化工原理課程設(shè)計(jì)

1、化工過(guò)程與設(shè)備課程設(shè)計(jì)I丙烯-丙烷精餾裝置及其輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)班 級(jí)：化工1402學(xué) 生 姓 名：張雪林學(xué) 號(hào)：201441053指 導(dǎo) 教 師：都健 姜曉濱 張磊完 成 日 期：2017年7月1日大連理工大學(xué)Dalian University of Technology前 言化工原理課程是化學(xué)化工專業(yè)學(xué)生的專業(yè)基礎(chǔ)課程，作為化工專業(yè)出身的學(xué)生，學(xué)好化工原理相關(guān)知識(shí)對(duì)今后從事化工專業(yè)相關(guān)工作及進(jìn)一步深造科研都有著非常重要的意義。經(jīng)過(guò)一年化工原理基礎(chǔ)知識(shí)的學(xué)習(xí)，我們已經(jīng)基本了解了化工原理在化工生產(chǎn)中的重要應(yīng)用，同時(shí)也基本掌握了最基礎(chǔ)的化工過(guò)程計(jì)算方法和設(shè)計(jì)原理。本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)主要包括概述、方案流程簡(jiǎn)

2、介、精餾塔設(shè)計(jì)、再沸器設(shè)計(jì)、輔助設(shè)備設(shè)計(jì)、管路設(shè)計(jì)、控制方案和經(jīng)濟(jì)核算等部分，對(duì)丙烯-丙烷精餾裝置進(jìn)行了詳細(xì)的分析設(shè)計(jì)計(jì)算和校核，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了詳細(xì)的設(shè)計(jì)說(shuō)明和校對(duì)。通過(guò)本次化工原理課程設(shè)計(jì)，完成了對(duì)丙烯-丙烷精餾裝置的設(shè)計(jì)和計(jì)算，本次課程設(shè)計(jì)既是對(duì)化工原理課程學(xué)習(xí)的一個(gè)總結(jié)，充分利用所學(xué)的理論知識(shí)，也為今后從事化工相關(guān)行業(yè)工作打下良好的基礎(chǔ)，在加深對(duì)所學(xué)知識(shí)的認(rèn)識(shí)和理解的同時(shí)，也將所學(xué)的知識(shí)應(yīng)用到實(shí)際化工生產(chǎn)設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算之中，鍛煉了將理論應(yīng)用于實(shí)際和理論聯(lián)系實(shí)際的能力，相信課程設(shè)計(jì)在以后的學(xué)習(xí)、工作中都會(huì)起到良好的作用。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)和水平有限，本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)中還存在

3、很多問(wèn)題和不足，希望老師給予指導(dǎo)和幫助。目 錄1 丙烯丙烷精餾過(guò)程工藝及設(shè)備概述精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石化等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程是在能量分離劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)外加質(zhì)量分離劑），利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，在此過(guò)程中易揮發(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(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)傳熱、傳質(zhì)的過(guò)程。為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程，必須為該過(guò)程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備儀表等構(gòu)成的精餾過(guò)程生產(chǎn)系統(tǒng)稱為精餾裝置。1.1 設(shè)計(jì)的目的和意義本次設(shè)計(jì)是為

4、了確定一套年處理量為5×105 kmol的丙烯丙烷精餾裝置的設(shè)備尺寸及性能參數(shù)，以獲得較大的生產(chǎn)能力及較高的生產(chǎn)效率，并盡量節(jié)約能源，減少污染并得到較高的經(jīng)濟(jì)效益。1.2 方案的確定和論證1.2.1 精餾塔簡(jiǎn)介精餾塔是精餾裝置的核心設(shè)備，氣、液兩相在塔內(nèi)多級(jí)接觸進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱，實(shí)現(xiàn)混合物的分離，為保證精餾過(guò)程能穩(wěn)定、高效地操作，適宜的塔型及合理的設(shè)計(jì)是十分關(guān)鍵的。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。按照

5、塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)，塔設(shè)備可分為板式塔和填料塔兩大類。在板式塔中，塔內(nèi)裝有一定數(shù)量的塔盤(pán)，氣體以鼓泡或噴射的形式穿過(guò)塔盤(pán)上的液層使兩相密切接觸，進(jìn)行傳質(zhì)。兩相的組分濃度沿塔高呈階梯式變化。在填料塔中，塔內(nèi)裝填一定段數(shù)和一定高度的填料層，液體沿填料表面呈膜狀向下流動(dòng)，作為連續(xù)相的氣體自下而上流動(dòng)，與液體逆流傳質(zhì)。兩相的組分濃度沿塔高呈連續(xù)變化。本設(shè)計(jì)選取的是板式塔。與填料塔相比較，在塔效率上，板式塔效率穩(wěn)定；在液氣比方面，板式塔適應(yīng)范圍較達(dá)，而填料塔則對(duì)液體噴淋量有一定要求；在安裝維修方面，板式塔相對(duì)比較容易進(jìn)行；由于所設(shè)計(jì)的塔徑較大，所以在造價(jià)上，板式塔比填料塔更經(jīng)濟(jì)一些；而且，板式塔的重量較輕。所

6、以，在本次設(shè)計(jì)中，設(shè)計(jì)者選擇了板式塔。表1.1 板式塔和填料塔的性能比較項(xiàng)目板式塔填料塔壓力降大小，適于要求壓力降小的場(chǎng)合空塔氣速小大塔效率穩(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，效率常會(huì)下降液氣比適應(yīng)范圍較大對(duì)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(jià)直徑大時(shí)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(jià)顯著增加重量較輕重材質(zhì)要求一般用金屬材料制作可用非金屬耐腐蝕材料1.2.2 常用塔板類型的比較（1）篩板塔板：突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小，但過(guò)去認(rèn)為它很容易漏液、操作彈性小，且易堵塞，應(yīng)用不廣。經(jīng)過(guò)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)，只要設(shè)

