1、過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)（二）（丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)）學(xué) 院（系）： 化工與環(huán)境生命學(xué)部_班 級(jí)： 環(huán)工1302_學(xué) 生 姓 名： 崔世璇_學(xué) 號(hào)： 201346075_指 導(dǎo) 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(xué)生的一門(mén)重要的技術(shù)基礎(chǔ)課，其課程設(shè)計(jì)涉及多學(xué)科知識(shí)，包括化工，制圖，控制，機(jī)械等各種學(xué)科，是一項(xiàng)綜合性很強(qiáng)的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)設(shè)計(jì)思維的好方法，是為以后的各種設(shè)計(jì)準(zhǔn)備條件；是化工原理教學(xué)的關(guān)鍵環(huán)節(jié)，也是鞏固和深化理論知識(shí)的重要環(huán)節(jié)。本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)包括概述、方案流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計(jì)、控制方案和經(jīng)

2、濟(jì)分析共八章。說(shuō)明中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了較為詳細(xì)的闡述，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路和控制方案的設(shè)計(jì)也做了簡(jiǎn)要的說(shuō)明。 在設(shè)計(jì)過(guò)程中，得到了吳雪梅和李祥村老師的指導(dǎo)，得到了同學(xué)們的幫助，同學(xué)們一起討論更讓我感受到設(shè)計(jì)工作是一種集體性的勞動(dòng)，少走了許多彎路，避免了不少錯(cuò)誤，也提高了效率。鑒于學(xué)生的經(jīng)驗(yàn)和知識(shí)水平有限，設(shè)計(jì)中難免存在錯(cuò)誤和不足之處，請(qǐng)老師給予指正。感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目 錄前 言I目 錄II第一章 概述11.1精餾塔1塔型選擇1板型選擇21.2再沸器21.3冷凝器（設(shè)計(jì)從略）3第二章 方案流程簡(jiǎn)介42.1精餾裝置流程42.2工藝流程4物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸4必要的檢測(cè)手段4調(diào)節(jié)裝置42

3、.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(guò)程系統(tǒng)設(shè)計(jì)63.1 設(shè)計(jì)條件63.1.1 工藝條件63.1.2 操作條件6塔板形式：6處理量：6安裝地點(diǎn)：6塔板設(shè)計(jì)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(jì)算63.2.2 塔底溫度與壓力的計(jì)算73.2.3 平均相對(duì)揮發(fā)度73.3 物料衡算及熱量衡算7物料衡算73.3.2 熱量衡算83.3 塔板數(shù)的計(jì)算8回流比的計(jì)算8給出假設(shè)，進(jìn)行迭代9計(jì)算結(jié)果143.4 精餾塔工藝設(shè)計(jì)14物性數(shù)據(jù)14初估塔徑14塔高的估算163.5 溢流裝置的設(shè)計(jì)163.5.1 降液管 （弓形）16溢流堰16受液盤(pán)和底隙173.6 浮閥數(shù)

4、及排列方式17浮閥數(shù)17浮閥排列方式173.7 塔板流動(dòng)性能校核18液沫夾帶量的校核18塔板阻力計(jì)算18降液管液泛校核19液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間19嚴(yán)重漏液校核193.8 負(fù)荷性能圖19過(guò)量液沫夾帶線19液相下限線20嚴(yán)重漏液線20液相上限線20降液管液泛線20負(fù)荷性能圖213.9 塔設(shè)計(jì)結(jié)果表22操作條件及物性參數(shù)22塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果22第四章 再沸器的設(shè)計(jì)234.1 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件23選用立式熱虹吸式再沸器23再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)234.2 估算設(shè)備尺寸244.3 傳熱系數(shù)的校核24顯熱段傳熱系數(shù)KL24蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算25顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度27平均傳熱系數(shù)KC

