化工原理課程設(shè)計-丙烯丙烷精餾

1、丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計（二）（丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計）學 院（系）： 化工與環(huán)境生命學部_班 級： 環(huán)工1302_學 生 姓 名： 崔世璇_學 號： 201346075_指 導 教 師： 吳雪梅、李祥村_完 成 日 期： 2016年7月10日_前 言化工原理是化工及其相關(guān)專業(yè)學生的一門重要的技術(shù)基礎(chǔ)課，其課程設(shè)計涉及多學科知識，包括化工，制圖，控制，機械等各種學科，是一項綜合性很強的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)設(shè)計思維的好方法，是為以后的各種設(shè)計準備條件；是化工原理教學的關(guān)鍵環(huán)節(jié)，也是鞏固和深化理論知識的重要環(huán)節(jié)。本設(shè)計說明書包括概述、方案流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管

2、路設(shè)計、控制方案和經(jīng)濟分析共八章。說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了較為詳細的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路和控制方案的設(shè)計也做了簡要的說明。 在設(shè)計過程中，得到了吳雪梅和李祥村老師的指導，得到了同學們的幫助，同學們一起討論更讓我感受到設(shè)計工作是一種集體性的勞動，少走了許多彎路，避免了不少錯誤，也提高了效率。鑒于學生的經(jīng)驗和知識水平有限，設(shè)計中難免存在錯誤和不足之處，請老師給予指正。感謝老師的指導和參閱！ 目 錄前 言I目 錄II第一章 概述11.1精餾塔11.1.1塔型選擇11.1.2板型選擇21.2再沸器21.3冷凝器（設(shè)計從略）3第二章 方案流程簡介42.1精餾裝置流程42.2工藝流程42.

3、2.1物料的儲存和運輸42.2.2必要的檢測手段42.2.3調(diào)節(jié)裝置42.3設(shè)備選用42.4處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量5第三章 精餾過程系統(tǒng)設(shè)計63.1 設(shè)計條件63.1.1 工藝條件63.1.2 操作條件63.1.3塔板形式：63.1.4處理量：63.1.5安裝地點：63.1.6塔板設(shè)計位置：63.2 塔頂、塔底溫度與壓力的確定63.2.1 塔頂溫度與壓力的計算63.2.2 塔底溫度與壓力的計算73.2.3 平均相對揮發(fā)度73.3 物料衡算及熱量衡算73.3.1物料衡算73.3.2 熱量衡算83.3 塔板數(shù)的計算83.3.1回流比的計算83.3.2給出假設(shè)，進行迭代93.3.4計算結(jié)果143.4 精

4、餾塔工藝設(shè)計143.4.1物性數(shù)據(jù)143.4.2初估塔徑143.4.3塔高的估算163.5 溢流裝置的設(shè)計163.5.1 降液管 （弓形）163.5.2溢流堰163.5.3受液盤和底隙173.6 浮閥數(shù)及排列方式173.6.1浮閥數(shù)173.6.2浮閥排列方式173.7 塔板流動性能校核183.7.1液沫夾帶量的校核183.7.2塔板阻力計算183.7.3降液管液泛校核193.7.4液體在降液管內(nèi)停留時間193.7.5嚴重漏液校核193.8 負荷性能圖193.8.1過量液沫夾帶線193.8.2液相下限線203.8.3嚴重漏液線203.8.4液相上限線203.8.5降液管液泛線203.8.6負荷性

5、能圖213.9 塔設(shè)計結(jié)果表223.9.1操作條件及物性參數(shù)223.9.2塔板主要工藝尺寸及水力學核算結(jié)果22第四章 再沸器的設(shè)計234.1 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件234.1.1選用立式熱虹吸式再沸器234.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計234.2 估算設(shè)備尺寸244.3 傳熱系數(shù)的校核244.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL244.3.2蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算254.3.3顯熱段及蒸發(fā)段長度274.3.4平均傳熱系數(shù)KC274.3.5傳熱面積裕度：274.4 循環(huán)流量校核274.4.1循環(huán)系統(tǒng)推動力274.4.2循環(huán)阻力Pf：284.5 再沸器設(shè)計結(jié)果31第五章 輔助設(shè)備的選型325.1冷凝器325.2

