丙烯-丙烯精餾裝置設計化工原理課程設計

1、過程工藝與設備課程設計任務書丙烯 -丙烷精餾裝置設計學 院（系）：化工與環(huán)境生命學部專業(yè)：學生姓名：學號：指 導 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Dalian University of Technology前言本設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章.說明中對精餾塔地設計計算做了詳細地闡述，對于再沸器、輔助設備和 . .第一章第二章 1 3第三章第四章第五章第六章第七章 514212527282931第一章第二章第三章第四章概述精餾是分離過程中地重要單元操作之一，所用設備主要包括精餾塔及再

2、沸器和冷凝器.1精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板 .兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中地組分得到高程度地分離.簡單精餾中，只有一股進料，進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品.精餾塔內，氣、液兩相地溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高.本設計為浮閥塔，浮閥地突出優(yōu)點是效率較高取消了結構復雜地上升管和泡罩 .當氣體負荷較低時，浮閥地開度較小，漏夜量不多；氣體負荷較高時，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

3、比泡罩塔板大為減小，生產能力比其大.缺點是使用久后，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回精餾塔，使塔內氣液兩相間地接觸傳質得以進行.本設計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置地管殼式換熱器 .液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內地載熱體供熱 .立式熱虹吸特點： 循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物地密度差. 結構緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高. 殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟地傳熱介質. 塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū).3冷凝器（設計從略）用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產品，其余

4、作回流液返回塔頂，使塔內氣液兩相間地接觸傳質得以進行，最常用地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，使混合氣液兩相經多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量地傳遞，使混合物中地組分達到高程度地分離，進而得到高純度地產品.流程如下：原料（丙稀和丙烷地混合液體）經進料管由精餾塔中地某一位置（進料板處）流入塔內，開始精餾操作；當釜中地料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內.氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝. 將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產品取出，稱為餾出物.另一部分凝液作為回流返回塔頂.回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與

5、來自塔底地上升蒸氣多次逆向接觸和分離.當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內作為氣相回流，而其液相則作為塔底產品采出 .21）工藝流程物料地儲存和運輸精餾過程必須在適當?shù)匚恢迷O置一定數(shù)量不同容積地原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定地運行.2）必要地檢測手段為了方便解決操作中地問題，需在流程中地適當位置設置必要地儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù).另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期地檢測維修.3） 調節(jié)裝置由于實際生產中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)匚恢梅胖靡欢〝?shù)量地閥門進行調節(jié)，以保證達到生產要求，可設雙調節(jié)，即自

6、動和手動兩種調節(jié)方式并存，且隨時進行切換.3設備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器.4處理能力及產品質量處理量：70kmol/h產品質量：（以丙稀摩爾百分數(shù)計）進料： xf 65塔頂產品： xD 98塔底產品 : xw 2第三章 精餾過程系統(tǒng)設計 丙烯、丙烷精餾裝置設計第一節(jié) 設計條件1.工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量xf 65（摩爾分數(shù)）塔頂丙烯含量xD 98，釜液丙烯含量xw2，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

7、式：浮閥4處理量： qnfh=70kmol/h5安裝地點：大連6塔板設計位置：塔頂?shù)诙?jié) 物料衡算及熱量衡算一 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 , xW =0.02解得： qnD =45.93 kmol/h ， qnW =24.06 kmol/h進料狀態(tài)混合物平均摩爾質量M V =0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol。M L =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol。二塔內氣、液相流量：塔內氣、液相流量：1）精

8、餾段： L R D； V( R1) D2）提餾段： L L qF ; V V( q1)F; L V W三熱量衡算1） 再沸器加熱蒸氣地質量流量：GRQR / rR2） 冷凝器熱流量：QCv r冷凝器冷卻劑地質量流量：GCQC / c1 (t1t2 )第三節(jié) 塔板數(shù)地計算假設塔頂溫度t=42.5C塔頂壓力 Pt=1.72MPa查 P-K-T 圖得： kA=1.05 ； kB=0.92則 頂 =kA/kB=1.05/0.92=1.141；假設精餾塔地塔板數(shù)是143 塊，每塊板地壓降為100mmH2O 。 塔底壓力為 P=1.86Mpa 。塔頂溫度t=53 C, kA=1.19 ；kB=1.03 。