7、計(jì)合理和操作適當(dāng)，篩板仍能滿足生產(chǎn)上所要求的操作彈性，而且效率較高。目前已成為應(yīng)用日趨廣泛的一種塔板。（2）泡罩塔板：在氣液負(fù)荷有較大變動(dòng)時(shí)也可操作，且具有較高的塔板效率，操作彈性較大，不易堵塞，對(duì)物料適應(yīng)性強(qiáng)，長(zhǎng)期以來(lái)應(yīng)用較廣。但泡罩塔板的生產(chǎn)能力不大，結(jié)構(gòu)過(guò)于復(fù)雜，不僅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年來(lái)在許多場(chǎng)合已逐漸為其他型式的塔板所取代。（3）浮閥塔板：浮閥塔板是綜合了泡罩和篩板的優(yōu)點(diǎn)研制出來(lái)的。這種塔操作彈性大，阻力比泡罩塔板大為減少，其生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。另外，這種塔的板效率高。主要缺點(diǎn)是浮閥使用久后，由于頻繁活動(dòng)而易脫落或被卡住，操作失常。常用的浮閥有F1和V4型

8、兩種，后者用于減壓塔。在眾多類型的板式塔中，設(shè)計(jì)者選擇了單溢流型浮閥塔板的板式塔，相比較其它類型的板式塔，浮閥塔板由于其開(kāi)度可根據(jù)氣體通過(guò)閥孔的氣速自動(dòng)調(diào)節(jié)，因此可以保持較低的操作氣速而不發(fā)生嚴(yán)重漏液，在較高氣速下不產(chǎn)生過(guò)大的氣流阻力，因此采用浮閥塔板的板式塔操作彈性大，生產(chǎn)能力大，塔板效率高。綜上所述，設(shè)計(jì)者選擇其作為分離設(shè)備的原因。1.2.3 操作回流比精餾塔在開(kāi)車時(shí)原料由進(jìn)料板加入，或有開(kāi)車前將料液直接加入釜中。當(dāng)釜中的料液達(dá)到適當(dāng)液位時(shí)，再沸器開(kāi)始加熱，使液體部分汽化返回塔內(nèi)。塔底的氣相沿塔上升至塔頂，再由塔頂冷凝器將其全部冷凝。開(kāi)車的初始階段將凝液全部返回塔頂做回流液，即全回流。塔頂

9、回流液沿塔下降，在下降的過(guò)程中與塔底上升蒸汽多次逆向接觸和分離。只要塔板數(shù)足夠多，塔頂?shù)囊合嗷亓髁孔銐虼螅谒敿纯色@得所要求純度的易揮發(fā)組分產(chǎn)品。塔底上升蒸汽和塔頂液體回流是精餾過(guò)程連續(xù)進(jìn)行的必要條件?；亓魇蔷s與普通蒸餾的本質(zhì)區(qū)別。精餾過(guò)程的回流比是一個(gè)重要的設(shè)計(jì)和操作參數(shù)，直接關(guān)系到設(shè)備投資和操作費(fèi)用大小。當(dāng)其他條件不變時(shí)，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的熱流量均隨之增加，使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用增加。因回流比R增大，使精餾段操作線斜率增大而遠(yuǎn)離平衡線，每塊板的分離能力提高，使得完成相同分離要求所需的理論板數(shù)NT減少，精餾塔高度隨之降低。但是由于回流比R增大，使塔內(nèi)氣、液相流量增大，引起輔

10、助設(shè)備尺寸增大，塔徑變大以及塔板結(jié)構(gòu)的改變，從而影響到設(shè)備的投資費(fèi)用。由此可見(jiàn)，操作回流比變化對(duì)精餾裝置生產(chǎn)成本的影響是雙重的，故在設(shè)計(jì)時(shí)存在操作回流比的優(yōu)選問(wèn)題。適宜回流比指操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用之和最小時(shí)對(duì)應(yīng)的回流比，需進(jìn)過(guò)衡算來(lái)決定，其準(zhǔn)確值一般較難確定。初步設(shè)計(jì)時(shí)可取經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，工程設(shè)計(jì)一般取1.22.0倍最小回流比。本設(shè)計(jì)中，設(shè)計(jì)者選擇操作回流比為最小回流比的1.4倍。1.2.4 壓力的選擇精餾塔的設(shè)計(jì)和操作都是基于一定塔壓下進(jìn)行的，因此一般精餾塔總是首先要保持操作壓力的恒定。塔壓的變化對(duì)塔的操作將產(chǎn)生如下影響：影響產(chǎn)品質(zhì)量和物料平衡。 改變操作壓力，會(huì)改變組分間的相對(duì)揮發(fā)度，將使每塊板上

11、的氣液平衡的組成發(fā)生改變。壓力增加，組分間的相對(duì)揮發(fā)度降低，分離效率下降，反之亦然。此外，操作壓力對(duì)精餾塔所用的熱源及冷劑品味影響較大，而低溫冷劑較難獲取，其成本常高于熱源成本，因此應(yīng)盡可能避免使用高品位的冷劑。通常選取常壓操作。如果常壓操作時(shí)，塔頂蒸汽的露點(diǎn)低于常溫，則應(yīng)適當(dāng)提高塔的操作壓力，使塔頂蒸汽露點(diǎn)升至常溫以上，采用冷卻水就能將塔頂蒸汽全部冷凝，此壓力即適宜的操作壓力。但是，壓力提得過(guò)高，將導(dǎo)致設(shè)備投資過(guò)大，所以應(yīng)權(quán)衡操作費(fèi)用和設(shè)備投資，選擇一個(gè)適宜的操作壓力。然而，有時(shí)為了實(shí)現(xiàn)蒸餾在系統(tǒng)中的能量集成，需根據(jù)熱源用戶所需的溫位，通過(guò)嚴(yán)格的模擬計(jì)算，來(lái)確定該塔頂蒸汽提至所需溫位時(shí)相應(yīng)的