6、進料預熱器325.3 兩端產(chǎn)品冷卻器335.3.1塔頂產(chǎn)品冷卻器335.3.2塔底產(chǎn)品冷卻器335.4 容器335.4.1進料罐（常溫貯料）345.4.2回流罐（43）345.4.3塔頂產(chǎn)品罐345.4.4塔底產(chǎn)品罐345.5輔助設(shè)備設(shè)計匯總355.5.1換熱器設(shè)計匯總355.5.1儲罐設(shè)計匯總35第六章 管路設(shè)計及泵的選擇366.1管路設(shè)計366.1.1進料管366.1.2塔頂蒸氣管366.1.3塔頂產(chǎn)品管366.1.4回流管366.1.5釜液流出管376.1.6儀表接管376.1.7塔底蒸汽回流管376.1.8管線設(shè)計結(jié)果376.2 泵的選擇386.2.1進料泵(兩臺，一用一備)386.2

7、.2回流泵（兩臺，一用一備）386.2.3釜液泵（兩臺，一用一備）396.2.4料液輸出泵406.2.5 泵設(shè)計結(jié)果40第七章 控制方案41第八章 經(jīng)濟概算428.1 項目總投資估算428.2 項目生產(chǎn)成本分析438.2.1 直接生產(chǎn)成本438.2.2 設(shè)備折舊成本438.2.3 項目生產(chǎn)成本438.3 項目經(jīng)濟效益分析43設(shè)計心得及總結(jié)44附錄一 主要符號說明45附錄二 參考文獻47III第一章 概述精餾是分離過程中的重要單元操作之一，在能量劑驅(qū)動下使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各

8、組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質(zhì)的過程。所用設(shè)備主體核心設(shè)備是精餾塔、再沸器、冷凝器，輔助設(shè)備包括儲罐、預熱器及冷卻器。1.1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(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。1.1.1塔型選擇板式塔填料塔壓力降一般比填料塔大適于要求壓力降小的場合空塔氣速（

9、生產(chǎn)能力）小大塔效率穩(wěn)定，大塔比小塔有所提高塔徑在1400mm以下效率較高；塔徑增大，效率會下降液氣比適應范圍較大對液體噴淋量有一定要求持液量較大較小安裝維修較容易較困難造價直徑大時一般比填料塔低直徑小于800mm,一般比板式塔便宜；直徑增大，造價顯著增加表1- 1 板式塔和填料塔的性能比較在本次設(shè)計中采用板式塔，一方面板式塔的設(shè)計比較成形，可借鑒的數(shù)據(jù)和設(shè)計結(jié)果較多；另一方面，板式塔的造價相對低廉，安裝維修都更為簡便。1.1.2板型選擇塔板類型泡罩塔板篩板塔板浮閥塔板優(yōu)點塔板操作彈性大，塔效率也比較高，不易堵結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小操作彈性大，塔板壓降低，塔板效率較高缺點結(jié)構(gòu)復雜，制造成

10、本高，塔板阻力大，生產(chǎn)能力小容易漏液、操作彈性小，且易堵塞浮閥易脫落或損壞表1- 2 不同類型塔板的優(yōu)缺點比較本設(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)復雜的上升管和泡罩。當氣體負荷較低時，浮閥的開度較小，漏液量不多；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。且經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其能滿足生產(chǎn)要求，目前應用較為廣泛。1.2再沸器再沸器將塔底液體部分汽化后送回塔內(nèi)，使塔內(nèi)氣液相接觸傳質(zhì)得以進行。立式虹吸式臥式虹吸式強制循環(huán)式釜式再沸器

11、內(nèi)置式優(yōu)點結(jié)構(gòu)緊湊，占地面積小，傳熱系數(shù)高維護、清理方便適于高粘度、熱敏性物料，固體懸浮液和長顯熱段和低蒸發(fā)比的高阻力系統(tǒng)可靠性高，維護、清理方便結(jié)構(gòu)簡單，傳熱面積小缺點殼程不能機械清洗，不適宜高粘度或較臟的傳熱介質(zhì)占地面積大，傳熱系數(shù)中等耗能大傳熱系數(shù)小 ，殼體容積大，占地面積大，造價高，易結(jié)垢傳熱效果不理想表1- 3 不同類型再沸器性能比較本設(shè)計采用立式虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。循環(huán)推動力釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差，塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)，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。1.3冷凝器（設(shè)計從略）冷凝器將塔頂蒸氣冷凝成液體，部