9、則 底 =kA/kB=1.19/1.03=1.155=1.148 ；當 Xe=0.65 時， Ye=0.681。0.980.681Rmin=9.74 R=1.6Rmin=15.59 。0.6810.65(X D)lg 1X D(X W)X WNmin=1=56.39。lgNTN minR R minNT1=0.751-(R 1) 0.5668 。N T1解得 NT =87； NP=143；E(X D)lg1 X D(Z F)Z F進料位置： Nr ,min=1=23.67；lgNrN min = N TN min ；Nr1NT1解得： N r =40P=P+P 查表 Pc=45.5Tc=91.

10、6 CPr=P/Pc=17.2/45.5=0.37842.5273.15Tr=T/Tc=0.86591.6273.15查表 Z=0.72PM=17.2* 105 * 42.04 * 10 3V =38.29RTZ8.314*(42.5 273.15) * 0.7253C 純丙烷地v =474 kg3m第四節(jié) 精餾塔工藝設計1.物性數(shù)據定性溫度T 取塔頂溫度TD=316.1K ，塔底溫度T2=325.23K 地平均溫度320.65K液相密 度（51.77 ，表 面張 力（ 51.77，1.78MPa ）1.78MPa）丙烯453.74.16丙烷445.364.65氣相密 度（51.77 ，表 面

11、張 力（ 51.77，1.78MPa ）1.78MPa）丙烯47.86丙烷40.35液相密度液相表面張力：初估塔徑摩爾質量： Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol。ML=0.976*42+0.024*44=42.048g/mol。質量流量：Wv=VWL=L假設板間距HT=0.45m 。Wlv兩相流動參數(shù)：FLV0.267Wvl查化工原理（下冊）P107 篩板塔泛點關聯(lián)圖，得：C20=0.053=4.63 所以，氣體負荷因子：0 .2C C20=0.039620ufCLV液泛氣速： 0.155m/sV取泛點率 0.7操作氣速： u = 泛點率uf=0.11 m/s氣體體積流

12、量 qnvs = Wv/ V=0.181 m3/s氣體流道截面積：A=1.65qVVsm2u選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.09 。則 A / AT=1- Ad / AT =0.91截面積 : AT=A/0.91=2.19 m2塔徑： D4AT=1.67m圓整后，取D=1.6m符合化工原理書P108 表及 P110 表地經驗關聯(lián)實際面積：AT=2 m22D4降液管截面積：Ad=AT-A=0.18 m2氣體流道截面積：A=AT(1- Ad AT )=1.82 m2qVVs實際操作氣速：u= 0.11 m/sA實際泛點率：u / uf =0.71 與所取 0.7 基本符合則實際 H

13、T=0.45m ， D=1.6m ，uf =0.155m/s,u=0.11m/s,AT =2 m2 ,A=1.82 m2 ,u / uf =0.71塔高地估算實際塔板數(shù)為Np ，理論板數(shù)為NT=140 （包括再沸器），其中精餾段61塊，提餾段79 塊，則Np= （ NT-1） /0.6+1=139/0.6+1=233 （塊）實際精餾段為 102-1=101 塊；提餾段為 132 塊，塔板間距 HT =0.45 m 有效高度： Z= HT （ Np-1 ） =104.4m 。進料處兩板間距增大為 0.8m設置 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

14、1.8m.設釜液停留時間為20min ，排出釜液流量 qnvs = Wv/ V=0.181 m3/s密度為b =453.55kg/m3釜液高度：Z=qnvs /(3* 1.62 )=0.024m取其為0.03m總塔高 h=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2*(0.7-0.45)=116.03m第五節(jié) 溢流裝置地設計1降液管（弓形）由上述計算可得：降液管截面積：Ad=A-AT = 0.18 m2由 Ad / AT=0.099,查化工原理（下冊）P113 地圖可得：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 /

