化工原理設(shè)計丙烯塔頂浮閥1.280

1、過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計 學(xué)生：張歌班級：化機0404學(xué)號：200442061指導(dǎo)老師：劉雪梅、都健前言 本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。 說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的說明。 鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄第一章 概述3第二章 方案流程簡介5第三章 精餾過程系統(tǒng)分析7第四章 再沸器的設(shè)計21第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計30第六章 管路設(shè)計37第七章 控制方案40設(shè)計心得及總結(jié) 41附錄一 主要符號說明42附

2、錄二 參考文獻(xiàn)45第一章 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，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)計為浮閥塔，浮閥的突出優(yōu)點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，浮閥的開度較小，

3、漏夜量不多；氣體負(fù)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，阻力比泡罩塔板大為減小，生產(chǎn)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(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計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部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。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

4、緩沖區(qū)。3 冷凝器 （設(shè)計從略）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，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

5、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，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） 物料的儲存和運輸 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，以暫時儲存，運輸和預(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，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(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)裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)

6、都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?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。4 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量：80kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2第三章 精餾過程系統(tǒng)設(shè)計 丙烯、丙烷精餾裝置設(shè)計第一節(jié) 設(shè)計條件1.工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量xf65（摩爾分?jǐn)?shù)）塔頂丙烯含量xD98，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

7、間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2。3塔板形式：浮閥4處理量：qnfh=80kmol/h 5安裝地點：大連 6塔板設(shè)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：= + =+=80 kmol/h ，=0.65 , =0.98 , =0.02解得：=52.5 kmol/h ，=27.5 kmol/h進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol;二 塔內(nèi)氣、液相流量：塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：； 2）提餾段： 三 熱量衡算1） 再沸器加

8、熱蒸氣的質(zhì)量流量：2） 冷凝器熱流量： 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量： 第三節(jié) 塔板數(shù)的計算假設(shè)塔頂溫度t=43.0 °C 塔頂壓力Pt=1.72MPa查P-K-T圖得：kA=1.002；kB=0.885 則頂=kA/kB=1.002/0.885=1.1322 ；假設(shè)精餾塔的塔板數(shù)是100塊，每塊板的壓降為100mmH2O;塔底壓力為P=Pt+P=1.72+0.1*9.8*(100-1)*=0.001=1.817Mpa;塔底溫度t=50.0 °C, kA=1.13 ；kB=0.997;則底=kA/kB=1.13/0.997=1.1334 =(頂+底 )/2=1.133；當(dāng)Xe=0

9、.65時，Ye=(Xe)/1+(-1)Xe=0.678;Rmin=10.89 ;R=1.2Rmin=13.07;Nmin=62.33;=0.751-();解得=125；=208；與假設(shè)不符, 假設(shè)精餾塔的塔板數(shù)是100塊, 每塊板的壓降為100mmH2O;塔底壓力為P=Pt+P=1.72+0.1*9.8*(125-1)* 0.001=1.842Mpa;塔底溫度t=50.0 °C, kA=1.10 ；kB=0.970;則底=kA/kB=1.10/0.990=1.1340 =(頂+底 )/2=1.133；當(dāng)Xe=0.65時，Ye=(Xe)/1+(-1)Xe=0.678;Rmin=10.8

10、9 ;R=1.2Rmin=13.07;Nmin=62.33;=0.751-();解得=125；=208；進(jìn)料位置： =26.21；=；解得：=52;進(jìn)料處壓力Pf=P+=1.72+0.1*9.8*(52-1) *0.001=1.770Mpa;實際進(jìn)料處:Nf=Nr/E=87。物性數(shù)據(jù)(以塔頂?shù)墓に嚄l件為依據(jù)計算)認(rèn)為是純丙烯做近似計算查表Pc=4.62kPa; Tc=91.8°C ;Pr=P/Pc=1.72/4.62=0.374;Tr=T/Tc=0.866;查表Z=0.77;氣相密度 =35.76;液相密度=465;表面張力=4.761mN/m;50°C純丙烷的=474。第

