過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)

1、過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)學(xué)生：張帥班級(jí)：化精0901學(xué)號(hào)：200944176 指導(dǎo)教師：王瑤 匡國(guó)柱日期：2012年6月1 / 41前言本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)包括概述、流程簡(jiǎn)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(shuō)明中對(duì)精餾塔和再沸器做了詳細(xì)的闡述的計(jì)算，對(duì)于輔助設(shè)備也做了正確的說(shuō)明。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還有較多的不足之處，望老師給與指正。感謝老師的知道和參閱！目錄第1章 概述-03第2章 流程簡(jiǎn)介-04第3章 精餾塔設(shè)計(jì)工藝-05第4章 再沸器的設(shè)計(jì)-14第5章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)-22第6章 管路設(shè)計(jì)-28第7章 控制方案-30第8章 設(shè)計(jì)心得及總結(jié)

2、-32附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明-33 附錄二 參考文獻(xiàn)-36第1章 ：概述精餾是分離過(guò)程中最重要的單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔、再沸器、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(jiǎn)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

3、管和泡罩。當(dāng)氣體負(fù)荷較低時(shí)，浮閥的開(kāi)度較小，漏夜量不多；氣體負(fù)荷較高時(shí)，開(kāi)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(dòng)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(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(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸再沸器特點(diǎn)：1、循環(huán)推動(dòng)力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 2、結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。3、殼程

4、不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。4、塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。三、冷凝器（設(shè)計(jì)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2章 ：方案流程簡(jiǎn)介1、 精餾裝置流程 精餾就是通過(guò)多級(jí)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(kāi)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

5、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(chēng)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^(guò)程中與來(lái)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）物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸 精餾過(guò)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(chǔ)罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)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(cè)手段 為了方便解決操作中的問(wèn)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

6、地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)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)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門(mén)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(dòng)和手動(dòng)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。4、 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量：60kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量（以丙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：塔頂丙烯含量：塔底丙烯含量：第3章 ：精餾塔設(shè)計(jì) -丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)第1節(jié) 、工藝條件1、 工藝條件：進(jìn)料：丙烯含量，飽和液體進(jìn)料（q=1） 塔頂：丙烯含量 塔底：丙烯含量2、 操作條件：塔頂壓力：1.62MPa（表壓） 塔底加熱劑：水蒸氣 塔頂

7、冷卻劑：循環(huán)冷卻水 加熱方法：間壁式加熱3、 塔板形式：浮閥塔4、 處理量：5、 安裝地點(diǎn)：大連6、 設(shè)計(jì)位置：塔底第2節(jié) 、物料衡算及熱衡算1、 全塔物料衡算聯(lián)立上述方程，其中解得2、 塔內(nèi)氣液相流量精餾段：氣相V=(R+1)*D 液相L=R*D提餾段：氣相 液相3、 熱量衡算冷凝器熱負(fù)荷：冷卻劑用量：再沸器熱負(fù)荷：加熱劑用量：第3節(jié) 、塔板數(shù)計(jì)算1、 相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算塔頂壓力為，查P-K-T圖，得，則假設(shè)實(shí)際塔板數(shù)為140塊，每塊塔板的壓降為,則塔底壓力為1.88MPa，設(shè)塔底溫度為53，查圖知，則，故2、 理論板數(shù)計(jì)算平衡線方程，q線方程x=0.65聯(lián)立上式解得，即可求得最小回流比，回流比

8、精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：用Excel編程逐板計(jì)算運(yùn)行結(jié)果如下：XnYnX10.977108Y1=XD0.98X20.974003Y20.977278X30.970677Y30.97436X40.967118Y40.971235X50.963313Y50.967891X60.959249Y60.964315X70.954913Y70.960496X80.950293Y80.956422X90.945376Y90.95208X100.940149Y100.94746X110.934601Y110.942548X120.928721Y120.937335X130.922499Y130.9

9、31809X140.915926Y140.925963X150.908995Y150.919786X160.901699Y160.913272X170.894033Y170.906416X180.885997Y180.899213X190.87759Y190.891662X200.868815Y200.883762X210.859677Y210.875516X220.850185Y220.866929X230.840349Y230.858008X240.830184Y240.848766X250.819708Y250.839214X260.808941Y260.829369X270.79790

10、7Y270.819252X280.786633Y280.808883X290.775149Y290.798289X300.763485Y300.787497X310.751677Y310.776537X320.73976Y320.765441X330.727772Y330.754243X340.715751Y340.742978X350.703735Y350.731681X360.691763Y360.72039X370.679873Y370.70914X380.668102Y380.697967X390.656485Y390.686905X400.645056Y400.675989X410.

