化工原理課程設(shè)計(jì)

過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 丙烯 學(xué) 院（系）： 化工與環(huán)境生命學(xué)部 專 業(yè)： 學(xué) 生 姓 名： 學(xué) 號(hào)： 指 導(dǎo) 教 師： 吳雪梅、李祥村 評(píng) 閱 教 師： 吳雪梅、李祥村 完 成 日 期： 2013 年 7 月 4 日 大連理工大學(xué) 言 本設(shè)計(jì)說(shuō)明書包括概述、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)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對(duì)于再沸器 、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了正確的說(shuō)明。 由于只有兩周的時(shí)間做， 第二周內(nèi)， 我?guī)缀趺刻於荚诎疽箤?，只有封面、目錄和前言部分為打印、其余部分均為手寫，部分?jǐn)?shù)據(jù)上可能會(huì)有一些錯(cuò)誤，如保留位數(shù)的不同，計(jì)算的錯(cuò)誤等。前后的數(shù)據(jù)由于工程量浩大也許有不一致的地方，屬于學(xué)生我自己的能力不夠，請(qǐng)老師諒解！ 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！ 目錄 第一章 概述 1 第二章 方案流程簡(jiǎn)介 3 第三章 精餾過(guò)程系統(tǒng)分析 5 第四章 再 沸器的設(shè)計(jì) 14 第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 21 第六章 管路設(shè)計(jì) 25 第七章 控制方案 27 設(shè)計(jì)心得及總結(jié) 28 附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明 29 附錄二 參考文獻(xiàn) 31 第一章 第二章 第三章 第四章 概述 精餾是分離過(guò)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(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。 立式熱虹吸特點(diǎn)： 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。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系 數(shù)高。 殼程不能機(jī)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緩沖區(qū)。 3 冷凝器 （設(shè)計(jì)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(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 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 ： 70h 產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)） 進(jìn)料： 65 塔頂產(chǎn)品： 98 塔底產(chǎn)品 : 2 第三章 精餾過(guò)程系統(tǒng)設(shè)計(jì) 丙烯、丙烷精餾裝置設(shè)計(jì) 第一節(jié) 設(shè)計(jì)條件 飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量 65 （摩爾分?jǐn)?shù)） 塔頂丙烯含量 98， 釜液丙烯含量 2， 2操作條件： 1）塔頂操作壓力： P=壓） 2）加熱劑及加熱方法：加熱劑 水蒸氣 加熱方法 間壁換熱 3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水 4）回流比系數(shù)： R/ 3塔板形式：浮閥 4處理量： 0h 5安裝地點(diǎn)：大連 6塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂 第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算 一 物料衡算 全塔物料衡算： x = x + x 60 h ， 得： h ， h 進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量2+4= 2+4=kg/二 塔內(nèi)氣、液相流量： 塔內(nèi) 氣、液相流量： 1）精餾段： L R D； ( 1)V R D 2）提餾段：;L ( 1 ) ;V q F L V 熱量衡算 1） 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：/R R r2） 冷凝器熱流量： CQ v r冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量： 1 1 2/ ( ) c t t 第三節(jié) 塔板數(shù)的計(jì)算 假設(shè)塔頂溫度 t=C 塔頂壓力 則 頂 =kA/ 假設(shè)精餾塔的塔板數(shù)是 143 塊，每塊板的壓降為100塔底壓力為 P=塔頂溫度 t=53 C, 則 底 =kA/ = 當(dāng) =()1(=1N=-(1; 解得 87； =143； 進(jìn)料位置：()1(= 1 N； 解得： 40 P=P+ P =7*表 =表 Z= 3 1 0*5=3C 純丙烷的v=4743精餾塔工藝設(shè)計(jì) 1. 物性數(shù)據(jù) 定性溫度 D=底溫度 平均溫度 相 密度（ ， 表面張力（ ， 丙烯 烷 相 密度（ ， 表面張力（ 丙烯 丙烷 液相密度 L = V =相表面張力： = mN/m 2. 初估塔徑 摩爾質(zhì)量： 2+4=2+4=質(zhì)量流量： 600=s 600=s 假設(shè)板 間距 兩相流動(dòng)參數(shù)： 查化工原理（下冊(cè)） 板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得： =以，氣體負(fù)荷因子： =泛氣速： s 取泛點(diǎn)率 作氣速： u = 泛點(diǎn)率 m/s 氣體體積流量 V=m3/s l 0 u 氣體流道截面積： =取單流型弓形降液管塔板，取 則 A / - 面積 : ： =整后，取 D=合化工原理書 的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián) 實(shí)際面積： =2 液管截面積： 體流道截面積： A=- =際操作氣速： = m/s 實(shí)際泛點(diǎn)率： u / 所取 則實(shí)際 D=s,u=s, 2 A=u / . 