11、四節(jié) 精餾塔工藝設(shè)計1. 物性數(shù)據(jù)定性溫度T取塔頂溫度TD=316.15K，塔底溫度T2=325.15K的平均溫度322.65K液相密度（316.15K，1.72MPa）表面張力（316.15K，1.72MPa）丙烯474.84.76丙烷460.924.75氣相密度（316.1K，1.72MPa）表面張力（316.1K，1.72MPa）丙烯31丙烷32.1液相密度L = 0.976*474.8+0.024*460.92=474.46688 kg/ m3V =31*0.98+0.02*32.1=31.022 kg/ m3液相表面張力：= 4.75*0.976+4.76*0.024=4.76 mN

12、/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=42.048g/mol;質(zhì)量流量：Wv=V·Mv=653.23*42.04/3600=7.63kg/sWL=L·ML=613.86*42.048/3600=7.17kg/s假設(shè)板間距HT=0.50m;兩相流動參數(shù)： 0.267 查化工原理（下冊）P107篩板塔泛點關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.056=4.9所以，氣體負(fù)荷因子： =0.0423 液泛氣速： 0.143m/s 取泛點率0.7 操作氣速：u = 泛點率 ×uf=0.1 m/s氣體

13、體積流量= Wv/V=0.199 m3/s氣體流道截面積： =1.99 m2 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： =1.67m 圓整后，取D=1.6m符合化工原理書P108表6.10.1及P110表6.10.2的經(jīng)驗關(guān)聯(lián) 實際面積： =2 m2 降液管截面積：Ad=AT-A=0.18 m2氣體流道截面積：A=AT(1-)=1.82 m2實際操作氣速： = 0.11 m/s 實際泛點率：u / uf =0.77與所取0.7基本符合則實際HT=0.45m，D=1.6m，uf

14、=0.143m/s,u=0.11m/s, AT =2 m2 ,A=1.82 m2 ,u / uf =0.773. 塔高的估算實際塔板數(shù)為Np，理論板數(shù)為NT=87（包括再沸器），其中精餾段40塊，提餾段47塊，則Np=（NT-1）/0.6+1=90/0.6+1=143（塊）實際精餾段為67-1=66塊；提餾段為77塊，塔板間距HT =0.45 m有效高度：Z= HT ×（Np-1）=64m;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)釜液停留時間為20min，排出釜液流量= Wv/V=0.199 m3/

15、s密度為b =474kg/m3釜液高度：Z= /(3* 1.62 )=0.026m 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)=77.95m第五節(jié) 溢流裝置的設(shè)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/=0.087,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：lw/D=0.7所以，堰長lw=0.735D=1.119 m2 溢流堰 取E近似為1則堰上液頭高： 41.11mm>6mm取堰高h(yuǎn)w=0.029m,底隙hb=0.035m液體流經(jīng)底隙的流速： =0.383m/s第

16、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=4mm 進(jìn)出口安全寬度bs=bs=80mm 邊緣區(qū)寬度bc=50mm由/=0.09,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：所以降液管寬度： =0.228m =0.52mr= =0.75m有效傳質(zhì)面積： = 1.424 m2 采用F1Z-41型浮閥，重閥浮閥孔的直徑=0.039 m初取閥孔動能因子=11，計算適宜的閥孔氣速=1.78浮閥個數(shù) =1122.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 *=0.118m取t=100mm浮閥的開孔率 6.6%<10%=1.7

17、7=9.621 所以=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<0.8 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)計書圖5-19得系數(shù)=0.120根據(jù)表5-11所提供的數(shù)據(jù)，K可取K=1。Z=D-2=1.2m=1.64m2 =0.45<0.8故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。2 塔板阻力hf的計算和核對塔板阻力hf= ho+hl+h（1）干板阻力ho臨界氣速 =1.424因閥孔 氣速大于其臨界氣速，所以在浮閥全開狀態(tài)計算干板阻力=0.069（2）塔板清夜層阻力hl 液相為碳?xì)浠衔?0.5 =0.0315 m（3）克服表面張力阻力h =0.0001046 m