11、634972Y410.666329X420.624139Y420.655922X430.612536Y430.644742X440.60015Y440.632769X450.586973Y450.619986X460.573007Y460.606388X470.558262Y470.591974X480.542759Y480.576758X490.52653Y490.560759X500.509618Y500.54401X510.492077Y510.526556X520.473973Y520.508454X530.455384Y530.489771X540.436394Y540.470587

12、X550.417099Y550.45099X560.397599Y560.431077X570.378Y570.410953X580.358408Y580.390727X590.338932Y590.370508X600.319675Y600.350408X610.300738Y610.330536X620.282215Y620.310993X630.264189Y630.291876X640.246736Y640.273274X650.229921Y650.255263X660.213795Y660.237909X670.198401Y670.221268X680.183769Y680.20

13、5381X690.169918Y690.190281X700.156857Y700.175987X710.144586Y710.162508X720.133097Y720.149844X730.122375Y730.137987X740.112398Y740.126922X750.103142Y750.116626X760.094575Y760.107073X770.086666Y770.098232X780.07938Y780.09007X790.072682Y790.082551X800.066536Y800.075639X810.060907Y810.069297X820.055759Y

14、820.063487X830.051057Y830.058174X840.046769Y840.053322X850.042863Y850.048897X860.039309Y860.044866X870.036078Y870.041198X880.033144Y880.037864X890.030482Y890.034836X900.028067Y900.032088X910.02588Y910.029597X920.023899Y920.027339X930.022106Y930.025294X940.020483Y940.023444X950.019017Y950.02177由結(jié)果可以看

15、出理論塔板數(shù)，進(jìn)料位置，實(shí)際塔板數(shù)，實(shí)際進(jìn)料位置3、 氣液相流量計(jì)算由已知數(shù)據(jù)可計(jì)算精餾段提餾段氣液相流量精餾段氣液相流量：提餾段氣液相流量：第4節(jié) 、精餾塔工藝設(shè)計(jì)定性條件為塔底溫度，壓力恒定液相密度（326.1K，1.88MPa）表面張力（326.1K，1.88MPa）丙烯431.04.10丙烷432.04.33氣相密度（326.1K，1.88MPa）表面張力（326.1K，1.88MPa）丙烯27.0丙烷27.5液相密度氣相密度表面張力1、 塔徑的計(jì)算假設(shè)塔板間距計(jì)算兩相流動(dòng)參數(shù)：查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖 由公式求氣體負(fù)荷因子泛點(diǎn)氣速取泛點(diǎn)率 求得 所需氣體流通截面積選取，由此可求計(jì)算塔徑因塔徑需圓

16、整，故取塔徑D=1.8m,與合乎經(jīng)驗(yàn)關(guān)系。由D=1.8m計(jì)算如下數(shù)據(jù)塔截面積氣體流通截面積，實(shí)際操作氣速泛點(diǎn)率合乎0.60.8范圍，且較為接近初始設(shè)定值0.7.2、 塔高的估算由理論塔板數(shù)（含塔釜），可求得，實(shí)際精餾段67塊，提餾段90塊，塔板間距0.45m。所以有效塔高10個(gè)人孔，每個(gè)0.8m，裙座取5m，塔頂空間取1.5m，釜液上方氣液分離高度去1.8m，設(shè)釜液停留時(shí)間為0.5h，排除釜液流量，故釜液高度，液面板取0.7m總塔高h(yuǎn)=70.2+10x（0.8-0.45）+5+1.5+0.41+（0.7-0.45）=80.86m3、 溢流裝置設(shè)計(jì)降液管（弓形）由，查表可知可求得由查表知，故E近