12、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)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。本設(shè)計塔頂溫度約為42°C，選用普通的循環(huán)水即可滿足要求。第二章 方案流程簡介2.1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，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的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(nèi)。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

13、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飨拢谙陆颠^程中與來自塔底的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(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2.2工藝流程2.2.1物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當?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。2.2.2必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設(shè)置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度、液位等各項參數(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。2.2.3調(diào)節(jié)

14、裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(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，且隨時進行切換。2.3設(shè)備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸再沸器。2.4處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量：50kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙烯摩爾百分數(shù)計）進料：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3.1 設(shè)計條件3.1.1 工藝條件飽和液體進料，進料丙烯含量xf65（摩爾分數(shù)）塔頂丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，總板效率為0.6。3.1.2 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

15、劑熱水 加熱方法間接加熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.4。3.1.3塔板形式：浮閥3.1.4處理量：=50kmol/h3.1.5安裝地點：大連3.1.6塔板設(shè)計位置：塔底3.2 塔頂、塔底溫度與壓力的確定3.2.1 塔頂溫度與壓力的計算已知：塔頂壓力（絕壓）， ，設(shè)塔頂=43，查PTK圖得，由得，|1.008-1|=0.008，所選溫度基本符合，故假設(shè)正確，塔頂溫度為316K，3.2.2 塔底溫度與壓力的計算工程經(jīng)驗每塊塔板壓降100mm液柱，丙烷-丙烯密度約450kg/m3,則塔底壓力（絕壓），N為假設(shè)實際塔板數(shù)。設(shè)塔底=53，查PTK圖得，得3.2.3 平均相對揮

16、發(fā)度3.3 物料衡算及熱量衡算3.3.1物料衡算1) 全塔物料衡算其中： 塔頂采出量 塔底采出量 進料量 塔頂產(chǎn)品組成，摩爾分數(shù) 塔底產(chǎn)品組成，摩爾分數(shù) 進料組成，摩爾分數(shù)解得結(jié)果： 換算為質(zhì)量流量：其中：塔頂，塔底，進料物流摩爾質(zhì)量,kg/kmol； 塔頂，塔底，進料物流質(zhì)量流量kg/h。換算為體積流量：查物性手冊得，40°C下密度（kg/m3）60°C下密度（kg/m3）丙烷液體466.8427.6丙烯液體478.0435.0表3- 1 不同溫度下丙烯丙烷的密度塔頂：98%丙烯，按43°C的純丙烯計算密度，塔底：98%丙烷，按53°C的純丙烷計算密度

17、，進料混合液體取密度，2) 塔內(nèi)氣、液相流量：精餾段：，提餾段：， 飽和液體進料，q=1，則： 3.3.2 熱量衡算1）再沸器熱流量： 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：2） 冷凝器熱流量： 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：3.3 塔板數(shù)的計算3.3.1回流比的計算聯(lián)立q線方程和相平衡關(guān)系，有 ，3.3.2給出假設(shè)，進行迭代具體為：假設(shè)實際板數(shù)確定塔頂塔底壓力根據(jù)壓力和組成算出相對揮發(fā)度平均相對揮發(fā)度理論板數(shù) 實際板數(shù)與假設(shè)比較精餾線方程提餾線方程第一次：首先假設(shè)80/0.6=134塊實際板。算出塔底壓力，查PTK圖得，得平均相對揮發(fā)度，精餾線方程提餾線方程相平衡方程利用逐板計算法計算理論板數(shù)，用excel輸

18、出結(jié)果如下：板數(shù)xy板數(shù)xy10.9774586080.98540.6069048040.63565106920.9746616110.977511091550.5960419260.62509185330.9717089440.974881915560.5845512540.61389222640.9685941230.972106407570.572431130.60204534350.9653106710.969178476580.5596854810.58954949560.9618521510.96609203590.5463243610.57640873170.9582122180