12、操作壓力。本設(shè)計(jì)中常壓下丙烯丙烷需低溫冷凍方可實(shí)現(xiàn)精餾操作。為避免使用高品位冷劑，設(shè)計(jì)者選擇塔頂壓力1.62MPa（表壓）的加壓條件進(jìn)行設(shè)計(jì)。1.2.5 再沸器再沸器的作用是將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。再沸器多與精餾塔合用，再沸器是一個(gè)能夠交換熱量，同時(shí)有汽化空間的一種特殊換熱器，從塔底線提供液相進(jìn)入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成的兩相流被送回到塔中：氣相組分向上通過(guò)塔盤(pán)、液相組分回塔底。 再沸器可分為立式和臥式兩種，而立式又包括熱虹吸式和強(qiáng)制循環(huán)式兩種，臥式分為熱虹吸式、強(qiáng)制循環(huán)式、釜式再沸器、內(nèi)置式再沸器四種。本次設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸

13、器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，它具有如下幾個(gè)特點(diǎn)：將釜液和換熱器傳熱管中氣液混合物的密度差作為循環(huán)推動(dòng)力，使得釜液在精餾塔底與再沸器間流動(dòng)循環(huán)；能得到非常高的傳熱系數(shù)；結(jié)構(gòu)緊湊、配管簡(jiǎn)單、占地面積??；在加熱區(qū)內(nèi)的停留時(shí)間短，不易結(jié)垢，調(diào)節(jié)容易，設(shè)備及運(yùn)行費(fèi)用低。由于殼程不能機(jī)械清洗，造成修理和維修的難度增加，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)。立式熱虹吸再沸器僅在循環(huán)量大時(shí)相當(dāng)于一塊理論板。同時(shí)由于是立式安裝，因而增加了精餾塔裙座的高度。丙烯丙烷裝置再沸器的熱源可采用熱水或熱蒸汽，而因?yàn)檎羝湎鄬?duì)容易生產(chǎn)、

14、輸送、控制，并且具有較高的冷凝潛熱和較大的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。所以，本設(shè)計(jì)采用的是1 atm，100 下的飽和水蒸氣。1.2.6 冷凝器用以將塔頂蒸汽冷凝成液體，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。本設(shè)計(jì)用循環(huán)水作為冷卻劑。2 方案流程2.1 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（丙烯和丙烷的混合液體）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

15、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。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過(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。2.2 工藝流程2.2.1 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。2.2.2 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

16、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(cè)維修。2.2.3 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。2.3 設(shè)備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.4 具體工藝流程由泵P-101A/B將要分離的丙烯丙烷混合物從原料罐V-101引出，送入精餾塔T-101中。T-101塔所需的熱量由再沸器E-103加入，驅(qū)動(dòng)精餾過(guò)程后，其熱量由冷凝器E-102從塔頂移出，使塔頂蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分經(jīng)回

17、流泵P-103A/B一部分送至T-101塔頂作為回流，余下部分作為產(chǎn)品送入丙烯產(chǎn)品罐V-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷產(chǎn)品罐V-104中。此外，還應(yīng)備一殘液罐V-105，以便收集不合格產(chǎn)品以及停車時(shí)收集裝置內(nèi)全部滯留物料，以待檢測(cè)設(shè)備。3 精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.1 精餾過(guò)程工藝流程1. 分離序列的選擇對(duì)于雙組分精餾或僅采用單塔對(duì)多組分混合物進(jìn)行初分的流程較為簡(jiǎn)單。如果將三個(gè)或三個(gè)以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經(jīng)驗(yàn)規(guī)則，如有序直觀推斷法來(lái)指導(dǎo)選擇。（詳見(jiàn)有關(guān)參考書(shū)）。2. 能量的利用精餾過(guò)程是熱能驅(qū)動(dòng)的過(guò)程，過(guò)程的能耗在整個(gè)生產(chǎn)耗能

18、中占有相當(dāng)大的比重，而產(chǎn)品的單位能耗是考核產(chǎn)品的重要指標(biāo)，直接影響產(chǎn)品的競(jìng)爭(zhēng)能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過(guò)程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量是十分必要的。（1）精餾操作參數(shù)的優(yōu)化在保證分離要求和生產(chǎn)能力的條件下，通過(guò)優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。（2）精餾系統(tǒng)的能量集成著眼于整個(gè)系統(tǒng)的有效能的利用情況，盡量減少有效能浪費(fèi)，按照一定的規(guī)則（如夾點(diǎn)技術(shù)理論），實(shí)現(xiàn)能量的匹配和集成。3. 輔助設(shè)備4. 系統(tǒng)控制方案3.2 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xf65（摩爾百分?jǐn)?shù)），處理量為60kmol/h塔頂丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，總板效率為0.6。2. 操

19、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 飽和水蒸氣 加熱方法間壁換熱（3）冷卻劑及冷卻方法：冷卻劑循環(huán)冷卻水 冷卻方法間壁換熱（4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.43. 塔板形式：篩板4. 處理量：qnF=60kmol/h5. 塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂6. 安裝地點(diǎn)：大連3.3 系統(tǒng)物料衡算和熱量衡算3.3.1 物料衡算系統(tǒng)總物料衡算 (3.1)輕組分物料衡算 (3.2)帶入數(shù)值，得： ； 相應(yīng)的質(zhì)量流量為：qmF = qnF·MF = 60.0×(0.65×42+0.35×44)=2562.0 kg/h (3.3