17、似為1堰上方液頭高度取溢流堰底隙，堰高4、 塔板分布入口和出口安定區(qū)，邊緣區(qū)，F(xiàn)1型浮閥，等腰三角形排列，孔心距75mm，取閥孔動(dòng)能因子。對(duì)單流型弓形降液管塔板有故篩板有效傳質(zhì)面積閥孔氣速閥孔數(shù)開(kāi)孔率第5節(jié) 、塔板的校核1、 液沫夾帶量校核：驗(yàn)證泛點(diǎn)率，查表， 故2、 阻力校核1） 干板阻力聯(lián)立 解得則 2） 液層阻力碳?xì)浠衔锶?.453） 克服液體表面張力阻力總阻力3、 降液管液泛校核降液管阻力不起泡液體，故取0.6由此4、 液體在降液管時(shí)間校核5、 嚴(yán)重漏夜校核嚴(yán)重漏夜點(diǎn)氣速穩(wěn)定系數(shù)第6節(jié) 、塔板性能負(fù)荷圖1、 過(guò)量液沫夾帶線2、 液相下限規(guī)定3、 嚴(yán)重漏液線4、 液相上限線5、 降液

18、管液泛線做負(fù)荷性能圖操作點(diǎn)為, ,可見(jiàn)操作點(diǎn)在圖中，處于圖形中間靠右位置，故基本滿足要求 。max135082.4min26020.0操作彈性5.204.12第4章 ：再沸器的設(shè)計(jì)第1節(jié) 、設(shè)計(jì)條件與工藝條件1、選擇一個(gè)再沸器，其殼層為一個(gè)標(biāo)準(zhǔn)大氣壓下100的飽和水蒸汽，管程走釜液，看做是純丙烷，再沸器與管程的設(shè)計(jì)條件殼程管程溫度/10053壓力（絕壓）/MPa0.1011.88蒸發(fā)量/（kg/h）28742.12塔底壓力P=1720+ Np×hf =1720+157×0.1212×432×9.81×103=1801KPa2、 物性參數(shù)1） 管

19、程流體（丙烷）在53，1.801MPa下的悟性參數(shù)潛熱，液相熱導(dǎo)率，液相粘度液相密度，液相定壓比熱容，表面張力，氣相粘度，氣相密度，蒸氣壓曲線斜率2） 殼程凝液在恒溫100下物性潛熱，熱導(dǎo)率，粘度，密度第2節(jié) 、估算設(shè)備尺寸1、 計(jì)算傳熱速率根據(jù)公式，2、 計(jì)算傳熱溫差3、 假定傳熱系數(shù)有機(jī)液體與水蒸氣傳熱系數(shù)在5701140，假定K=6504、 估算傳熱面積5、 擬定傳熱管規(guī)格為，管長(zhǎng)L=4500mm，則可得管數(shù)6、 若排列按正三角形排列，故，同時(shí)取進(jìn)口管內(nèi)徑，出口管內(nèi)徑第3節(jié) 、傳熱能力核算1、 顯熱段傳熱系數(shù)計(jì)算（）1） 設(shè)傳熱管出口氣含率則循環(huán)量2） 計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)（）計(jì)算雷

20、諾數(shù)普朗克常數(shù)計(jì)算3） 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)（）蒸汽冷凝液質(zhì)量流量計(jì)算傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝噎的質(zhì)量流量計(jì)算冷凝液膜的4） 污垢熱阻及關(guān)閉熱阻沸騰側(cè)，冷凝側(cè)，管壁熱阻取用碳鋼在此溫度下，故5） 計(jì)算顯熱段傳熱系數(shù)（）2、蒸發(fā)段傳熱系數(shù)的計(jì)算1） 傳熱管內(nèi)釜液質(zhì)量流量當(dāng)時(shí)，計(jì)算Martinelli參數(shù)計(jì)算，由以及查圖得，再計(jì)算，再查表得2） 計(jì)算泡核沸騰壓抑因數(shù)計(jì)算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)3） 計(jì)算液體單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)4）計(jì)算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算對(duì)流沸騰因子計(jì)算兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)故沸騰傳熱膜系數(shù)故3、 顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度計(jì)算顯熱段與傳熱管長(zhǎng)度L的比值可求4、 平均傳熱系數(shù)5、 面積