5、27傳熱面積裕度：274.4 循環(huán)流量校核27循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力27循環(huán)阻力Pf：284.5 再沸器設(shè)計(jì)結(jié)果31第五章 輔助設(shè)備的選型325.1冷凝器325.2 進(jìn)料預(yù)熱器325.3 兩端產(chǎn)品冷卻器33塔頂產(chǎn)品冷卻器33塔底產(chǎn)品冷卻器335.4 容器33進(jìn)料罐（常溫貯料）34回流罐（43）34塔頂產(chǎn)品罐34塔底產(chǎn)品罐345.5輔助設(shè)備設(shè)計(jì)匯總35換熱器設(shè)計(jì)匯總35儲(chǔ)罐設(shè)計(jì)匯總35第六章 管路設(shè)計(jì)及泵的選擇366.1管路設(shè)計(jì)36進(jìn)料管36塔頂蒸氣管36塔頂產(chǎn)品管36回流管36釜液流出管37儀表接管37塔底蒸汽回流管37管線設(shè)計(jì)結(jié)果376.2 泵的選擇38進(jìn)料泵(兩臺(tái)，一用一備)38回流泵（兩臺(tái)，一用

6、一備）38釜液泵（兩臺(tái)，一用一備）39料液輸出泵406.2.5 泵設(shè)計(jì)結(jié)果40第七章 控制方案41第八章 經(jīng)濟(jì)概算428.1 項(xiàng)目總投資估算428.2 項(xiàng)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(xiàng)目生產(chǎn)成本438.3 項(xiàng)目經(jīng)濟(jì)效益分析43設(shè)計(jì)心得及總結(jié)44附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明45附錄二 參考文獻(xiàn)47第一章 概述精餾是分離過(guò)程中的重要單元操作之一，在能量劑驅(qū)動(dòng)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(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過(guò)程。所

7、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(chǔ)罐、預(yù)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(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。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(chǎng)合空塔氣速（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1400

8、mm以下效率較高；塔徑增大，效率會(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)顯著增加表1- 1 板式塔和填料塔的性能比較在本次設(shè)計(jì)中采用板式塔，一方面板式塔的設(shè)計(jì)比較成形，可借鑒的數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)結(jié)果較多；另一方面，板式塔的造價(jià)相對(duì)低廉，安裝維修都更為簡(jiǎn)便。板型選擇塔板類型泡罩塔板篩板塔板浮閥塔板優(yōu)點(diǎn)塔板操作彈性大，塔效率也比較高，不易堵結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小操作彈性大，塔板壓降低，塔板效率較高缺點(diǎn)結(jié)構(gòu)復(fù)雜，制造成本高，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

9、或損壞表1- 2 不同類型塔板的優(yōu)缺點(diǎn)比較本設(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)雜的上升管和泡罩。當(dāng)氣體負(fù)荷較低時(shí)，浮閥的開(kāi)度較小，漏液量不多；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。且經(jīng)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)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(jìn)行。立式虹吸式臥式虹吸式強(qiáng)制循環(huán)式釜式再沸器內(nèi)置式優(yōu)點(diǎn)結(jié)構(gòu)緊湊，占地面積小，傳熱系數(shù)高維護(hù)、清理方便適于高粘度、

10、熱敏性物料，固體懸浮液和長(zhǎng)顯熱段和低蒸發(fā)比的高阻力系統(tǒng)可靠性高，維護(hù)、清理方便結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，傳熱面積小缺點(diǎn)殼程不能機(jī)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(jià)高，易結(jié)垢?jìng)鳠嵝Ч焕硐氡?- 3 不同類型再沸器性能比較本設(shè)計(jì)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(dòng)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(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。1.3冷凝器（設(shè)計(jì)從略）冷凝器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)

11、得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。本設(shè)計(jì)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(jiǎn)介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?；亓饕簭乃?/p>

12、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。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、液位等各項(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

13、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?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2第三章 精餾過(guò)程系統(tǒng)設(shè)計(jì)3.1 設(shè)計(jì)條件3.1.1 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。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。塔板

14、形式：浮閥處理量：=50kmol/h安裝地點(diǎn)：大連塔板設(shè)計(jì)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(jì)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， 塔底溫度與壓力的計(jì)算工程經(jīng)驗(yàn)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(shí)際塔板數(shù)。設(shè)塔底=53，查PTK圖得，得3.2.3 平均相對(duì)揮發(fā)度3.3 物料衡算及熱量衡算物料衡算1) 全塔物料衡算其中： 塔頂采出量 塔底采出量 進(jìn)料量 塔頂產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù) 塔底產(chǎn)品組成，摩爾