19、.962841022600.5323644230.56263341680.954384660.959419485610.5178292770.5482407290.9503634580.955821581620.5027497140.533254984100.9461428430.952041651630.4871637770.517707955110.9417173550.948074272640.4711166450.501638855120.9370819190.943914314650.4546603230.485094261130.9322319090.939557004660.43

20、78531440.468127793140.9271632230.934997994670.4207590560.450799591150.9218723660.93023343680.4034467360.433175586160.9163565240.925260024690.3859885440.415326585170.9106136450.920075132700.3684593340.397327189180.904642520.914676826710.350935190.379254573190.8984428610.909063968720.3334921060.361187

21、18200.8920153760.903236289730.3162046790.343203361210.8853618390.897194453740.2991448430.325380024220.8784851570.890940129750.2823807050.307791333230.8713894220.884476047760.2659755150.290507507240.8640799620.877806056770.2499867990.273593756250.8565633770.870935165780.2344656840.25710939260.8488475

22、570.863869575790.2194564120.24110712270.8409416950.856616704800.2049960650.225632561280.8328562760.849185193810.1911144730.210723943290.8246030540.841584899820.1778343050.196412021300.8161950130.833826871830.1651713150.182720169310.8076463010.825923312840.1531347130.169664625320.7989721590.817887523

23、850.1417276520.157254889330.7901888230.809733829860.1309477770.145494209340.7813134150.801477494870.1207878330.134380158350.7723638160.79313461880.1112362970.123905256360.7633585270.784721987890.1022780070.114057622370.7543165210.776257015900.0938947890.104821625380.7452570850.76775753910.0860660440

24、.096178528390.7361996530.75924166920.07876930.088107091400.7271636440.750727674930.071980720.080584148410.7181682910.742233825940.0656755570.073585122420.7092324830.733778193950.0598285510.067084499430.7003746070.725378534960.0544142820.061056236440.6916123980.717052131970.0494074640.055474125450.68

25、29628040.708815654980.0447831880.050312095460.6744418650.700685036990.0405171330.045544467470.6660646040.6926753531000.0365857180.041146164480.6578449360.6848007281010.0329662310.037092875490.6497955940.677074241020.0296369180.033361184500.6419280750.6695078591030.026577050.029928663510.6342525980.6

26、62112391040.0237669580.026773939520.6267780880.6548974421050.0211880540.023876734530.6171465270.6455812091060.0188228340.0212178831070.0166548690.018779342得理論進料為52塊板，理論總板數(shù)為107塊（不含釜） 則實際板數(shù)為107/0.6=178.333塊。第二次：設(shè)實際板為179塊。算出塔底壓力，查PTK圖得，得平均相對揮發(fā)度，精餾線方程提餾線方程相平衡方程同上，通過excel利用逐板計算法計算理論板數(shù)，板數(shù)xy板數(shù)xy10.97740011

27、60.98540.6138720960.64301789620.974652710.977561399550.6034025670.63286600330.9717513420.974984427560.5922895260.62206144940.9686895350.972263045570.5805266430.61059279150.9654608110.969391176580.568113030.59845349660.9620587310.966362746590.5550538890.58564264770.9584769370.963171713600.5413610990.

28、57216561480.9547092050.959812115610.5270537040.55803465490.9507494940.956278113620.5121582820.543269423100.9465920090.952564042630.4967091520.527897347110.9422312630.948664465640.48074840.511953845120.9376621410.944574236650.4643257010.495482349130.9328799790.940288559660.4474979220.478534123140.927

29、8806330.935803058670.4303285030.461167855150.9226605590.931113845680.4128866190.443449015160.9172168920.926217596690.3952461440.42544899170.9115475290.921111626700.377484450.40724402180.9056512070.91579396710.3596810740.388913953190.8995275840.910263415720.3419162970.370540868200.8931773150.90451967

30、730.3242697120.352207619210.8866021210.898563337740.3068187980.333996343220.8798048580.892396034750.2896375880.315987230.8727895750.886020438760.2727954580.298255991240.8655615560.879440345770.2563560850.280874913250.8581273630.872660715780.2403766010.263909479260.8504948550.8656877790.2249069670.24