20、)qmD= qnD·MD = 39.38×(0.98×42+0.02×44)=1655.5kg/h (3.4)qmW = qnW·MW = 20.62×(0.02×42+0.98×44)=906.5kg/h (3.5)式中 進(jìn)料的摩爾流量(kmol/h)、質(zhì)量流量(kg/h)及摩爾分?jǐn)?shù)； 塔頂產(chǎn)品的摩爾流量(kmol/h)、質(zhì)量流量(kg/h)及摩爾分?jǐn)?shù)； 塔底產(chǎn)品的摩爾流量(kmol/h)、質(zhì)量流量(kg/h)及摩爾分?jǐn)?shù)；3.3.2 熱量衡算塔底再沸器熱流量 塔底再沸器加熱蒸汽質(zhì)量流量 塔頂冷凝器熱流量 塔頂冷凝

21、器冷劑質(zhì)量流量 3.4 精餾塔塔板數(shù)的確定 塔頂、釜溫度確定（1）塔頂、釜溫度的確定塔頂溫度塔頂壓力，根據(jù)分離要求塔頂組分中丙烯含量98%，可以以純丙烯進(jìn)行估算，查飽和丙烯蒸氣壓表得：。假設(shè)塔頂溫度為43，查PTK圖得：，因?yàn)椋钥梢哉J(rèn)為塔頂溫度為43。塔釜溫度假設(shè)塔釜溫度；精餾塔的理論塔板數(shù)為108（不含釜），則精餾塔的實(shí)際塔板數(shù)為180。若令每塊板的壓降均為為100mm液柱；液柱的密度可以由塔頂液體密度近似代替，又因?yàn)樗敱┖繛?8%，所以可以由純丙烯密度代替，查得，條件下丙烯的密度為。則塔底壓力：查飽和丙烷蒸氣表（近似認(rèn)為塔釜為純丙烷）可得塔釜溫度，與假設(shè)溫度相差不大，取塔釜溫度為

22、52.2。3.4.2 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算（1）塔頂壓力，塔頂溫度，查烴類的p-K-T圖得：kA=1.01，kB=0.89，則頂=kA/kB=1.01/0.89=1.135；=0.98，=0.02，則：，；（2）塔底壓力，塔底溫度，查烴類的p-K-T圖得：kA=1.13，kB=1.00，則釜=kA/kB=1.13/1.00=1.130；，則：，；（3）=1.132。3.4.3 回流比及塔板數(shù)的確定(1)塔內(nèi)氣液相流量：精餾段：， 提餾段：，（1）回流比的確定E點(diǎn)坐標(biāo)：(0.650，0.678)最小回流比： (2.10)操作回流比：1）精餾段操作線方程： (2.20)式中：R操作回流比； 離開(kāi)第n塊

23、板的液相摩爾組成； 離開(kāi)第n+1塊板的汽相摩爾組成。即： yn+1 =0.939 xn +0.0601（2）提餾段操作線方程： (2.21)式中：進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)。即 yn+1 =1.032 xn 6.42×10-4（3）相平衡方程 (2.22)（4）逐板計(jì)算各板氣液相組成：輸入：qnF xFq R xD xW圖2.1 逐板計(jì)算法計(jì)算框圖初值，精餾段計(jì)算至，進(jìn)料板即為第j塊。并且換提餾段方程繼續(xù)計(jì)算，直至。（5）計(jì)算結(jié)果：最佳進(jìn)料位置第50塊理論板，理論板數(shù)NT=107，利用Excel計(jì)算結(jié)果詳見(jiàn)附錄B。實(shí)際板數(shù)：。將理論塔板數(shù)重新假設(shè)為107，物性變化不大，精餾段操作線與提餾段操作線

24、均無(wú)明顯變化，第二次迭代結(jié)果見(jiàn)附表。3.5 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)3.5.1 塔頂物性數(shù)據(jù)塔頂壓力，塔底溫度查得常壓下：丙烯：液相密度： 液相表面張力：丙烷：液相密度： 液相表面張力：由于氣體密度按常壓查取，需要校正。查兩參數(shù)普遍化壓縮因子圖：丙烯的臨界溫度 ， 臨界壓力；，查普遍化壓縮因子圖，可得，氣相密度： 。丙烷的臨界溫度，臨界壓力；，查普遍化壓縮因子圖，可得，氣相密度 。按塔底塔板氣液相組成修正混合物物性：由可得：，液相密度液相表面張力： 塔高由節(jié)計(jì)算結(jié)果可知，所設(shè)計(jì)精餾塔共有實(shí)際板177塊，HT=500 mm，則塔有效高度Z0為： Z0 = 0.5×176=88m設(shè)釜液在釜內(nèi)停留

25、時(shí)間為30min，排出釜液流量qmW = 906.5 kg/h，塔釜丙烷密度，則釜液的高度為：將進(jìn)料所在板的板間距增至1000mm，每20塊板設(shè)置一個(gè)人孔，人孔所在板的板間距增至800mm，共9個(gè)人孔。此外在考慮塔頂端氣液分離空間高度取1.5m，釜液上方氣液分離空間高度取0.5m。各段高度之和為h=93m。裙座高度：5m。所以，塔的安裝高度=塔體高度+裙座高度。 塔徑氣相體積流量： 液相體積流量： 液、氣流動(dòng)參數(shù)： 假設(shè)塔板間距HT=0.50m，查Smith關(guān)聯(lián)圖，C20=0.056。因而氣體負(fù)荷因子： .液泛氣速： 取設(shè)計(jì)泛點(diǎn)率為0.7，則空塔氣速： u=0.7×0.143=0.1