15、分?jǐn)?shù) 進(jìn)料組成，摩爾分?jǐn)?shù)解得結(jié)果： 換算為質(zhì)量流量：其中：塔頂，塔底，進(jìn)料物流摩爾質(zhì)量,kg/kmol； 塔頂，塔底，進(jìn)料物流質(zhì)量流量kg/h。換算為體積流量：查物性手冊(cè)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(jì)算密度，塔底：98%丙烷，按53°C的純丙烷計(jì)算密度，進(jìn)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(jìn)料，q=1，則： 3.3.2 熱量衡算1）再沸器熱流量： 再沸器加熱蒸

16、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(jì)算回流比的計(jì)算聯(lián)立q線方程和相平衡關(guān)系，有，給出假設(shè)，進(jìn)行迭代具體為：假設(shè)實(shí)際板數(shù)確定塔頂塔底壓力根據(jù)壓力和組成算出相對(duì)揮發(fā)度平均相對(duì)揮發(fā)度理論板數(shù) 實(shí)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(shí)際板。算出塔底壓力，查PTK圖得，得平均相對(duì)揮發(fā)度，精餾線方程提餾線方程相平衡方程利用逐板計(jì)算法計(jì)算理論板數(shù)，用excel輸出結(jié)果如下：板數(shù)xy板數(shù)xy10.9774586080.98540.6069048040.63565106920.9746616110.977511091550.5960

17、419260.62509185330.9717089440.974881915560.5845512540.61389222640.9685941230.972106407570.572431130.60204534350.9653106710.969178476580.5596854810.58954949560.9618521510.96609203590.5463243610.57640873170.9582122180.962841022600.5323644230.56263341680.954384660.959419485610.5178292770.5482407290.950

18、3634580.955821581620.5027497140.533254984100.9461428430.952041651630.4871637770.517707955110.9417173550.948074272640.4711166450.501638855120.9370819190.943914314650.4546603230.485094261130.9322319090.939557004660.4378531440.468127793140.9271632230.934997994670.4207590560.450799591150.9218723660.9302

19、3343680.4034467360.433175586160.9163565240.925260024690.3859885440.415326585170.9106136450.920075132700.3684593340.397327189180.904642520.914676826710.350935190.379254573190.8984428610.909063968720.3334921060.36118718200.8920153760.903236289730.3162046790.343203361210.8853618390.897194453740.2991448

20、430.325380024220.8784851570.890940129750.2823807050.307791333230.8713894220.884476047760.2659755150.290507507240.8640799620.877806056770.2499867990.273593756250.8565633770.870935165780.2344656840.25710939260.8488475570.863869575790.2194564120.24110712270.8409416950.856616704800.2049960650.2256325612

21、80.8328562760.849185193810.1911144730.210723943290.8246030540.841584899820.1778343050.196412021300.8161950130.833826871830.1651713150.182720169310.8076463010.825923312840.1531347130.169664625320.7989721590.817887523850.1417276520.157254889330.7901888230.809733829860.1309477770.145494209340.781313415

22、0.801477494870.1207878330.134380158350.7723638160.79313461880.1112362970.123905256360.7633585270.784721987890.1022780070.114057622370.7543165210.776257015900.0938947890.104821625380.7452570850.76775753910.0860660440.096178528390.7361996530.75924166920.07876930.088107091400.7271636440.750727674930.07

23、1980720.080584148410.7181682910.742233825940.0656755570.073585122420.7092324830.733778193950.0598285510.067084499430.7003746070.725378534960.0544142820.061056236440.6916123980.717052131970.0494074640.055474125450.6829628040.708815654980.0447831880.050312095460.6744418650.700685036990.0405171330.0455

24、44467470.6660646040.6926753531000.0365857180.041146164480.6578449360.6848007281010.0329662310.037092875490.6497955940.677074241020.0296369180.033361184500.6419280750.6695078591030.026577050.029928663510.6342525980.662112391040.0237669580.026773939520.6267780880.6548974421050.0211880540.023876734530.

