(shù):Xe=0.22 時(shí):在X=Xe 的情況下

27、0.50.1vbbv=1.268569 / 0-9Xtt 1 x x則 1/Xtt=0.7969再查圖3 29 ,ocE=0.1X=0.4 Xe=0.088 時(shí)1/Xtt x 1 x0.9b v0.5=0.304728v b查設(shè)計(jì)書P96圖3 29得：a' =0.8 2 )泡核沸騰壓抑因數(shù)：a =( aE+ a' )/2=0.45泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：0.690.330.31b0.68nb 0.225diQdiPdiAprb b=6293.4w/( m 2? K)3 )單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)i0.0Y Re 1 %08 0.4Pr=1342.7w/( m2? K)沸騰

28、表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE對流沸騰因子：F tp3.50.5=1.93兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)1 Xtttp F tp i=2589.05w/( m 2? K)沸騰傳熱膜系數(shù)：VtPa nb = 5421.08 w/( m 2? K)Ke 1d oRi d ovdi diRw d°Ro dm=1324.4 w/( m2?K)4 傳熱系數(shù) K CKlLbcKe Lcd L=1312.84m3.顯熱段及蒸發(fā)段長度二LBC P sL_tdjNTKL tmP s C PwL LWt=0.02Lbc =0.274872L= 0.06Lcd =L- L BC =2.94實(shí)際需要傳熱面積：Ac Q Kc tm

29、 :=43.61m 25 傳熱面積裕度：H A Ac ； Ac=54%>30%所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求1 .循環(huán)系統(tǒng)推動力:1 ）當(dāng) X=Xe/3= 0.073 時(shí)Xtt0.9x0.50.1=3.94Rl兩相流的液相分率：XttoX2t 21Xtt 10.5=0.3954兩相流平均密度:1vRlb Rl203.61kg/m32 ）當(dāng) X=Xe=0.22/0.9/0.50.1Xtt'1 x xvbbv=1.268569亠Rl'Xtt0.5兩相流的液相分率:X221Xtt1=0.2333兩相流平均密度：tpv 1Rlb Rl=139.49kg/m3根據(jù)課程設(shè)計(jì)表3 1

30、9得：L=0.8m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動力:PdL CD b tp ltp g=5804.33pa2 循環(huán)阻力/ Pf:管程進(jìn)出口阻力 P1G進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速：Wi0.785Di2=738.94kg/(m2 s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動雷諾數(shù)：Re 陛=2639078.374b7543R038-氏=0.0152(D 0.0254)=29.298m進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度:L0.3426(Di/0.254 0.1914)管程進(jìn)出口阻力：Ri Di 2 b =1084.44Pa傳熱管顯熱段阻力 P2.WG 20.785di Nt2、i 1 =366.17kg/(m s)Re 陛=109851.74b0.0

31、12270.7543R0.38=0.0214P2BC dicd Vdib.液相流動阻力 PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2 s)ReL=745660.34 b = 9.i2Pa傳熱管蒸發(fā)段阻力 P3a.氣相流動阻力 Pv3G=366.17kg/(m2 s)取 X=2/3Xe 則GVxG =53.7kg/(m2 s)ReV=128160.370.01227黔=0.021R/32 v =89.5Pab0.012270.7543R0l38=0.0167L£=257.78PaPL：)4=2516.52Pa管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力 P4動量變化引起的阻力系數(shù)：'M (1Xe)2

32、 bXe21= 2.2RlV (1Rl)P4 G M / b = 666.17管程出口段阻力 P5a.氣相流動阻力 Pv5GW2t = 377.01kg/(m2 s)Do 42GV XeG =82.94kg/(m s)管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和：2,'Do0254_= 40.79mL 0.3426 Do 0.0254 0.1914ReV dlGV =3298847V0.01227 苛 =0.015ReVPv5v L =39.52padi 2 vb.液相流動阻力 PL52Gl G Gv =294.07 kg/(m s)ReLGl = 1470343.7b0.01227 0754

33、3 =0.0157R；38PL5LLdGt2 b = 178.53PaP5pL：4)4 = 1442.387Pa所以循環(huán)阻力: Pf= P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa又因 PD=5804.33Pa所以Pd. Pf =1.014循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設(shè)的出口汽化率Xe基本正確，因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。第五章輔助設(shè)備設(shè)計(jì)一輔助容器的設(shè)計(jì)容器填充系數(shù)取：=0.7丙稀的質(zhì)量分率：65 42Mf=63.93%65 42 35 44由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料Xf=65%L1 進(jìn)料罐（常溫貯料）20 °C 丙稀 pli =522k