15、 3how2.84 103Eqnlh29.51mm6mml w取堰高 hw=0.029m, 底隙 hb=0.035m液體流經底隙地流速：qnlsubl w hb /3600=0.266m/s第六節(jié) 塔板布置和其余結構尺寸地選取1.取塔板厚度 =4mm進出口安全寬度bs=bs =80mm邊緣區(qū)寬度bc=50mm由 Ad / AT=0.09,查化工原理（下冊）P113 地圖6.10.24 可得： bd/D=0.14bd1.611(l w)2 D所以降液管寬度：b=0.224mdxDbs )(bd2=0.496mDr=b=0.75mc2有效傳質面積：2221 xAa2( x rxr sin)r= 1

16、.228 m2采用 F1Z-41 型浮閥，重閥浮閥孔地直徑d=0.039 m0初取閥孔動能因子F0 =11，計算適宜地閥孔氣速F0=1.60 mu0vsnqnvs浮閥個數(shù)d02=95u042.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.孔心距 t=(0.907*(Aa/Ao)0.5 *d0=0.110m 取 t=100mmA0nd240浮閥地開孔率6.6%10%ATD24u0qnvs=1.60 m2d0ns4Fu0v= 11.05 所以 F0 =11 正確0第七節(jié) 塔板流動性能校核1液沫夾帶量校核qnvsvF1=0.340.8lv0.78AT KC F由塔板上氣相密度及塔板間

17、距查化工單元過程及設備課程設計書圖5-19 得系數(shù) CF=0.120 根據表 5-11 所提供地數(shù)據，K 可取 K=1.Z=D-2 bd =1.2mAbAT2 Ad =1.64m2qnvsv1.36 qnlsZF1lv=0.45 Hd所以不會發(fā)生液泛.4液體在降液管中地停留時間液體在降液管中地停留時間應大于3-5sAdH=4T.935s5s 滿足要求 ,則可避免嚴重地氣泡夾帶 .qnLs5嚴重漏液校核當閥孔地動能因子低于5 時將會發(fā)生嚴重漏夜，故漏液點地氣速可取 F0 =5 地相應孔流氣速F0=0.765 m/su 0vu0K=2.09 1.5u0滿足穩(wěn)定性要求第八節(jié) 負荷性能圖以氣相流量為縱

18、坐標，液相流量為橫作標1過量液沫夾帶線根據前面液沫夾帶地較核選擇表達式：F1v1.36 qnls Zqnvslv0.8Ab KC F由此可得液沫夾帶線方程：qnvs =0.373-3.89 qnls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 / 3取 how2.84 10 3 EqVLh0.006lWhow =0.006m ，即可確定液相流量地下限取 E=1，代入 lw ，可求得 lw 地值，則Lh=3.07*lw=3.59m/h此線記作線（2） - 與縱軸平行嚴重漏液線當閥孔地動能因子低于5 時將會發(fā)生嚴重漏夜，故取F05 時，計算相應氣相流量則

19、 qnvh3600 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 H T 58.32 m3/ h (291.6)720由上述關系可作得線（4）H dHd =H+hTWH dhWhOWh fhd=0H dH Thw* .hw =0.05 m2 / 3how2.8410 3Eqnlhl whf= ho+hl+h h h0 5.34vu020 hw howlhl2gud222hd0.153qnLs1.18108 qnLs2glW hblW hb* q261.34*10-5=0.1755-2.63* 10 3 * qLh2/3-7.68* 1

20、0*nvh2qLh51020304050氣相流量110110691034994949第四章 再沸器地設計一 設計任務與設計條件1選用立式熱虹吸式再沸器其殼程以水蒸氣為熱源，管程為塔底地釜液.釜液地組成為（摩爾分數(shù)）丙稀 =0.02，丙烷 =0.98塔頂壓力： 1.72MPa塔底壓力Pw=1720+ Np hf=1720+142 0.0973 474.46688 9.807 10 3=1788.36KPa2再沸器殼程與管程地設計殼程管程溫度（）10054壓力（ MPa 絕壓）0.10131.788031）物性數(shù)據殼程凝液在溫度（100）下地物性數(shù)據：潛熱： rc=2319.2 KJ / Kg熱導