21、裕度計(jì)算實(shí)際需要傳熱面積面積裕度該傳熱器面積合適。第4節(jié) 、循環(huán)流量校核1、計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力當(dāng)，計(jì)算Martinell參數(shù)計(jì)算兩相流的液相分率，計(jì)算處的兩相流平均密度當(dāng)，計(jì)算Martinell參數(shù)計(jì)算兩相流的平均密度根據(jù)公式，計(jì)算處循環(huán)推動(dòng)力2、 循環(huán)阻力的計(jì)算1） 管程進(jìn)口管阻力的計(jì)算計(jì)算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速計(jì)算釜液在進(jìn)口管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度之和計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)故2） 傳熱管顯熱段阻力3） 傳熱管蒸發(fā)段阻力a. 氣相阻力的計(jì)算計(jì)算氣相在傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力 b.液相阻力的計(jì)算故計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力4） 管內(nèi)動(dòng)量變化產(chǎn)生的阻力管

22、內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)M5） 管程出口管氣液相流速a.氣相阻力的計(jì)算b.液相流動(dòng)阻力的計(jì)算6） 計(jì)算系統(tǒng)阻力7）循環(huán)推動(dòng)力略大于循環(huán)阻力，說(shuō)明假設(shè)的基本正確，因此再沸器可以滿足傳熱過(guò)程對(duì)循環(huán)流量的要求。第5章 ：輔助設(shè)備的計(jì)算第1節(jié) 、輔助設(shè)備容器填充系數(shù)1、 進(jìn)料罐（常溫儲(chǔ)存）溫度20，壓力取1.62MPa，丙烯密度，丙烷密度丙烯質(zhì)量分率則進(jìn)料質(zhì)量流量取停留時(shí)間為4天，即t=96h進(jìn)料罐容積圓整之后取2、 回流罐丙烯密度為質(zhì)量流量體積流量停留時(shí)間取10min則回流罐容積V圓整去3、 塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量體積流量停留時(shí)間取5天，t=120h則產(chǎn)品罐的容積取5424、 釜液罐取停留時(shí)間為5天，

23、即120h，釜液密度為445kg/ m3，質(zhì)量流量責(zé)釜液罐的容積圓整取第2節(jié) 、傳熱設(shè)備1、 進(jìn)料預(yù)熱器用60水為熱源，出口約為40走殼程；料液由20加熱至42，走管程，逆流傳熱。傳熱溫差 管程液體流率： 60*（44*0.35+42*0.65）=2562kg/h管程液體焓變：H=(2.696*0.35+2.794*0.65)*(42-20)=60.71kJ/kg傳熱速率：Q= m*H=2562×60.71/3600=43.21kw殼程水焓變：H=4.174*20=83.48kJ/kg殼程水流率：q=3600*Q/H=1863.4kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=500w/(m2K)則傳熱面

24、積：圓整后取A=5m2 2、 塔頂冷凝器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為30走殼程；管程溫度為42傳熱溫差管程流率：=39.375*(15.59+1)*42=27435.7kg/h取潛熱r=275kJ/kg傳熱速率：Q=2095.8kw殼程取焓變：H=4.174*30=125.22kJ/kg則殼程流率：=3600*Q/H=kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=24m23、 塔頂產(chǎn)品冷凝器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為20走殼程。管程溫度由42降至20 管程流率：1653.75kg/h ; 焓變： 2.794*(42-20)=61.47kJ/kg則傳熱速率：Q=61