25、6171465270.6455812091060.0188228340.0212178831070.0166548690.018779342得理論進(jìn)料為52塊板，理論總板數(shù)為107塊（不含釜） 則實(shí)際板數(shù)為107/0.6=178.333塊。第二次：設(shè)實(shí)際板為179塊。算出塔底壓力，查PTK圖得，得平均相對(duì)揮發(fā)度，精餾線方程提餾線方程相平衡方程同上，通過(guò)excel利用逐板計(jì)算法計(jì)算理論板數(shù)，板數(shù)xy板數(shù)xy10.9774001160.98540.6138720960.64301789620.974652710.977561399550.6034025670.63286600330.9717513

26、420.974984427560.5922895260.62206144940.9686895350.972263045570.5805266430.61059279150.9654608110.969391176580.568113030.59845349660.9620587310.966362746590.5550538890.58564264770.9584769370.963171713600.5413610990.57216561480.9547092050.959812115610.5270537040.55803465490.9507494940.956278113620.51

27、21582820.543269423100.9465920090.952564042630.4967091520.527897347110.9422312630.948664465640.48074840.511953845120.9376621410.944574236650.4643257010.495482349130.9328799790.940288559660.4474979220.478534123140.9278806330.935803058670.4303285030.461167855150.9226605590.931113845680.4128866190.44344

28、9015160.9172168920.926217596690.3952461440.42544899170.9115475290.921111626700.377484450.40724402180.9056512070.91579396710.3596810740.388913953190.8995275840.910263415720.3419162970.370540868200.8931773150.90451967730.3242697120.352207619210.8866021210.898563337740.3068187980.333996343220.879804858

29、0.892396034750.2896375880.315987230.8727895750.886020438760.2727954580.298255991240.8655615560.879440345770.2563560850.280874913250.8581273630.872660715780.2403766010.263909479260.8504948550.8656877790.2249069670.247418652270.8426731980.858528673800.2099895660.23145399280.8346728580.85119223810.1956

30、590170.216059232290.8265055760.843688189820.1819421910.201270105300.8181843250.836027562830.1688584170.187114341310.8097232530.828222518840.1564198410.173611886320.8011376010.820286327850.1446319120.160775276330.792443610.812233283860.1334939640.148610133340.7836584090.804078622870.1229998630.137115

31、771350.7747998860.795838408880.1131386930.126285859360.765886550.787529422890.1038954440.116109131370.7569373780.779169022900.0952517020.106570098380.7479716550.770775009910.0871863030.097649757390.7390088090.762365473920.0796759460.089326265400.7300682460.753958635930.0726957570.081575576410.721169

32、1750.745572697940.0662197990.074372021420.7123304520.737225678950.0602215220.067688833430.7035704160.728935262960.0546741460.06149861440.6949067460.720718653970.0495510.055773719450.6863563190.712592431980.0448257940.050486632460.6779350930.704572429990.0404728460.04561022470.6696579940.696673611100

33、0.036467260.041117977480.6615388280.6889099791010.0327850650.036984212490.6535902110.6812944841020.0294033170.033184187500.6458235090.6738389571030.0263001690.029694223510.6382488040.666554061040.0234549120.026491774520.6308748780.6594492511050.0208480.023555469530.6237092010.6525327641060.018461047

34、0.0208651361070.016276820.0184018得理論進(jìn)料為53塊板，理論總板數(shù)為107塊（不含釜），則實(shí)際板數(shù)為107/0.6=178.333塊。假設(shè)成立。結(jié)論：理論進(jìn)料為53塊板，理論總板數(shù)為108塊（含釜）實(shí)際進(jìn)料第88塊板，實(shí)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(jì)算結(jié)果名 稱數(shù) 值理論塔板數(shù) NT107進(jìn)料板位置 NF53回流比R15.12相對(duì)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/

35、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(jì)算結(jié)果3.4 精餾塔工藝設(shè)計(jì)物性數(shù)據(jù)1.80Mpa，53下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標(biāo)準(zhǔn)）：查得氣相密度：液相密度：液相表面張力：初估塔徑兩相流動(dòng)參數(shù)：設(shè)塔板間距（一般取值范圍為0.40.6m），查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得圖3- 1 費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖氣體負(fù)荷因子C： 液泛氣速：泛點(diǎn)率