31、7418652270.8426731980.858528673800.2099895660.23145399280.8346728580.85119223810.1956590170.216059232290.8265055760.843688189820.1819421910.201270105300.8181843250.836027562830.1688584170.187114341310.8097232530.828222518840.1564198410.173611886320.8011376010.820286327850.1446319120.160775276330.792

32、443610.812233283860.1334939640.148610133340.7836584090.804078622870.1229998630.137115771350.7747998860.795838408880.1131386930.126285859360.765886550.787529422890.1038954440.116109131370.7569373780.779169022900.0952517020.106570098380.7479716550.770775009910.0871863030.097649757390.7390088090.762365

33、473920.0796759460.089326265400.7300682460.753958635930.0726957570.081575576410.7211691750.745572697940.0662197990.074372021420.7123304520.737225678950.0602215220.067688833430.7035704160.728935262960.0546741460.06149861440.6949067460.720718653970.0495510.055773719450.6863563190.712592431980.044825794

34、0.050486632460.6779350930.704572429990.0404728460.04561022470.6696579940.6966736111000.036467260.041117977480.6615388280.6889099791010.0327850650.036984212490.6535902110.6812944841020.0294033170.033184187500.6458235090.6738389571030.0263001690.029694223510.6382488040.666554061040.0234549120.02649177

35、4520.6308748780.6594492511050.0208480.023555469530.6237092010.6525327641060.0184610470.0208651361070.016276820.0184018得理論進料為53塊板，理論總板數(shù)為107塊（不含釜），則實際板數(shù)為107/0.6=178.333塊。假設(shè)成立。結(jié)論：理論進料為53塊板，理論總板數(shù)為108塊（含釜）實際進料第88塊板，實際總塔板數(shù)為180塊（含釜）?；亓鞅萊=15.12塔底壓力（絕壓）塔底溫度：=53流量：精餾段： 提餾段： 3.3.4計算結(jié)果名 稱數(shù) 值理論塔板數(shù) NT107進料板位置 NF5

36、3回流比R15.12相對揮發(fā)度 1.133塔頂產(chǎn)品量 qnD (mol/h)32.8125塔底產(chǎn)品量qnW (mol/h)17.1875精餾段氣相流量qnV (kmol/h)528.94精餾段液相流量 qnL (kmol/h)496.13提餾段氣相流量 q'nV (kmol/h)528.94提餾段液相流量 q'nL (kmol/h)546.13塔頂溫度TD ()43塔底溫度TW ()53塔頂壓力PD (MPa)1.72（絕）塔底壓力PW( MPa)1.799（絕）表3- 2 精餾塔計算結(jié)果3.4 精餾塔工藝設(shè)計3.4.1物性數(shù)據(jù)1.80Mpa，53下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標

37、準）：查得氣相密度：液相密度：液相表面張力：3.4.2初估塔徑兩相流動參數(shù)：設(shè)塔板間距（一般取值范圍為0.40.6m），查費克關(guān)聯(lián)圖得圖3- 1 費克關(guān)聯(lián)圖氣體負荷因子C： 液泛氣速：泛點率?。ㄒ话闳≈捣秶鸀?.60.8），操作氣速所需氣體流道截面積選取單流型，弓形降液管板，?。ㄒ话闳≈捣秶鸀?.60.12），則故塔板截面積塔徑，圓整，取1.6m則實際塔板截面面積， 實際降液管截面積， 實際氣體流道截面積， 實際操作氣速， 實際泛點率，在0.60.8之內(nèi)且選，符合經(jīng)驗關(guān)系。3.4.3塔高的估算實際板數(shù)，塔板間距，塔高，設(shè)釜液停留時間為30min，釜液高度，設(shè)置10個人孔（一般每隔1520塊板設(shè)