21、率： c =0.6725w/(m*K)粘度： c =0.5294mPas密度： c =958.1kg/m32）管程流體在（54 1.788MPa）下地物性數(shù)據：潛熱： rb=330 KJ / Kg液相熱導率： b =0.082w/(m K)液相粘度： b =0.07mPas液相密度： b =442.8kg/m3液相定比壓熱容：Cpb=3.19 KJ / Kg K表面張力： b 0.00394N/m氣相粘度： v =0.0088mPas氣相密度： v =47.19kg/m3蒸氣壓曲線斜率（t/ P）=0.00025 m2 K/kg二 估算設備尺寸熱流量：QRD b bD c c= MwV rb

22、1000/3600= 2633400w傳熱溫差：=46 t m假設傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K)估算傳熱面積QRAp=67.35 m2K tm擬用傳熱管規(guī)格為：252mm,管長 L=3mDSt (b 1)(2 3)d0則傳熱管數(shù)：NTAp=286d0 LNT =3a(a+1)+1 。若將傳熱管按正三角形排列，按式b=2a+1得： b=18.6管心距： t=32mm則 殼徑：DSt (b 1) (2 3)d0=638m取 D= 0.600m取 管程進口直徑： Di=0.25m管程出口直徑：Do=0.35m三 傳熱系數(shù)地校核1顯熱段傳熱系數(shù)K假設傳熱管出口汽化率Xe=0.22則循環(huán)氣量：W

23、tDb=xe36.27kg/s1)計算顯熱段管內傳熱膜系數(shù)i傳熱管內質量流速：WtGdi=25-2 2=21mms0s0di2 N T4Wts=0 366.17kg/( m2? s)di G雷諾數(shù)：Re=109851.710000b普朗特數(shù)：Pr =2.73bCPbbi 0.023 iRe0.8n顯熱段傳熱管內表面系數(shù)：Prdi= 1445.43w/( m2 K)2)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算 o蒸氣冷凝地質量流量：Qm= 1.1354kg/src傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質量流量：Mm=0.051 kg/(m? s)d 0 N TRe4M= 381.941/321/ 3管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：o1

24、.88 Reo/2 g 3= 5540.36w/ (m2 K)污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側： Ri=0.000176 m2? K/w冷凝側： Ro=0.00009m2? K/w管壁熱阻： Rw= 0.000051 m2? K/w4）顯熱段傳熱系數(shù)K L1d 0=735.8w/( m2? K)1d 0d0i d iRi d iRw dmRO02. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE 計算傳熱管內釜液地質量流量：Gh=3600 G =1318220.97 kg/( m2? h)Lockhut-martinel 參數(shù)：Xe=0.22 時：在 X=Xe地情況下0.90 .50 .1X tt1 x xvb=1.268569

25、bv則 1/Xtt=0.7969再查圖 3 29， E=0.1X=0.4 Xe=0.088 時=0. .93047280.50.11/ X ttx 1 xbvvb查設計書P96 圖 3 29得： =0.82）泡核沸騰壓抑因數(shù)： =( E+ )/2=0.45泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):0.690.330. 68Qdi0. 310.225bbPd inbPrv1diAPr b b=6293.4w/( m2? K)3）單獨存在為基準地對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：i 0.023be 1 x0.80.4 = 1342.7w/( m2? K)diPrR沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE= 1.930.5對流沸騰因子 ：1 X ttF

26、 tp3.5兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) :tpF tp i= 2589.05w/( m2? K)沸騰傳熱膜系數(shù)：V= tP5421a.08 nbw/( m2? K)K E1 d oRi d oRw d oRo1v d i= 1324.4 w/( m2? K)did mo3.顯熱段及蒸發(fā)段長度tLBCtp sK LtmLdi NT=0.02p sCPwLLWtLBC =0.274872L= 0.06LCD =L- LBC =2.944傳熱系數(shù)KK LK LLC= 1312.84m2LBcECD實際需要傳熱面積：ACQK Ctm= 43.61m25傳熱面積裕度：HAAA=P54%30%C C所以，傳熱面