26、001m/s氣體流道截面積： 選取單流型弓形降液管塔板，取=0.12得：則塔徑 。計(jì)算塔徑D與設(shè)計(jì)規(guī)范值比較進(jìn)行圓整，取塔徑D =1.8m.對(duì)圓整后塔徑校核：實(shí)際面積： 降液管截面積：Ad=AT×0.12= 0.299 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=2.191m2實(shí)際操作氣速： 實(shí)際泛點(diǎn)率： 降液管流速 降液管及溢流堰（1）降液管尺寸由以上設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降液管所占面積降液管截面積：Ad = AT×0.12=0.299 m2由Ad/AT=0.12,查化工原理圖8.2.23弓形降液管的寬度與面積可得：lw/D =0.76則堰長(zhǎng) lw=0.76×D=0.785&#

27、215;2=1.368m根據(jù)以上選取的lw/D值計(jì)算降液管寬度bd：選取平形受液盤(pán)，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙hb=0.03m。（2）溢流堰尺寸堰上液頭高h(yuǎn)OW由下式計(jì)算，式中E近似取1，則： 考慮到物料比較清潔，且液相流量不大，取堰高h(yuǎn)w=0.04m,底隙hb=0.03m。溢流強(qiáng)度： 降液管底隙液體流速： 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度b=3mm進(jìn)出口安全寬度邊緣區(qū)寬度有效傳質(zhì)區(qū)降液區(qū)受液區(qū)l wbdbsbsrxbc圖3.1 塔板布置圖由Ad/AT=0.12,查化工原理圖8.2.23弓形降液管的寬度與面積可得：圖3.2 篩孔排布圖所以降液管寬度： ，；有效傳質(zhì)面積： 5）篩孔

28、的尺寸和排列采用篩孔，有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，常按正三角形排列。取篩孔的直徑d0=8mm=0.008 m孔中心距t： 取t=24mm=0.024m篩板開(kāi)孔率：開(kāi)孔率：，在0.06 0.14范圍之內(nèi)。篩孔氣速： 篩孔個(gè)數(shù)：3.6 塔板流動(dòng)性能校核3.6.1 液沫夾帶量校核之前計(jì)算得出兩相流動(dòng)參數(shù)：根據(jù)兩相流動(dòng)參數(shù)，利用Fair關(guān)聯(lián)圖（化工原理下冊(cè)課本第194頁(yè)圖，液沫夾帶關(guān)聯(lián)圖），由,泛點(diǎn)率為0.673，查圖得到。有，可得因?yàn)?，所以液沫夾帶量滿足要求。3.6.2 塔板阻力的核對(duì)1. 干板阻力 前面假設(shè)的篩孔直徑d0=8mm，塔板厚度b=3mm；d0/b=2.67，查化工原理下冊(cè)課本第195頁(yè)圖，塔板孔流系

29、數(shù)圖，查得。所以2. 塔板充氣液層阻力，為塔板上液層充氣系數(shù)，由；氣體動(dòng)能因子；由氣體動(dòng)能因子查化工原理下冊(cè)課本第195頁(yè)圖，充氣系數(shù)與動(dòng)能因子的關(guān)系圖，查得。因?yàn)橛汕拔牡茫?；所以?.克服液體表面張力阻力由以上三項(xiàng)阻力之和求塔板阻力由于塔板阻力較小，滿足要求。3.6.3 降液管液泛校核由， 取=0將之前求得的數(shù)據(jù)代入上式可求解因此，取降液管中泡沫層的相對(duì)密度（對(duì)一般液體取）因此不會(huì)產(chǎn)生降液管液泛。3.6.4 液體在降液管中的停留時(shí)間， 因此滿足要求。3.6.5 嚴(yán)重漏液校核（1）計(jì)算嚴(yán)重漏夜時(shí)的干板阻力由公式計(jì)算得：。（2）計(jì)算漏夜點(diǎn)氣速，滿足要求,不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。各項(xiàng)校核均滿足要求,故所

30、設(shè)計(jì)的篩板可用。3.7 負(fù)荷性能圖 過(guò)量液沫夾帶線根據(jù),并將有關(guān)變量與，的關(guān)系帶入整理得：代入已知數(shù)據(jù)，整理得：因此，由上述關(guān)系可作得過(guò)量液沫夾帶線如圖曲線。 液相下限線令=0.006,取E=1.0得 由上述關(guān)系可作得液相下限線如圖曲線。 嚴(yán)重漏液線將公式 代入下式： （近似取為前面計(jì)算的值）化簡(jiǎn)得：其中：3992.62因此解得：由上述關(guān)系可作得嚴(yán)重漏夜線如圖曲線。 液相上限線由=5 得由上述關(guān)系可作得液相上限線如圖曲線。 降液管液泛線令，將，以及與，與，與，的關(guān)系全部代入前式，整理可得：其中因此，可得由上述關(guān)系可作得降液管液泛線如圖曲線。4 立式熱虹吸再沸器的設(shè)計(jì)4.1 再沸器的設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)

31、計(jì)條件4.1.1 再沸器的設(shè)計(jì)任務(wù)設(shè)計(jì)一臺(tái)第2章所設(shè)計(jì)精餾塔塔釜液體加熱所需的立式熱虹吸式再沸器，采用1 atm，100 下的飽和水蒸氣作為加熱熱源，加熱塔釜液體使之沸騰。 再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條件表4.1 再沸器殼程與管程參數(shù)項(xiàng)目物料、物性殼程管程進(jìn)口出口進(jìn)口出口物料水蒸氣水98%丙烯丙烷98%丙烯丙烷溫度10010052.252.2壓力（絕壓）MPa0.1013250.1013251.8041.8044.2 再沸器的工藝設(shè)計(jì)4.2.1 物性數(shù)據(jù)（1）殼程凝液（水蒸汽）在100，0.1013MPa下的物性數(shù)據(jù)：相變熱： 熱導(dǎo)率：粘 度： 密 度：（2）管程流體（按純丙烷算）在52.2，1.