34、g/m丙烷 pl2 =500kg/m壓力取 1.73947MPa10063.9100 63.9522500=513.84kg/m進(jìn)料質(zhì)q mfh =70 0.65 427010.65442989 kg/h取停留時(shí)間：為4天，即qmfh=96h進(jìn)料罐容積:797.82m圓整后取V=798 m 3C3H6 474.46688 kg/m 3質(zhì)量流量 qmLh =405.62*42.04 =17052.2648kg/h 則體積流量：q =35.9398 m3/hnlh/ h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為10min，填充系數(shù)則回v流 qmL罐qnlh-的容L1=0.7積/ 60 =8.55 m33取 v=9

35、 m3 塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量 q mDh =3600qmDs=qnD 42.04體積流量：qnvh=qmDhl 4.07 m3/h=0.7產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為=120h，填充系數(shù)qmDhqnvh3則產(chǎn)品罐的容積V =697.76 m3L1qmLhX3取 V=698 m34. 釜液罐取停留時(shí)間為5天，即 =120h,釜液密度為3i2 443.162kg/m3摩爾流量：q 24.0626kmol / h nw質(zhì)量流量 qmwh =43.964 qnwqmWhq則釜液罐的容積 V409.2 m3L2取 V=410 m3二傳熱設(shè)備1 .進(jìn)料預(yù)熱器用80 C水為熱源，出口約為50 C走殼程料液由20

36、C加熱至46.22 C,走管程傳熱溫差:tt1t2mt1lnt2(80 46.22)(5020)31.85K80 46.22 ln5020管程液體流率：qmfh =3600 q mfs =2989kg/h管程液體焓變： H=401kJ/kg傳熱速率：Q=qmfs H=2989 X401/3600=332.94kw殼程水焓變： H ' =125.6kJ/kg殼程水流率：q=3600 Q/ H ' =9542.9kg/h假設(shè)傳熱系數(shù):K=650w/(m2?K)則傳熱面積:圓整后取A=6mQAK tm25.7m22. 頂冷凝器擬用0C水為冷卻劑，出口溫度為30 C走殼程。管程溫度為4

37、3.1 C管程流率：qmVs =18983.49kg/hln_243.130t1 t2 (43.10)(43.1 30)tm25.19Km , t1一-In t2取潛熱 r=353.53kJ/kg傳熱速率:Q= q mVs ?r=1864.07kw殼程取焓變： H=125.8kJ/kgK tm則殼程流率：qc=Q/ H=53343.9kg/h 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m 2?K) 則傳熱面積：A 一 113.85m2圓整后取A=114m3. 頂產(chǎn)品冷卻器擬用0 C水為冷卻劑，出口溫度為20 C走殼程。管程溫度由43.1 C 降至 25 Ctt1 t2m , t1 In t2(431 2

38、0) (25 0)2404k,431 0In25 20管程流率：qmDs :=1931.2kg/h ;取潛熱：r=306.38kJ/kg則傳熱速率：Q= q mDs ?r=164.36kw殼程焓變： H=83.9kJ/kg則殼程流率：qc=Q/ AH=7052.23kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=6Q0 w/(m 2?K)A10.52m則傳熱面積K tm圓整后取A=11m 24. 液冷卻器擬用0 C水為冷卻劑，出口溫度為20 C。走殼程管程溫度由52.23 C降到25 Ctmt1 t2 (52.23 20)(250)28.46K管程流率：qmWs =1057.88kg/ht1In t2In52.23

39、 2025 0丙烷液體焓變： H =284kJ/kg傳熱速率：Q= q mVs ?AH =83.45kw殼程取焓變: H ' =83.9kJ/kg則殼程流率：qc=Q/出=3580.9kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：A則傳熱面積：K=6Q0 w/(m 2?K)K tm4.5m2Redu52.0 10查得：入=0.026 取管路長度：L =120m取90度彎管2個（2 40d），其中吸入管裝吸濾筐和底 閥 7, 個90度彎頭；排出管中截止閥一個le =15d , 一個90度彎頭，進(jìn)入突然縮小0.5 ,文氏管流量計(jì)1個,噴嘴阻力取0.009811°6pa1 le hf(F2)2gPC 2.69 m取 Z 50m， Pf 1.641 06 Pa則He Zpf u2g 2ghf 378.1mqVLh =：d.回流泵（兩臺，一備一用）實(shí)際液體流速：u=0.5m/s ，選©108 X 4 ,u 3600 5.788m 管路直徑：d=0.1m=100mm/h選取泵的型號：AY揚(yáng)程：30650m流量：2.5600m 3 /h液體密度：二 474.46688kg/m3液體粘度 0.067mPa s取尸0.2，相對粗糙度：&/d=0.002 Re 吒 3.54 105查得：入=0.0228 取管路長度：l=120m取90度彎管4個，其中吸入管裝吸濾筐和底閥7