27、積裕度合適，滿足要求四 循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1）當 X=Xe/3= 0.073時X tt 1 x0 .90.50.1xvbbv=3.94兩相流地液相分率：RL= 02.3954X tt0.51X tt21X tt_兩相流平均密度：tp= 203.61kg/m32）當 X=Xe=0.22v1RLb RLX tt 1 xx0.90.50.1vbbv= 1.268569X tt兩相流地液相分率：RL0.52= 0.2333211X ttX tt_兩相流平均密度：tp 1RLb RLv= 139.49kg/m3根據課程設計表3 19 得： L=0.8m,則循環(huán)系統(tǒng)地推動力：_PDLCDtpl

28、 tp gb=5804.33pa2循環(huán)阻力 Pf ：管程進出口阻力 P1Wi進口管內質量流速：G=738.94kg/(m2 s)0.785Di釜液進口管內流動雷諾數(shù)：Di G= 2639078.374Re進口管內流體流動摩擦系數(shù)：bi0.012270.7543=0.0150.38Rei進口管長度與局部阻力當量長度：L( Di/ 0.0254) 2=29.298m0.3426( Di/ 0.254 0.1914)LiG 2P1i Di2 b管程進出口阻力:=1084.44Pa 傳熱管顯熱段阻力 P2GWi=366.17kg/(m2 s)0.785di NTDi G=109851.74Reb0.7

29、543=0.02140.01227Re0.38P2LBCG 2di= 9.12Pa2 b 傳熱管蒸發(fā)段阻力 P3氣相流動阻力 Pv3 G=366.17kg/(m2 s) 取X=2/3Xe 則G=53.7kg/(m2xG s)VdiGVReV=128160.37V0.7543=0.021V0.01227Re0V.38PV 3LCDGV2=89.5PaV di2 V液相流動阻力 PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2s)diGLRe=745660.34Lb0.7543 =0.0167L0.01227Re0. 38LPL3L LCDGL2=257.78Padi2 bP31/41/44( PV

30、3PL 3) = 2516.52Pa管內動能變化產生阻力P4動量變化引起地阻力系數(shù):M(1 xe ) 2bxe21=2.2RLV(1 RL)P4G2M /b= 666.17管程出口段阻力 P5氣相流動阻力 Pv5G = 377W.01kg/(m2t s)2Do 4=82.94kg/(m2s)GVXeG管程出口長度與局部阻力地當量長度之和：2o0.0254L =D40.79m0.3426 Do0.0254 0.1914diGVReV =3298847V0.7543=0.015V0.01227Re0V.38LGV2=39.52paPV 5V di2 V液相流動阻力 PL5GLGGV =294.07

31、 kg/(m2 s)di GLRe L= 1470343.70.7543 =0.0157L0.01227bRe0. 38LPL 5LGL2= 178.53PaL2dib= 1442.387PaP51/41/4)4( PV5PL5所以循環(huán)阻力：Pf= P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa又因 PD=5804.33Pa所以P=1.D014 Pf循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設地出口汽化率所設計地再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量地要求第五章 輔助設備設計一 輔助容器地設計容器填充系數(shù)取：=0.71進料罐（常溫貯料）20丙稀 L1 =522kg/m3丙烷 L2 =500k

32、g/m3壓力取 1.73947MPa由上面地計算可知進料 Xf=65%Xe 基本正確，因此.丙稀地質量分率：Mf=654263.93%65423544則100L63.910063.9=513.84kg/m3522500進料質量流量qmfh= 700.65427010.65442989 kg/h取 停留時間：為 4 天，即=96hqmfh進料罐容積：797.V82m3L圓整后 取 V=798 m3C3 H 6474.46688 kg/m3質量流量則體積流量： qnlh =35.9398 m3 / h設凝液在回流罐中停留時間為10min ，填充系數(shù)=0.7qmLhVq m3則回流罐地容積/60=8

33、.55nlhL1取 V=9 m33塔頂產品罐質量流量 qmDh=3600qmDs =qnD42.04體積流量： qnvh = qmDhl4.07 m3/ h產品在產品罐中停留時間為=120h，填充系數(shù)=0.7則產品罐地容積VqmDhqnvh3L1m=697.76取 V=698 m34釜液罐取 停 留 時 間 為5天 ， 即=120h， 釜 液 密 度 為l 2 443.162kg / m3摩爾流量：qnwkmolh24.0626/質量流量qmWh=43.964 qnw則釜液罐地容積VqmWhmL 2409.23取 V=410 m3傳熱設備1進料預熱器用 80水為熱源，出口約為50走殼程料液由