32、804MPa下的物性數(shù)據(jù)：相變熱： 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 設(shè)備尺寸估算熱流量： 傳熱溫差：假設(shè)傳熱系數(shù)，則可估算傳熱面積擬用傳熱管規(guī)格為：，管長(zhǎng)L=3000mm，則總傳熱管數(shù)： 若將傳熱管按正三角形排列，則取管心距t為30mm，。殼徑直徑：圓整后取殼徑D=600mm，再沸器長(zhǎng)徑比L/D=5（46之間），較為合理。取管程進(jìn)口接管直徑：Di=250mm，出口接管直徑：Do=350mm。 傳熱系數(shù)校核（1）顯熱段傳熱系數(shù)KCL設(shè)傳熱管出口處氣含率，則循環(huán)流量： 熱段管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)管內(nèi)質(zhì)量流速： 雷諾數(shù)為： 普朗特?cái)?shù)

33、為： 顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：管外表面冷凝傳熱系數(shù)蒸汽冷凝的質(zhì)量流量： 管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液的質(zhì)量流量：冷凝液膜的雷諾數(shù)： 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：污垢熱阻及管壁熱阻沸 騰 側(cè)： 冷 凝 側(cè)： 管壁熱阻： 顯熱段傳熱系數(shù)（2）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KCE傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量： 當(dāng)時(shí)，martinelli參數(shù)：得：，查得：.08當(dāng)，得到：，再次查得： 泡核沸騰修正因數(shù)： 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：以液體單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：對(duì)流沸騰因子： 兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 沸騰傳熱膜系數(shù)： 沸騰傳熱系數(shù)：（3）顯熱段和蒸發(fā)段的長(zhǎng)度顯熱段的長(zhǎng)度與傳熱管總長(zhǎng)的比值：顯熱段長(zhǎng)度： 蒸發(fā)段長(zhǎng)度：（4）平均傳

34、熱系數(shù)（5）面積裕度實(shí)際傳熱面積： ，該再沸器的傳熱面積合適。 循環(huán)流量校核（1）循環(huán)推動(dòng)力當(dāng)時(shí)，；兩相流的液相分率為：兩相平均密度：當(dāng)x=0.235時(shí)，；兩相流的液相分率為：兩相平均密度：參照設(shè)計(jì)參考表并根據(jù)焊接需要取l=0.9m，于是計(jì)算循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力：（2）循環(huán)阻力管程進(jìn)口管阻力釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速：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：進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)管程進(jìn)口管阻力： 傳熱管顯熱段阻力釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速： 釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)： 進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)傳熱管顯熱段阻力： 傳熱管蒸發(fā)段阻力汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速： 汽相在傳熱管

35、內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)： 傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)汽相流動(dòng)阻力： 液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速： 液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)： 傳熱管內(nèi)液相流動(dòng)的摩擦系數(shù)傳熱管內(nèi)液相流動(dòng)阻力： 傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力： 管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)：管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力：管程出口管阻力管程出口管中氣、液相總質(zhì)量流速：管程出口管中氣相質(zhì)量流速： 管程出口管的長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和：管程出口管中氣相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)： 管程出口管氣相流動(dòng)的摩擦系數(shù)：管程出口管汽相流動(dòng)阻力： 管程出口管中液相質(zhì)量流速： 管程出口管中液相流動(dòng)雷諾數(shù)：管程出口管中液相流動(dòng)的摩擦系數(shù)管程出口液相流動(dòng)阻力： 管程出口

36、管中的兩相流動(dòng)阻力：系統(tǒng)阻力循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值為循環(huán)推動(dòng)力略大于循環(huán)阻力，說(shuō)明所設(shè)的出口氣化率=0.235基本正確，因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過(guò)程對(duì)循環(huán)流量的要求。5 其他輔助設(shè)備、管路及泵的工藝設(shè)計(jì)選擇本套精餾裝置設(shè)計(jì)中，除主要設(shè)備精餾塔外，輔助設(shè)備主要包括再沸器、冷凝器、預(yù)熱器、冷卻器、貯罐等，再沸器的設(shè)計(jì)已單獨(dú)在第3章中進(jìn)行詳細(xì)敘述，以下僅對(duì)其他輔助設(shè)備進(jìn)行初步估算。5.1 換熱設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1.1 塔頂冷凝器擬用循環(huán)水（10）走殼程作為冷卻劑，出口溫度為30。管程流體溫度為43。傳熱溫差：冷凝器熱負(fù)荷：查表得10與30水的平均比熱容約為則冷凝水的消耗量為：選取傳熱系數(shù)傳熱面

37、積： 5.1.2 原料預(yù)熱器原料液由貯罐中用泵送入精餾塔前需要經(jīng)過(guò)預(yù)熱至1.737MPa下泡點(diǎn)進(jìn)料，已知泡點(diǎn)溫度45。（計(jì)算見(jiàn)附錄）擬用熱水（90）走殼程逆流換熱作為加熱介質(zhì)，出口溫度為60。管程流體入口溫度為20，出口溫度為45。傳熱溫差：進(jìn)料質(zhì)量流量：查表計(jì)算得丙烷在與之間的平均比熱容約為查表計(jì)算得丙烯在與之間的平均比熱容約為因?yàn)檫M(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)為，所以進(jìn)料質(zhì)量分?jǐn)?shù)為。進(jìn)料的平均比熱容為：。預(yù)熱器熱負(fù)荷：選取傳熱系數(shù)傳熱面積： 5.1.3 塔底產(chǎn)品冷卻器擬用循環(huán)水（10）走殼程逆流換熱作為冷卻劑，出口溫度為20。管程流體入口溫度為52.2，出口溫度為25。傳熱溫差：管程質(zhì)量流量：，查表計(jì)算得丙