25、.47*1653.75/3600=28.24kw殼程焓變：H=4.191*20=83.82kJ/kg則殼程流率：=Q/H=28.24*3600/83.82=1212.88kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=500w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=10m24、 釜液冷卻器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程；管程溫度由53降到25，走殼層。管程流率：20.275*44=892.1kg/h丙烷液體焓變：H =2.78*28=77.84kJ/kg傳熱速率：Q=892.1*77.84/3600=19.29kw殼程取焓變：H=83.82kJ/kg則殼程流率：=Q/H=19.29*3600/83.82=8

26、28.49kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=500 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=2m2第3節(jié) 、泵的設(shè)計(jì)1、 進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一臺(tái)備用）液體流速：u=0.5m/s,液體密度：選70×3.0，do=0.064m=64mm液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路長(zhǎng)度：L =120m 取90度彎管2個(gè)（2*40d），其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7，一個(gè)90度彎頭；排出管中截止閥一個(gè)=15d，一個(gè)90度彎頭，進(jìn)入突然縮小=0.5，文氏管流量計(jì)1個(gè)，噴嘴阻力取0.00981Mpa。取，儲(chǔ)液罐壓力為1.62MPa(表壓)p=1.62+0.001050*70

27、-1.62=0.0735MPa則選取泵的型號(hào)：AY 揚(yáng)程：30650m 流量：2.5600m3 /h2、回流泵（兩臺(tái)，一臺(tái)備用）實(shí)際液體流速：u=0.5m/s，液體密度：選219×6,管路直徑：d=0.207m液體粘度 取=0.2，相對(duì)粗糙度：/d=0.00097,查得：=0.0195取管路長(zhǎng)度：l=120m 取90度彎管4個(gè)，其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7,排出管中截止閥一個(gè)=15d，進(jìn)入突然縮小=0.5，文氏管流量計(jì)1個(gè)，噴嘴阻力取0.00981MPa取，p忽略不計(jì)。則選取泵的型號(hào)：Y 揚(yáng)程：60603m 流量：6.25500m3 /h3、 釜液泵（兩臺(tái)，一臺(tái)備用）實(shí)際液體流速：u

28、=0.5m/s選45×2.5，管路直徑：d=0.040m液體密度： 液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.005查得：=0.03取管路長(zhǎng)度：l=60m取90度彎管2個(gè)（2*40d），其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7，一個(gè)90度彎頭；排出管中截止閥一個(gè)=15d，一個(gè)90度彎頭，進(jìn)入突然縮小=0.5，文氏管流量計(jì)1個(gè)，噴嘴阻力取0.00981MPa取，則該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，說(shuō)明正常工作時(shí)無(wú)須使用該泵，但在非正常工作或者停止工作時(shí)，需使用該泵，不可忽略。第6章 ：管路設(shè)計(jì)1、進(jìn)料管線取料液流速：u=0.5m/s 體積流量V=0.00138則取管子規(guī)格70×3的管材。其內(nèi)徑為0.06

29、4 m實(shí)際流速為2、塔頂蒸汽管：取原料流速：u=12m/s 體積流量：V=532.3則取管子規(guī)格140×4.5 . 其內(nèi)徑為0.131m，其實(shí)際流速為3、塔頂產(chǎn)品管取原料流速u(mài)=0.4m/s，其體積流量：V=3.16則取管子規(guī)格60×3. 其內(nèi)徑為0.054 m，其實(shí)際流速為4.、回流管取原料流速：u=0.9m/s 體積流量：V=49.3則取管子規(guī)格152×4.5 . 其內(nèi)徑為0.143m，其實(shí)際流速為5、釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 體積流量：V=2.03則取管子規(guī)格57×3 其內(nèi)徑為0.051 m實(shí)際流速為。6、儀表接管選管規(guī)格：32

30、15;3 .7、塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 體積流量：V=1045.2則，取，內(nèi)徑為0.199m，實(shí)際氣速為所求各管線的結(jié)果如下：名稱(chēng)管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.4370×3頂蒸氣管10.98140×4.5頂產(chǎn)品管0.3860×3回流管0.85152×4.5釜液流出管0.2857×3儀表接管/32×3塔底蒸氣回流管9.34219×10第7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(gè)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(cè)上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度