34、20加熱至46.22，走管程傳熱溫差：t1t2(80 46.22)(50 20)t mln 8031.85Klnt146.22t 25020管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h管程液體焓變：H=401kJ/kg傳熱速率： Q= qmfsH=2989 401/3600=332.94kw殼程水焓變：H =125.6kJ/kg殼程水流率： q=3600 Q/H =9542.9kg/h假設傳熱系數(shù)： K=650w/(m2?K)則傳熱面積：AQ5.7m2圓整后取 A=6m2Ktm2.頂冷凝器擬用 0水為冷卻劑，出口溫度為30走殼程 .管程溫度為43.1t1t2(43.10) (4

35、3.130)t mt143.1 025.19Klnlnt243.130管程流率： qmVs=18983.49kg/h取潛熱 r=353.53kJ/kg傳熱速率： Q= qmVs?r=1864. 07kw殼程取焓變：H=125.8kJ/kg則殼程流率： qc=Q/H=53343.9kg/h假設傳熱系數(shù)： K=650 w/(m2?K)則傳熱面積：AQ113.85m2K tm圓整后 取 A=114m23.頂產品冷卻器擬用 0水為冷卻劑，出口溫度為20走殼程 .管程溫度由 43.1降至 25t1t 2(43.1 20)(250)t mt1ln 43.1024.04Klnt 22520管程流率： qmD

36、s = 1931.2kg/h 。取潛熱： r=306.38kJ/kg則傳熱速率： Q= qmDs?r=164.36kw殼程焓變：H=83.9kJ/kg則殼程流率： qc=Q/H=7052.23kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2?K)AQ則傳熱面積10.52m2Ktm圓整后 取 A=11m24.液冷卻器擬用 0水為冷卻劑，出口溫度為20.走殼程 .管程溫度由52.23降到 25t mt1 t 2(52.23 20)(25 0)t152.2328.46K20lnln0t225管程流率： qmWs=1057.88kg/h丙烷液體焓變：H =284kJ/kg傳熱速率： Q= qmVs? H

37、=83.45kw殼程取焓變：H=83.9kJ/kg則殼程流率： qc=Q/H=3580.9kg/h假設傳熱系數(shù)：K =650 w/(m2?K)則傳熱面積：AQ4.5m2Ktm圓整后 取 A=5m2三 .泵地設計1進料泵 (兩臺，一用一備)液體流速： u=0.5m/s ，選 703.，0 do=0.064m=64mm液體密度：kg/ m3L513.9液體粘度0.082mPa s取 =0.2相對粗糙度： /d=0.003125Redu2.0105查得： =0.026取管路長度： L =120m取 90 度彎管2 個（ 240d ），其中吸入管裝吸濾筐和底閥7 ，一個90 度彎頭；排出管中截止閥一個

38、le =15d，一個90 度彎頭，進入突然縮小0.5 ，文氏管流量計1 個，噴嘴阻力取0.00981106 Pa1le) u2pchf2.69m(d2gg取 Z50m ，Pf1.64 106 Pa則 HeZpfu2hf378.1mg2gqVLh =d 2 u36005.788m3/h4選取泵地型號： AY揚程： 30 650m流量： 2.5600m3 /h2回流泵（兩臺，一備一用）實際液體流速：u=0.5m/s，選 1084，管路直徑： d=0.1m=100mm液體密度：L474.46688kg / m3液體粘度0.067mPa s取 =0.2，相對粗糙度： /d=0.002du3.54 10

39、5Re查得： =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 排出管中截止閥一個 le =15d，進入突然縮小0.5 ，文氏管流量計1 個，噴嘴阻力取 0.00981106 Pa1le) u2pchf2.477m(d2gg取 Z100m ，Pf 忽略不計 .則 HeZpfu2hf102.49mg2gqVLh =d 2 u 360014.14m3/h4選取泵地型號： Y揚程： 60 603m流量： 6.25 500m3 /h3.釜液泵（兩臺，一備一用）實際液體流速：u=0.5m/s 選 322，.5管路直徑： d=0.027m=27mm液體密度：kg/