18、很小，一般忽略不計 以上三項阻力之和求得塔板阻力hf= ho+hl+h=0.0563+0.041+0.0001046=0.1005m3 降液管液泛校核Hd 可取=0液體通過降液管的阻力主要集中于底隙處，近似取=3則得=0.011755m液柱則 Hd =0.159 m液柱取降液管中泡沫層相對密度：=0.5則Hd= =0.319m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間液體在降液管中的停留時間應(yīng)大于3-5s =4.935s>5s 滿足要求,則可避免嚴(yán)重的氣泡夾帶。 5 嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動能因子低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏夜

19、，故漏液點的氣速可取=5的相應(yīng)孔流氣速 =0.808 m/s =2.191.5 滿足穩(wěn)定性要求 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：由此可得液沫夾帶線方程：=0.4875-5.514 此線記作線（1）2 液相上限線對于平直堰，其堰上液頭高度必須大于0.006m，取=0.006m ，即可確定液相流量的下限 取E=1，代入 lw，可求得lw的值，則 Lh=3.07*lw=3.44m/h此線記作線（2）-與縱軸平行3. 嚴(yán)重漏液線當(dāng)閥孔的動能因子低于5時將會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取時，計算相應(yīng)氣相流量則 =326.38此線記作線（3）

20、與橫軸平行3 液相上限線 58.32由上述關(guān)系可作得線（4）4 漿液管液泛線Hd=HT+hW令 將 其中 =0 為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使 （*）。其中 =0.05 hf= ho+hl+h其中h可忽略不記 將各式代入（*）式可得液泛方程線：1.34* 10-5 *=0.1755-2.63* qLh2/3-7.68* qLh 此線記作線（5）計算降液管液泛線上的點：如表所示液相流量1020304050氣相流量110110691034994949第四章 再沸器的設(shè)計一 設(shè)計任務(wù)與設(shè)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，管程為塔底的釜液。釜液的組成為（摩爾分?jǐn)?shù)）丙稀=0.02，丙烷

21、=0.98塔頂壓力：1.72MPa塔底壓力Pw=1720+ Np×hf =1720+142×0.0973×474.46688×9.807×103=1788.36KPa2再沸器殼程與管程的設(shè)計殼程管程溫度（）10054壓力（MPa絕壓）0.10131.78803 物性數(shù)據(jù)1） 殼程凝液在溫度（100）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2319.2熱導(dǎo)率：c =0.6725w/(m*K)粘度：c =0.5294mPa·s密度：c =958.1kg/m32） 管程流體在（54 1.788MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=330液相熱導(dǎo)率：b =0.

22、082w/(m·K)液相粘度：b =0.07mPa·s液相密度：b =442.8kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb=3.19·K 表面張力：b0.00394N/m氣相粘度：v =0.0088mPa·s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(shè)備尺寸熱流量： = Mw·V ·rb·1000/3600= 2633400w傳熱溫差： =46 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K)估算傳熱面積Ap =67.35 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：25×2mm,管長L=

23、3m則傳熱管數(shù)： =286 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： =638m 取 D= 0.600m 取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.25m 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： =36.27kg/s1) 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=25-2×2=21mm= 366.17kg/( m2 s)雷諾數(shù)： = 109851.7>10000普朗特數(shù)： =2.73 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1445

24、.43w/( m2 K)2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算o蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 1.1354kg/s傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.051 kg/(m s) = 381.94 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 5540.36w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 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 m2 K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) =735.8w/( m2 K)2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 G =1318220.97 kg/( m2 h)Lockhut-m

25、artinel參數(shù)：Xe=0.22時：在X=Xe 的情況下=1.268569則1/Xtt=0.7969 再查圖329，E=0.1X=0.4 Xe=0.088時 =0.304728 查設(shè)計書P96圖329 得：=0.8 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.45 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =6293.4w/( m2 K) 3）單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：= 1342.7w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE 對流沸騰因子 ： = 1.93兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 2589.05w/( m2 K)沸騰傳熱膜系數(shù)： = 5421.08 w/( m2 K) = 1324.4 w/( m