38、一人孔），人孔及進料所在處兩板間距增大為0.9m，裙座取5m，塔頂空間高度1.5m，釜液上方氣液分離高度取4m。所以，總塔高h=80.55+（10+1）*(0.9-0.45)+0.43+4+5+1.5=96.43m。3.5 溢流裝置的設(shè)計3.5.1 降液管 （弓形）由上述計算可得降液管截面積，由，查化工原理下冊P235圖10.2.23得，所以堰長，。溢流強度，符合要求。3.5.2溢流堰E：液流收縮系數(shù)，一般可近似取 E =1。堰上方液頭高度 取堰高。3.5.3受液盤和底隙取平形受液盤，底隙hb取0.04m（通常在3040mm），液體流經(jīng)底隙的流速，符合要求。3.6 浮閥數(shù)及排列方式3.6.1浮

39、閥數(shù)受液區(qū)和降液區(qū)面積相等，總面積為，入口安定區(qū)和出口安定區(qū)，邊緣區(qū)，單流型弓形降液管塔板，有效傳質(zhì)面積，其中：， 求得。采用F1型浮閥，浮閥孔的直徑。初選閥動能因子，計算閥孔氣速，浮閥個數(shù)。3.6.2浮閥排列方式選擇正三角形排列，按t=125mm進行布孔，實排閥數(shù)n=102個，重新計算塔板以下參數(shù)：1) 浮閥的開孔率2)3) ，所以正確。3.7 塔板流動性能校核3.7.1液沫夾帶量的校核 ，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。3.7.2塔板阻力計算1) 干板阻力ho臨界氣速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2) 塔板清液層阻力hL液相為碳氫化合物=0.5（一般取值為0.40.5）

40、 3) 表面張力阻力ha所以塔板阻力3.7.3降液管液泛校核 液面落差一般較小，可不計，取=0。取降液管中泡沫層密度=0.4，則，而，故不會發(fā)生降液管液泛。3.7.4液體在降液管內(nèi)停留時間 液體在降液管中的停留時間應大于35s，故可避免嚴重的氣泡夾帶。3.7.5嚴重漏液校核 漏液點氣速穩(wěn)定系數(shù)，不會發(fā)生嚴重漏液。3.8 負荷性能圖3.8.1過量液沫夾帶線，令，即，整理得，由上述關(guān)系可作得線3.8.2液相下限線由得，由上述關(guān)系可作得線3.8.3嚴重漏液線令，得， 由上述關(guān)系可作得線3.8.4液相上限線令，得，由上述關(guān)系可作得線3.8.5降液管液泛線取降液管中泡沫層密度，取0.5，忽略，整理得，則

41、上述關(guān)系可作得降液管液泛線3.8.6負荷性能圖操作作點為：，將以上曲線繪制如下：圖3- 2 負荷性能圖設(shè)計點位于封閉中間偏右下，操作彈性操作彈性：，所以基本滿足要求。3.9 塔設(shè)計結(jié)果表3.9.1操作條件及物性參數(shù)操作壓力：塔頂 1.72 MPa（絕壓） 塔底 1.79902 MPa（絕壓）操作溫度：塔頂 43 塔底 53 名稱氣相密度（Kg/m3）35.5液相密度（Kg/m3）441.32氣相體積流率（m3/h）655.59液相體積流率（m3/h）49.46液相表面張力（mN/m）4.762表3- 3 相關(guān)物性參數(shù)3.9.2塔板主要工藝尺寸及水力學核算結(jié)果名稱名稱塔內(nèi)徑D（m）1.6空塔氣速

42、u（m/s）0.0995板間距HT（m）0.45泛點率u/uf0.65液流型式單流式動能因子F08.902降液管截面積與塔截面積比AD/AT0.09孔口流速u0（m/s）1.494出口堰堰長lw（m）1.088穩(wěn)定系數(shù)k1.78弓形降液管寬度bd（m）0.208溢流強度（m3/mh）45.46出口堰堰高hw（m）0.04堰上液層高度how（m）0.0362降液管底隙hb（m）0.04每塊塔板阻力hf（m）0.0871底隙流速ub（m/s）0.36降液管清液層高度Hd（m）0.1785邊緣區(qū)寬度bc（m）0.05降液管泡沫層高度Hd/(m)0.446安定區(qū)寬度bs（m）0.06降液管液體停留時間