40、 m3L444液體粘度0.0085mPas取 =0.2相對粗糙度： /d=0.0074Redu5.64105查得： =0.033取管路長度： l=60m取 90 度彎管2 個（ 240d ），其中吸入管裝吸濾筐和底閥7 ，一個90 度彎頭；排出管中截止閥一個le =15d，一個 90 度彎頭，進入突然縮小0.5 ，文氏管流量計1 個，噴嘴阻力取0.00981106 Pa1le) u2pchf2.446m(d2gg取 Z5m ，則 HeZpfu2hf2.54mg2gqVLh =d 2 u36000.824m3/h4該處泵揚程為負值，說明正常工作時無須使用該泵，但在非正常工作或者停止工作時，需使用

41、該泵，不可忽略.第六章管路設計1進料管線取料液流速：u=0.5m/s 體積流量V=0.001608 m3 / s則d4V =0.064mu取管子規(guī)格703地管材 .其內徑為0.064 m2塔頂蒸汽管：取原料流速：u=12m/s 體積流量： V=611.94 m3 / h則4V=0.134 mdu取管子規(guī)格1528.5 其.內徑為0.135m ，其實際流速為u=4V=11.88m/sd 2塔頂產品管取原料流速u=0.4m/s，其體積流量：V=4.07 m3 / h則4V=0.060mdu取管子規(guī)格684其.內徑為0.060 m ，其實際流速為4Vu=0.4m/sd 2回流管取原料流速：u=0.7

42、m/s 體積流量： V=35.95 m3 / h則4V=0.135mdu取管子規(guī)格1528.5 其.內徑為0.135m ，其實際流速為4Vu=0. 7m/sd 25釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 體積流量： V=2.387 m3 / h則4V=0.053 mdu取管子規(guī)格603.5其.內徑為0.053 m.6儀表接管選管規(guī)格： 323 .7塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 體積流量： V=511.66 m3 / h則4V=0.135 mdu取管子規(guī)格1528.5 其.內徑為0.135m ，所求各管線地結果如下：名稱管內液體流速（ m/s）管線規(guī)格（ mm）進料管0.5 703頂

43、蒸氣管12 152 8.5頂產品管0.4 684回流管0.7 152 8.5釜液流出管0.3 60 3.5儀表接管/ 323塔底蒸氣回流管10 152 8.5第七章 控制方案精餾塔地控制方案要求從質量指標、產品產量和能量消耗三個方面進行綜合考慮 .精餾塔最直接地質量指標是產品濃度 .由于檢測上地困難，難以直接按產品純度進行控制 .最常用地間接質量指標是溫度 .將本設計地控制方案列于下表序位置用途控制參數(shù)號1FIC-01進料流量控制03000kg/h2FIC-02回流定量控制01500kg/h3PIC-01塔壓控制02MPa4HIC-02回流罐液面控制01m5HIC-01釜液面控制03m介質物性

44、L(kg/m3)丙烷 L=513.9丙稀丙稀 L=474.46688丙稀 V=38.8丙稀 L=474.46688丙烷 L=443.1626TIC-01釜溫控制4060丙烷 L=443.162設計心得及總結兩周地設計在忙碌間走過，回想起來，其過程是痛苦、曲折卻又有著深刻意義，在進行各種計算以及參數(shù)選擇地時候，常常遇到進退兩難或者無從下手地情況，這對于我們是一個考驗，因為我們沒有選擇，要想穴道真正地應用知識，這是一次很好地鍛煉機會，所以，我們要堅持，要硬著頭皮做下去 .問題在我們地努力下是總會得以解決地，只要付出努力，當你地迷茫達到一定地時候，就必然會走向成功. 雖然在此過程，我們或許在有些時候選擇了一個錯誤地方向，遇到很多地困難，但是即使很困擾，即使很緩慢，終究也會勝利地，那些付出依然也是有價值地.錯了不怕