31、進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。將控制方案列于下表序號(hào)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 =514.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=5233PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=27.54HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=5235HIC-01釜液面控制03m丙烷L(zhǎng)=4456TIC-01釜溫控制4060丙烷L(zhǎng)=445系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要參數(shù)序號(hào)位號(hào)設(shè)備名稱(chēng)形式主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能操作條件1T-101丙烯精餾塔浮閥塔D=1800mmNp=157H=80.86m操作溫度t=53.0操作壓力P=1801kPa

32、2E-101原料預(yù)熱器管殼式換熱器q=2562 kg/hA=5m2Tc1=20 Tc2=42Th1=60Th2=403E-102塔T-101頂冷凝器管殼式換熱器q=27435.7kg/hA=24m2Tc1=0 Tc2=30Th1=Th2=424E-103塔T-101再沸器立式熱虹吸式D=0.8m=14438*2.5*4500mmP=1801kPaTc=53Tb=1005E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器管殼式換熱器q=1653.75 kg/hA=10m2Tc1=0 Tc2=20Th1=42Th2=206P-101進(jìn)料泵2臺(tái)離心泵He=67.3mQ=5。79m3/h丙烯、丙烷混合液7P-102釜液泵2臺(tái)離

33、心泵He=-2.06mQ=2.26 m3/h丙烷液8P-103回流泵2臺(tái)離心泵He=102.19mQ=14.13m3/h丙烯液9P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵丙烯液10P-105塔底產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵丙烷液11V-101原料中間罐臥式丙烯、丙烷混合液12V-102回流罐臥式V=12m3丙烯液13V-103塔頂產(chǎn)品罐立式542m3常壓14V-104塔底產(chǎn)品罐立式245m3常壓15V-105不合格產(chǎn)品罐立式常壓第8章 ：設(shè)計(jì)心得及總結(jié)兩周的課程設(shè)計(jì)時(shí)間久這么匆匆走過(guò)，回想起來(lái)，雖然過(guò)程很艱辛，很痛苦，但是過(guò)程卻有著深刻的意義。不管是查物性參數(shù)，帶入公式進(jìn)行核算，都會(huì)出現(xiàn)一些難以選擇，進(jìn)退兩難的情況出

34、現(xiàn)，我想這對(duì)我們不僅是一個(gè)考驗(yàn)，更是一種鍛煉，問(wèn)題總是在我們努力的過(guò)程中得到解決。雖然在核算的過(guò)程中因?yàn)橛行﹨?shù)一開(kāi)始就選取錯(cuò)誤而導(dǎo)致的結(jié)果錯(cuò)誤，但是我覺(jué)得這也是我們課程設(shè)計(jì)的目的之一，這也是我們?cè)诮窈髮W(xué)習(xí)生活中所需要經(jīng)歷到的，只有堅(jiān)持不懈，問(wèn)題才能解決，我們才能夠真正的掌握一些新的知識(shí)和方法。雖然這次課程設(shè)計(jì)過(guò)程很艱辛，但我發(fā)現(xiàn)我對(duì)于化工原理的一些知識(shí)也有了更新的認(rèn)識(shí)，對(duì)于一些理論知識(shí)與實(shí)踐之間的關(guān)系也有了充分的了解。而且，通過(guò)這次設(shè)計(jì)，我也對(duì)于一些軟件的應(yīng)用有了深一步的了解，比如Excel的函數(shù)應(yīng)用，autoCAD的畫(huà)圖部分，Word的函數(shù)功能等等?？傊ㄟ^(guò)這次設(shè)計(jì)，豐富了我各方面的知識(shí)，同時(shí)也讓我們知道了做科研工作需要的不僅僅是書(shū)本上的知識(shí)。希望老師們可以提出我的設(shè)計(jì)中的缺點(diǎn)和不足，使我能不斷的提高和進(jìn)步。附錄一：主要符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義與單位符號(hào)意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2E液流收縮系數(shù)Aa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2ev單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Ad降液管截面積 m2F0氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m1/2)F1實(shí)際泛點(diǎn)率Ao板孔總截面積 m2Nt理論塔板