36、?。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(shí)際塔板截面面積， 實(shí)際降液管截面積， 實(shí)際氣體流道截面積， 實(shí)際操作氣速， 實(shí)際泛點(diǎn)率，在0.60.8之內(nèi)且選，符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)系。塔高的估算實(shí)際板數(shù)，塔板間距，塔高，設(shè)釜液停留時(shí)間為30min，釜液高度，設(shè)置10個(gè)人孔（一般每隔1520塊板設(shè)一人孔），人孔及進(jìn)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(yuǎn)=80.55+（10+1）*(0.9-0.45)+0.43+4+5+1.5

37、=96.43m。3.5 溢流裝置的設(shè)計(jì)3.5.1 降液管 （弓形）由上述計(jì)算可得降液管截面積，由，查化工原理下冊(cè)P235圖得，所以堰長(zhǎng)，。溢流強(qiáng)度，符合要求。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。受液盤(pán)和底隙取平形受液盤(pán)，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)及排列方式浮閥數(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(dòng)能因子，計(jì)算閥孔氣速，浮閥個(gè)數(shù)。浮閥排列方式選擇正三角形排列，按t=125mm進(jìn)行布孔，

38、實(shí)排閥數(shù)n=102個(gè)，重新計(jì)算塔板以下參數(shù)：1) 浮閥的開(kāi)孔率2) ，所以正確。3.7 塔板流動(dòng)性能校核液沫夾帶量的校核，故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。塔板阻力計(jì)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(kāi)狀態(tài)計(jì)算干板阻力2) 塔板清液層阻力hL液相為碳?xì)浠衔?0.5（一般取值為0.40.5） 3) 表面張力阻力ha所以塔板阻力降液管液泛校核 液面落差一般較小，可不計(jì)，取=0。取降液管中泡沫層密度=0.4，則，而，故不會(huì)發(fā)生降液管液泛。液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 液體在降液管中的停留時(shí)間應(yīng)大于35s，故可避免嚴(yán)重的氣泡夾帶。嚴(yán)重漏液校核 漏液點(diǎn)氣速穩(wěn)定系數(shù)，不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。

39、3.8 負(fù)荷性能圖過(guò)量液沫夾帶線，令，即，整理得，由上述關(guān)系可作得線液相下限線由得，由上述關(guān)系可作得線嚴(yán)重漏液線令，得， 由上述關(guān)系可作得線液相上限線令，得，由上述關(guān)系可作得線降液管液泛線取降液管中泡沫層密度，取0.5，忽略，整理得，則上述關(guān)系可作得降液管液泛線負(fù)荷性能圖操作作點(diǎn)為：，將以上曲線繪制如下：圖3- 2 負(fù)荷性能圖設(shè)計(jì)點(diǎn)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(jì)結(jié)果表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）4

40、41.32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)塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果名稱名稱塔內(nèi)徑D（m）1.6空塔氣速u(mài)（m/s）0.0995板間距HT（m）0.45泛點(diǎn)率u/uf0.65液流型式單流式動(dòng)能因子F08.902降液管截面積與塔截面積比AD/AT0.09孔口流速u(mài)0（m/s）1.494出口堰堰長(zhǎng)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(qiáng)度（m3/mh）45.46出口堰堰高h(yuǎn)w（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

41、阻力hf（m）0.0871底隙流速u(mài)b（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(shí)間（s）5.95每塊板浮閥個(gè)數(shù)n102液相負(fù)荷上限（m3/h）58.644開(kāi)孔率（%）6.06液相負(fù)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(xué)核算結(jié)果第四章 再沸器的設(shè)計(jì)4.1 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：塔底壓力：再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程（蒸汽）管程溫度（）10053壓力（絕壓）/Kpa101.32517

42、99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(dǎo)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(dǎo)率：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(zhǎng)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(jìn)口直徑，管程出口直徑。4.3 傳熱系數(shù)的校核顯熱段傳熱系數(shù)KL假設(shè)傳熱管出口汽化率則循環(huán)氣量：1) 計(jì)算顯熱段

43、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?cái)?shù)：，顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)：2) 計(jì)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(rùn)濕周邊上凝液質(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)蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量：1) 泡核沸騰壓抑系數(shù)當(dāng)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)為，由，查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得。當(dāng)，用式計(jì)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(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流