43、（s）5.95每塊板浮閥個數(shù)n102液相負荷上限（m3/h）58.644開孔率（%）6.06液相負荷下限（m3/h）36.675浮閥直徑（m）0.039操作彈性1.60表3- 4 塔板主要工藝尺寸及水力學核算結(jié)果第四章 再沸器的設(shè)計4.1 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件4.1.1選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：塔底壓力：4.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計殼程（蒸汽）管程溫度（）10053壓力（絕壓）/Kpa101.3251799蒸發(fā)量（kg/s)6.4648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：熱導率：粘度：密度：2) 管程流體在（53，1.7990MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：液相熱導率

44、：液相粘度：液相密度： 液相定比壓熱容：液相表面張力：氣相粘度：氣相密度： 蒸氣壓曲線斜率4.2 估算設(shè)備尺寸熱流量：估算傳熱溫差： 假設(shè)傳熱系數(shù)：估算傳熱面積:擬用傳熱管規(guī)格為：，管長L=3000mm則傳熱管數(shù)：若將傳熱管按正三角形排列，按式管心距：t=32mm則殼徑：圓整后，取，校核，合適。取管程進口直徑，管程出口直徑。4.3 傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL假設(shè)傳熱管出口汽化率則循環(huán)氣量：1) 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)傳熱管內(nèi)徑：管內(nèi)流通截面積：傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：雷諾數(shù)：普朗特數(shù)：，顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)：2) 計算殼程冷凝傳熱膜系數(shù)蒸氣冷凝的質(zhì)量流量：傳熱管外單位潤濕周邊上凝

45、液質(zhì)量流量：管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：3) 污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：冷凝側(cè)：管壁熱阻：4) 顯熱段傳熱系數(shù) 4.3.2蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量：1) 泡核沸騰壓抑系數(shù)當，用式計算Lockhat-Martinell參數(shù)為，由，查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得。當，用式計算Lockhat-Martinell參數(shù)為，由，查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得。則泡核沸騰壓抑系數(shù)。2） 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 3）以液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 4） 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)對流沸騰因子兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)沸騰傳熱膜系數(shù)則沸騰傳熱系數(shù) 4.3.3顯熱段及蒸發(fā)段長度 顯熱段LBC=0.02L=0.06

46、m蒸發(fā)段LCD=L-LBC=3-0.06=2.94m4.3.4平均傳熱系數(shù)KC 實際需要傳熱面積： 4.3.5傳熱面積裕度：，滿足要求。4.4 循環(huán)流量校核4.4.1循環(huán)系統(tǒng)推動力1）當時，兩相流的液相分率： 蒸發(fā)段兩相流平均密度：2）當時，兩相流的液相分率： 管程出口管內(nèi)兩相流平均密度： 查得再沸器上部管板到接管入塔口間高度l取0.9m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動力4.4.2循環(huán)阻力Pf：1) 管程進口管阻力P1 進口管內(nèi)質(zhì)量流速 釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)進口管長度與局部阻力當量長度管程進口管阻力2) 傳熱管顯熱段阻力P2 釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速釜液在傳熱管內(nèi)流動的雷諾數(shù) 傳熱

47、管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)傳熱管顯熱段阻力3) 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 1 氣相流動阻力PV3釜液總質(zhì)量流速，取，則氣相質(zhì)量流速氣相雷諾數(shù)氣相摩擦系數(shù)氣相流動阻力2 液相流動阻力PL3液相質(zhì)量流速液相雷諾數(shù)液相摩擦系數(shù)液相流動阻力3 傳熱管蒸發(fā)段阻力4) 管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力P4釜液總質(zhì)量流速，動量變化引起的阻力系數(shù):管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力5) 管程出口段阻力P5 1 氣相流動阻力PV5 氣液總質(zhì)量流速 氣相質(zhì)量流速管程出口長度與局部阻力的當量長度之和 氣相雷諾數(shù)氣相摩擦系數(shù)氣相流動阻力2 液相流動阻力PL5液相質(zhì)量流速液相雷諾數(shù)液相摩擦系數(shù)液相流動阻力3 管程出口段阻力P5 循環(huán)阻力 校核，在0.010.05之間。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=0.20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。 4.5 再沸器設(shè)計結(jié)果表4-1 再沸器設(shè)計結(jié)果匯總第五章 輔助設(shè)備的選型5.1冷凝器擬用10水為