38、烷在與之間的平均比熱容約為因此，總傳熱量為：查表得10與20水的平均比熱容約為則冷凝水的消耗量為：假設(shè)傳熱系數(shù)：則總傳熱面積：圓整后取。5.1.4 塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用循環(huán)水（10）走殼程逆流換熱作為冷卻劑，出口溫度為30。管程流體入口溫度為43，出口溫度為20。傳熱溫差：冷卻器熱負(fù)荷：選取傳熱系數(shù)傳熱面積： 表5.2 換熱器設(shè)備闡述設(shè)計(jì)序號(hào)位號(hào)名稱型式熱流量/kW傳熱系數(shù)/W(/m2·k)傳熱溫差/傳熱面積/m2備注1E101進(jìn)料預(yù)熱器固定管板式50.2160042.45290水2E102塔頂冷凝器固定管板式239080021.4717410循環(huán)水3E103塔底再沸器立式熱虹吸221

39、5.685047.854.53100飽和水蒸氣4E104塔頂產(chǎn)品冷卻器固定管板式23.5770011.432.410循環(huán)水5E105釜液冷卻器固定管板式19.5460022.52210循環(huán)水5.2 儲(chǔ)罐的設(shè)計(jì)5.2.1 塔頂產(chǎn)品罐查表得,下丙烯的密度約為。塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量為取產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，則產(chǎn)品罐的容積5.2.2 釜液罐塔釜產(chǎn)品的摩爾流量為，（塔頂按純丙烷計(jì)算），查表得,下丙烷的密度約為。質(zhì)量流量為取產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，則釜液罐的容積5.2.3 進(jìn)料罐進(jìn)料泡點(diǎn)溫度?；旌弦旱拿芏瓤山朴杀楹捅┑拿芏扔?jì)算求得：查表得丙烯的密度約為，丙烷的密度約為。進(jìn)

40、料為（摩爾分率），所以（質(zhì)量分率）。因此可求混合密度：進(jìn)料質(zhì)量流量：取產(chǎn)品在進(jìn)料罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，進(jìn)料罐容積：5.2.4 回流罐塔頂回流的摩爾流量為，（塔頂按純丙烯計(jì)算），查表得,下丙烯的密度約為。質(zhì)量流量為取液體在回流罐中停留時(shí)間為，填充系數(shù)取，則產(chǎn)品罐的容積表5.1 儲(chǔ)罐容積估算結(jié)果表序號(hào)位號(hào)名稱停留時(shí)間/h容積/1V-101進(jìn)料罐725722V-102回流罐0.25203V-103塔頂產(chǎn)品罐1206044V-104釜液罐1203465.3 管路的設(shè)計(jì)5.3.1 進(jìn)料管線已知進(jìn)料處 ，前文已經(jīng)試差查得進(jìn)料泡點(diǎn)溫度?；旌弦旱拿芏瓤山朴杀楹捅┑拿芏扔?jì)算求得：查表得丙烯的密度約為

41、，丙烷的密度約為。進(jìn)料為（摩爾分率），所以（質(zhì)量分率）。因此可求混合密度：。進(jìn)料的質(zhì)量流量為：進(jìn)料的體積流量為：取流體流速，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.2 塔頂蒸汽管線由前文可得，塔頂上升蒸汽的質(zhì)量流量：（塔頂按照純丙烯計(jì)算）查得,下丙烯蒸汽的密度約為塔頂上升蒸汽的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.3 塔頂產(chǎn)品接管線查得,下丙烯液體的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.4 塔頂回流管線由前文可得，塔頂回流液的質(zhì)量流量：（塔頂按照純丙烯計(jì)算）查得,下丙烯液體的密度約為塔

42、頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.5 塔釜產(chǎn)品流出管線查得,下塔底液體的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.6 塔釜蒸汽回流管線由前文可得，塔釜蒸汽回流的質(zhì)量流量：（塔底按照純丙烷計(jì)算）查得,下塔底蒸汽的密度約為塔頂產(chǎn)品的體積流量為：取流體速度為，則管路內(nèi)徑為：選取管路規(guī)格為，則實(shí)際流速為：5.2.7 儀表接管選取規(guī)格為的管路管路設(shè)計(jì)及選型結(jié)果如下表：表6.1 管路設(shè)計(jì)結(jié)果表名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.51168×3塔頂蒸氣管14.53133

43、5;4塔頂產(chǎn)品管0.47957×3塔頂回流管0.467219×8釜液流出管0.46645×3塔底蒸氣回流管13.80152×8儀表接管/25×2.55.3 泵的設(shè)計(jì)5.3.1 進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一用一備）由前文可知，進(jìn)料流體流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。進(jìn)料混合密度為：查表得進(jìn)料條件下，丙烯的粘度為，丙烷的粘度為進(jìn)料混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查化工原理（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管2個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮?。ǎ粋€(gè)90度

44、彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），一個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取進(jìn)料位置與進(jìn)料罐的高度差為，進(jìn)料位置壓力估算：取進(jìn)料罐的壓力與相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，進(jìn)料泵的揚(yáng)程為：進(jìn)料流量為：參考化工原理（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考石化裝置用泵選用手冊(cè)第100頁(yè)，選用型號(hào)為IH50-32-250B的離心泵，流量為，揚(yáng)程為，功率為。5.3.2 回流泵（兩臺(tái)，一備一用）由前文可知，塔頂回流流體流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。塔頂按純丙烯計(jì)算，塔頂回流液混合密度約為丙烯密度，。查表得塔頂條件下，丙烯