44、表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)4） 沸騰表面?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)則沸騰傳熱系數(shù)顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度 顯熱段LBC=0.02L=0.06m蒸發(fā)段LCD=L-LBC=3-0.06=2.94m平均傳熱系數(shù)KC 實(shí)際需要傳熱面積： 傳熱面積裕度：，滿足要求。4.4 循環(huán)流量校核循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力1）當(dāng)時(shí)，兩相流的液相分率： 蒸發(fā)段兩相流平均密度：2）當(dāng)時(shí)，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(dòng)力循環(huán)阻力Pf：1) 管程進(jìn)口管阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速 釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力

45、當(dāng)量長(zhǎng)度管程進(jìn)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(dòng)的雷諾數(shù) 傳熱管內(nèi)流體流動(dòng)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(dòng)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(dòng)阻力2 液相流動(dòng)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(dòng)阻力3 傳熱管蒸發(fā)段阻力4) 管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4釜液總質(zhì)量流速，動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù):管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力5) 管程出口段阻力P5 1 氣相流動(dòng)阻力PV5 氣液總質(zhì)量流速 氣相質(zhì)量流速管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和氣相雷諾數(shù)氣相摩擦系數(shù)氣相流動(dòng)阻力2 液相流動(dòng)阻

46、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(dòng)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(dòng)力略大于循環(huán)阻力，說(shuō)明所設(shè)的出口汽化率Xe=0.20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。 4.5 再沸器設(shè)計(jì)結(jié)果表4-1 再沸器設(shè)計(jì)結(jié)果匯總第五章 輔助設(shè)備的選型5.1冷凝器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為30。走殼程。管程溫度為43，管程流率：取潛熱傳熱速率：殼程取焓變：取則殼程流率：假設(shè)傳熱系數(shù)：則傳熱面積：，圓整后取A=110m2。5.2 進(jìn)料預(yù)熱器用80水為熱源，出口約為60，走殼程。料液由20加熱至45，走管程，傳熱溫差， 管程液體流率：管

47、程液體焓變：取傳熱速率：殼程水焓變：殼程水流率：假設(shè)傳熱系數(shù)：則傳熱面積：，圓整后取A=8m2。5.3 兩端產(chǎn)品冷卻器塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程。管程溫度由43降至25，管程流率： 取潛熱：則傳熱速率：殼程焓變：取則殼程流率：假設(shè)傳熱系數(shù)：則傳熱面積，圓整后取A=9m2。塔底產(chǎn)品冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程。管程溫度由53降至25，管程流率： 丙烷液體焓變：則傳熱速率：殼程焓變：取則殼程流率：假設(shè)傳熱系數(shù)：則傳熱面積，圓整后取A=4m2。5.4 容器容器填充系數(shù)?。簁=0.7進(jìn)料罐（常溫貯料）20丙烯，丙烷 壓力進(jìn)料，丙烯質(zhì)量分率為， 則。進(jìn)料

48、質(zhì)量流量設(shè)停留時(shí)間，則進(jìn)料罐容積，圓整后，取?；亓鞴蓿?3）質(zhì)量流量，設(shè)停留時(shí)間為，則回流罐容積，圓整后，取。塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量，產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間，則產(chǎn)品罐容積，圓整后，取。塔底產(chǎn)品罐設(shè)停留時(shí)間為，質(zhì)量流量， 則釜液罐容積，圓整后，取。5.5輔助設(shè)備設(shè)計(jì)匯總換熱器設(shè)計(jì)匯總序號(hào)名稱面積/m21冷凝器1102進(jìn)料預(yù)熱器83塔頂產(chǎn)品冷卻器94塔底產(chǎn)品冷卻器4表5- 1 換熱器估算結(jié)果匯總儲(chǔ)罐設(shè)計(jì)匯總序號(hào)名稱停留時(shí)間/h容積/m31進(jìn)料罐965702回流罐0.25183塔頂產(chǎn)品罐723204塔底產(chǎn)品罐120300表5- 2 儲(chǔ)罐容積估算結(jié)果匯總第六章 管路設(shè)計(jì)及泵的選擇6.1管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管取料液流速：，體積流量，則，取管子規(guī)格66×3的管材，其內(nèi)徑為0.060m，其實(shí)際流速為0.5m/s。塔頂蒸氣管取原料流速：，體積流量，則，取管子規(guī)格160×10的管材，其內(nèi)徑為0.140m，其實(shí)際流速為。塔頂產(chǎn)品管取