塔高的估算 實(shí)際塔板數(shù)為 論板數(shù)為 40（包括再沸器），其中精餾段 61塊，提餾段 79塊，則 +1=139/=233（塊） 實(shí)際精餾段為 10201塊；提餾段為 132塊，塔板間距 m 有效高度： Z= （ =料處兩板間距增大為 24 設(shè)置 8個(gè)人孔，每個(gè)人孔 座取 5m,塔頂空間高度 液上方氣液分離高度取 設(shè)釜液停留時(shí)間為 20 排出釜液流量 V=m3/s 密度為 b =液高度： Z= 3* )=取其為 總塔高 h=Z+8*(5+*(五節(jié) 溢流裝置的設(shè)計(jì) 1 降液管（弓形） 由上述計(jì)算可得：降液管截面積： T=化工原理（下冊(cè)） 得： =長(zhǎng) m 2 溢流堰 取 則堰上液頭高： 3/ 堰高 隙 體流經(jīng)底隙的流速： =80緣區(qū)寬度 0 化工原理（下冊(cè)） 得： =)(11 所以降液管寬度：=r= =效傳質(zhì)面積： = 采用 浮閥，重閥浮閥孔的直徑0d=m 初取閥孔動(dòng)能因子0F=11，計(jì)算適宜的閥孔氣速 0 =2 sd 2)s 1222 a 浮閥個(gè)數(shù) n v =95 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=(o)0d=t=100閥的開(kāi)孔率 02044 所以不會(huì) 發(fā)生液泛。 4 液體在降液管中的停留時(shí)間 液體在降液管中的停留時(shí)間應(yīng)大于 3s 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(dòng)能因子低于 5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點(diǎn)的氣速可取0F=5的相應(yīng)孔流氣速 0 0 =m/s 00 = 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(guò)量液沫夾帶線 根據(jù)前面液沫夾帶的較核選擇表達(dá)式： 1F v s 由此可得液沫夾帶線方程： A 91） 2 液相上限線 對(duì)于平直堰，其堰上液頭高度 取 即可確定液相流量的下限 取 E=1，代入 求得 值，則 h 此線記作線（ 2） 3. 嚴(yán)重漏液線 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子低于 5 時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取50 F 時(shí)，計(jì)算相應(yīng)氣相流量 則 03 6 0 0 =3 此線記作線（ 3） 與 橫 軸平行 4 液相上限線 h 3 6 0 3 (20 由上述關(guān)系可作得線（ 4） 5 漿液管液泛線 令 將 其中 =0 為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使 3 HT+ （ *）。 其中 3/ ho+hl+中 忽略不記 20 0 將各式代入（ *）式可得液泛方程線： 10 23* 310 * 610 * 此線記作線（ 5） 計(jì)算降液管液泛線上的點(diǎn)：如表所示 液相流量 10 20 30 40 50 氣相流量 1101 1069 1034 994 949 第四章 再沸器的設(shè)計(jì) 一 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)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 =烷 =頂壓力： 底壓力 720+ =1720+142 10 3=再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì) 殼程 管程 溫度（） 100 54 壓力（ 壓） 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： c =m*K) 粘度： c =s 密度： c =） 管程流體在（ 54 的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： 30 液相熱導(dǎo)率： b =m K) 液相粘度： b =s 液相密度： b = 液相定比壓熱容： K 表面張力： b m 氣相粘度： v =s 氣相密度： v = 蒸氣壓曲線斜率（ t/ P） =： = V 1000/3600 = 2633400w 傳熱溫差： =46 假設(shè)傳熱系數(shù)： K=850W/( ) 估算傳熱面積 = 擬用傳熱管規(guī)格為： 25 2長(zhǎng) L=3m 則傳熱管數(shù)： =286 若將傳熱管按正三角形排列，按式 3a(a+1)+1; b=2a+1 得： b=心距： t=32 殼徑： =638m 取 D= 管程進(jìn)口直徑： 程出口直徑： 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 循環(huán)氣量： =s mt0)32()1( 0)32()1( 1) 計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù) i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： 52=21 s) 雷諾數(shù)： = 0000 普朗特?cái)?shù)： =熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = ) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算 o 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = s 傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =m s) = 外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = () 0t0 40tP d 322/3/1gR ) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)： K/w 冷凝側(cè)： K/w 管壁熱阻： K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) = K) 2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù) 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量： 600 G = h) ： 在 X=的情況下 = 1/查圖 3 29， E=e= =設(shè)計(jì)書 