45、的粘度為，丙烷的粘度為回流液混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查化工原理（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管4個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮?。ǎ?，兩個(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），兩個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取回流位置與塔頂回流罐的高度差為，塔頂回流位置壓力為：取回流罐的壓力與相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，回流泵的揚(yáng)程為：塔頂回流流量為：參考化工原理（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為

46、：參考石化裝置用泵選用手冊(cè)第102頁(yè)，選用型號(hào)為IH80-50-315的離心泵，流量為，揚(yáng)程為，功率為。5.3.3塔底釜液泵（兩臺(tái)，一備一用）由前文可知，塔底釜液產(chǎn)品流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。塔底按純丙烷計(jì)算，塔底釜液混合密度約為，。查表得塔釜條件下，丙烯的粘度為，丙烷的粘度為釜液混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查化工原理（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管4個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮小（），兩個(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），兩個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)

47、1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取塔釜位置與塔底釜液罐的高度差為，塔底釜液位置壓力為：取釜液罐的壓力與相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，釜液泵的揚(yáng)程為：塔底釜液流量為：參考化工原理（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考石化裝置用泵選用手冊(cè)第99頁(yè)，選用型號(hào)為IH50-32-125的離心泵，流量為，揚(yáng)程為，功率為。該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時(shí)不使用，但非正?；蛲Ｖ构ぷ鲿r(shí)，需要使用。5.3.4 塔頂產(chǎn)品泵（兩臺(tái)，一備一用）由前文可知，塔頂產(chǎn)品流速，選取管路規(guī)格為，管路內(nèi)徑。塔頂按純丙烯計(jì)算，塔底釜液混合密度約為，。查表得塔頂條件下，丙烯的粘度為，丙烷

48、的粘度為塔頂產(chǎn)品混合粘度為：取絕對(duì)粗糙度為：，則相對(duì)粗糙度為流動(dòng)的雷諾數(shù)為：查化工原理（上冊(cè)）課本第43頁(yè)圖，根據(jù)相對(duì)粗糙度與雷諾數(shù)，查得摩擦系數(shù)。取管路直管長(zhǎng)度為：取90度彎管4個(gè)（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥（），吸入管段突然縮?。ǎ?，兩個(gè)90度彎頭；排出管中閘閥一個(gè)（），兩個(gè)90度彎頭，排出管段突然擴(kuò)大（），文氏管流量計(jì)1個(gè)。則管路的總阻力為：帶入數(shù)據(jù)的得：取回流罐位置與塔頂產(chǎn)品罐的高度差為，取回流罐的壓力與產(chǎn)品罐相近，則壓差可以忽略不計(jì)。因此，塔頂產(chǎn)品泵的揚(yáng)程為：塔底釜液流量為：參考化工原理（上冊(cè)）課本第399頁(yè)附錄T，選用泵的型號(hào)為：IH，揚(yáng)程范圍為：，流量范圍為：參考石化裝置用泵選

49、用手冊(cè)第99頁(yè)，選用型號(hào)為IH50-32-125的離心泵，流量為，揚(yáng)程為,功率為。5.3.5 回流泵（兩臺(tái)，一備一用）為了方便儲(chǔ)罐中的產(chǎn)品運(yùn)輸出去，在兩個(gè)儲(chǔ)罐中還設(shè)置了兩個(gè)料液輸出泵。所用相關(guān)泵的參數(shù)匯總?cè)缦拢罕?.2 泵設(shè)備及主要參數(shù)序號(hào)位號(hào)名稱型號(hào)揚(yáng)程/m流量m3/h功率kW1P-101進(jìn)料泵IH50-32-250B63.66.67.52P-102塔底釜液泵IH80-50-31512360453P-103塔頂回流泵IH50-32-1255.753.750.554P-104塔頂產(chǎn)品泵IH50-32-12556.30.555P-105塔底產(chǎn)品泵IH50-32-12556.30.556 控制方案

50、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)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。只有一個(gè)被控變量的簡(jiǎn)單控制系統(tǒng)，可解決化工生產(chǎn)中大部分的控制問(wèn)題。但是由于其功能單一，滯后較大，對(duì)于干擾多而劇烈的對(duì)象，有一定局限性，其控制質(zhì)量較差。為適應(yīng)工藝要求，在簡(jiǎn)單控制的基礎(chǔ)上，又發(fā)展起來(lái)許多復(fù)雜的控制系統(tǒng)。將本設(shè)計(jì)的控制方案列于下表：表7.1 控制方案匯總序號(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0-3000kg/h丙烯、丙烷461.32FIC-02回流定量控制0-30000kg

51、/h丙烯470.03PIC-01塔頂壓力控制03MPa丙烯470.04HIC-01回流罐液面控制01m丙烯470.05HIC-02釜液液面控制03m丙烷452.66TIC-01進(jìn)料溫度控制060丙烯、丙烷461.37TIC-02釜液溫度控制060丙烷452.67 設(shè)計(jì)概算和技術(shù)經(jīng)濟(jì)7.1主要設(shè)備費(fèi)用估算涉及的主要設(shè)備有精餾塔、再沸器、冷凝器。由于冷凝器不進(jìn)行詳細(xì)設(shè)計(jì)，因此其費(fèi)用采用比例系數(shù)估算。計(jì)算公式如下：7.1.1 精餾塔設(shè)備費(fèi)用估算 精餾塔設(shè)備估算采用重量法計(jì)算，計(jì)算公式如下：塔體材料，塔板材料，此材料價(jià)格已考慮加工因素。1）精餾塔塔體重量估算：精餾塔塔體重量主要由封頭重量和殼體重量組成。