26、2 K) 3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 =0.02LBC =0.274872L= 0.06LCD =L- LBC =2.944傳熱系數(shù) = 1312.84m2 實際需要傳熱面積： = 43.61m25傳熱面積裕度： = 54%>30%所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求四 循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1）當(dāng)X=Xe/3= 0.073時 =3.94 兩相流的液相分率： = 0.3954兩相流平均密度： = 203.61kg/m3 2）當(dāng)X=Xe=0.22 = 1.268569兩相流的液相分率： = 0.2333兩相流平均密度： = 139.49kg/m3根據(jù)課程設(shè)計表319 得：L=0.8m,則循

27、環(huán)系統(tǒng)的推動力： =5804.33pa 2循環(huán)阻力Pf： 管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： =738.94kg/(m2·s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 2639078.374進(jìn)口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： =0.015進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度：=29.298m管程進(jìn)出口阻力: =1084.44Pa 傳熱管顯熱段阻力P2 =366.17kg/(m2·s) =109851.74=0.0214 = 9.12Pa 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動阻力Pv3 G=366.17kg/(m2·s) 取X=2/3Xe 則 =53.7kg/(m2·s) =12

28、8160.37 =0.021=89.5Pab. 液相流動阻力PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2·s) =745660.34=0.0167 =257.78Pa = 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):= 2.2 = 666.17管程出口段阻力P5 a. 氣相流動阻力Pv5 = 377.01kg/(m2·s) =82.94kg/(m2·s) 管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和： = 40.79m =3298847 =0.015=39.52pab. 液相流動阻力PL5=294.07 kg/(m2·s) = 147

29、0343.7=0.0157= 178.53Pa = 1442.387Pa所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa 又因PD=5804.33Pa 所以 =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 一 輔助容器的設(shè)計 容器填充系數(shù)?。?=0.7 1進(jìn)料罐（常溫貯料） 20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 壓力取1.73947MPa由上面的計算可知 進(jìn)料 Xf=65% 丙稀的質(zhì)量分率：Mf=63.93% 則 =513.84k

30、g/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量qmfh=kg/h 取 停留時間：為4天，即=96h 進(jìn)料罐容積： 797.82m3 圓整后 取V=798 m3 kg/m3 質(zhì)量流量qmLh=405.62*42.04 =17052.2648kg/h則體積流量：=35.9398設(shè)凝液在回流罐中停留時間為10min，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 /60=8.55取V=93塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =qnD 42.04體積流量：=產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為=120h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 =697.76取V=6984 釜液罐取停留時間為5天，即=120h ，釜液密度為摩爾流量：質(zhì)量流量qmWh=

31、43.964 則釜液罐的容積 409.2取V=410二 傳熱設(shè)備 1進(jìn)料預(yù)熱器 用80水為熱源，出口約為50走殼程 料液由20加熱至46.22，走管程傳熱溫差： 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(shè)傳熱系數(shù)：K=650w/(m2K) 則傳熱面積： 圓整后取A=6m2 2.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43.1管程流率：qmVs

32、=18983.49kg/h取潛熱r=353.53kJ/kg傳熱速率：Q= qmVsr=1864.07kw殼程取焓變：H=125.8kJ/kg則殼程流率：qc=Q/H=53343.9kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=114m23.頂產(chǎn)品冷卻器擬用15水為冷卻劑，出口溫度為25走殼程。管程溫度由43.0降至20 流率：qnDs = 52.5kmol/h ; 丙烯液體定壓比熱容：Cp =2.916kJ/kg·K傳熱速率：Q=qnDsCp·tm·M/3600=30.5kw假設(shè)傳熱系數(shù)：K=600 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后

33、取A=5m24.塔底冷卻器用15水為冷卻劑，出口溫度為25。走殼程。管程溫度由50降到20流率：qnWs=1057.88kg/h丙烷液體定壓比熱容：Cp =3.130kJ/kg·K傳熱速率：Q= qnws·Cp·tm·M/3600=31.6kw假設(shè)傳熱系數(shù)：K=600 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=5m27塔底蒸汽回流管取原料流速：u=20m/s 體積流量：qnvs=738.68則=0.035 m取管子規(guī)格37×4, 其內(nèi)徑為37mm，所求各管線的結(jié)果如下：三.泵的設(shè)計1進(jìn)料泵(兩臺，一用一備)液體流速：u=0.5m/s，選70&#

34、215;3.0，do=0.064m=64mm液體密度： kg/ m3 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路長度：L =120m 取90度彎管2個（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個=15d，一個90度彎頭，進(jìn)入突然縮小，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981m取，1.64則qVLh =5.788m3/h選取泵的型號：AY 揚程：30650m 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108×4，管路直徑：d=0.1m=100mm液體密度： 液體粘度 取=0.2，相

35、對粗糙度：/d=0.002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排出管中截止閥一個=15d，進(jìn)入突然縮小，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981取，忽略不計。則qVLh =14.14m3/h選取泵的型號：Y 揚程：60603m 流量：6.25500m3 /h3.釜液泵（兩臺，一備一用）實際液體流速：u=0.5m/s選32×2.5，管路直徑：d=0.027m=27mm液體密度： kg/ m3 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0074查得：=0.033取管路長度：l=60m取90度彎管2個（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥，一個

36、90度彎頭；排出管中截止閥一個=15d，一個90度彎頭，進(jìn)入突然縮小，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981取，則qVLh =0.824m3/h該處泵揚程為負(fù)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，需使用該泵，不可忽略。第六章 管路設(shè)計1進(jìn)料管線取料液流速：u=0.5m/s 體積流量V=0.001608則=0.064m取管子規(guī)格70×3的管材。其內(nèi)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則=0.134 m取管子規(guī)格152×8.5 . 其內(nèi)徑為0.135m，其實際流速為u=11.88m/s3. 塔頂產(chǎn)品管

37、取原料流速u=0.4m/s，其體積流量：V=4.07則=0.060m取管子規(guī)格68×4. 其內(nèi)徑為0.060 m，其實際流速為u=0.4m/s4. 回流管取原料流速：u=0.7m/s 體積流量：V=35.95則=0.135m取管子規(guī)格152×8.5 . 其內(nèi)徑為0.135m，其實際流速為u=0. 7m/s5釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 體積流量：V=2.387則=0.053 m取管子規(guī)格60×3.5. 其內(nèi)徑為0.053 m。6儀表接管選管規(guī)格：32×3 .名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.570×3頂蒸氣管1215

38、2×8.5頂產(chǎn)品管0.468×4回流管0.7152×8.5釜液流出管0.360×3.5儀表接管/32×3塔底蒸氣回流管10152×8.5第七章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。 將本設(shè)計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h丙烷丙稀L=513.92FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=474.4668

39、83PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=38.84HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=474.466885HIC-01釜液面控制03m丙烷L=443.1626TIC-01釜溫控制4060丙烷L=443.162設(shè)計心得及總結(jié)兩周的設(shè)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(jìn)行各種計算以及參數(shù)選擇的時候，常常遇到進(jìn)退兩難或者無從下手的情況，這對于我們是一個考驗，因為我們沒有選擇，要想穴道真正的應(yīng)用知識，這是一次很好的鍛煉機會，所以，我們要堅持，要硬著頭皮做下去。問題在我們的努力下是總會得以解決的，只要付出努力，當(dāng)你的迷茫達(dá)到一定的時候，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的方向，遇到很多的困難，但是即使很困擾，即使很緩慢，終究也會勝利的，那些付出依然也是有價值的。錯了不怕，要從中學(xué)到經(jīng)驗，只要能掌握課本上我們難以學(xué)到的，難以掌握的最大的收獲。因為從書本上的理論知識到真正的生產(chǎn)實踐，期間的距離真是相差很遠(yuǎn)。 雖然我們困難不斷，但是這次課程設(shè)計完成后，我發(fā)現(xiàn)我對于化工原理知識的了解上升到了一個新的層面，能夠深刻的了解設(shè)計原理和設(shè)計步驟等等。而且，通過做設(shè)計，我還復(fù)習(xí)并掌握了