29 得： =）泡核沸騰壓抑因數(shù)： =( E+ )/2=核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : 0000 11 2 2 = K) 3）單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 流沸騰因子 ： = 相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : = K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = w/( K) = 1324.4 w/( K) =傳熱系數(shù) = XF a od 1w 實(shí)際需要傳熱面積： = 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(dòng)力： 1）當(dāng) X= =相流的液相分率： = 相流平均密度： = ）當(dāng) X= 相流的液相分率： = 相流平均密度： = 據(jù)課程設(shè)計(jì)表 3 19 得： L=則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力： =循環(huán)阻力 1212 R 1212 R 1_ 1_gl P _ 管程進(jìn)出口阻力 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： =s) 釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)： = 口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)： =口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度： =程進(jìn)出口阻力 : = 傳熱管顯熱段阻力 =s) = 傳熱管蒸發(fā)段阻力 a. 氣相流動(dòng)阻力 =s) 取 X=2/3 =s) =785.0 22 ) 2 221 2 2 22 d22 2 23 785.0b. 液相流動(dòng)阻力 L=s) = 管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力 量變化引起的阻力系數(shù) : = 管程出口段阻力 a. 氣相流動(dòng)阻力 s) =s) 管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和： = 3298847 =d22 2 23 41 /44)P P(P 33 1)1()1( 22 xR 42 19 2 5 d22 225 b. 液相流動(dòng)阻力 s) = 以循環(huán)阻力： 又因 以 =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 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。 第五章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì) 一 輔助容器的設(shè)計(jì) 容器填充系數(shù)取： =L d 225 41 /44)P P(P 55 PP 22 1進(jìn)料罐（常溫貯料） 20丙稀 522kg/ 丙烷 500kg/壓力取 上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 5% 丙稀的質(zhì)量分率： 44354265 則 =料質(zhì)量流量 2 9 8 kg/h 取 停留時(shí)間： 為 4天，即 =96h 進(jìn)料罐容積： 整后 取 V=798 6 6 8 463 kg/ 質(zhì)量流量 h 則體積流量： 3 設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為 10充系數(shù) =回流罐的容積 /60=m 取 V=9 3m 3 塔頂產(chǎn)品罐 L n 600 積流量： 3產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為 =120h，填充系數(shù) =產(chǎn)品罐的容積 =m 取 V=698 3m 4 釜 液罐 取 停 留 時(shí) 間 為 5 天，即 =120h ， 釜 液 密 度 為32 /1 6 3 摩爾流量： hk m 0 6 2 量流量 m 取 V=410 3m 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 走管程傳熱溫差： h 2050()1 管程液體流率： 600 989kg/h 管程液體焓變： H=401kJ/熱速率： Q= =2989 401/3600=程水焓變： H =程水流率： q=3600 Q/ H =h 假設(shè)傳熱系數(shù)： K=650w/() 則傳熱面積： 圓整后取 A=6擬用 0水為冷卻劑，出口溫度為 30走殼程。 管程溫度為 管程流率： h 取潛熱 r=熱速率： Q= r=程取焓變： H=殼程流率： ： K=650 w/() 27.5 A 1則傳熱面積： 圓整后 取 A=114擬用 0水為冷卻劑，出口溫度 為 20走殼程。至 25 管程流率： h ; 取潛熱： r=傳熱速率： Q= r=程焓變： H=殼程流率： ： K=650 w/() 則傳熱面積 圓整后 取 A=11擬用 0水為冷卻劑，出口溫度為 20。走殼程。 管程溫度由 到 25 管程流率： h 丙烷液體焓變： H =284kJ/熱速率： Q= H =A 25()1A 25()1殼程取焓變： H =殼程流率： ： K=650 w/() 則傳熱面積： 圓整后 取 A=5 1進(jìn)料泵 (兩臺(tái)，一用一備 ) 液體流速： u=s，選 70 4體密度： 液體粘度 取 =對(duì)粗糙度： /d= =管路長(zhǎng)度： L =120m 取 90度彎管 2個(gè)（ ），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 ，文氏管流量計(jì) 1個(gè)，噴嘴阻力取 ( 2 m 25.4 A 取 0 ， 則 822 36004 2 h 選取泵的型號(hào)： 揚(yáng)程： 30 650m 流量： 600h 2回流泵（兩臺(tái)，一備一用） 實(shí)際液體流速： u=s，選 108 4， 管路直徑： d=00體密度： 液體粘度 取 =對(duì)粗糙度： /d= =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)5d，進(jìn)入突然縮小 ，文氏管流量計(jì)1個(gè)，噴嘴阻力取 ( 2 取 00 ， 忽略不計(jì)。 則 2223/ 36004 2 h 選取泵的型號(hào)： Y 揚(yáng)程： 60 603m 流量： 500h 臺(tái)，一備一用） 實(shí)際液體流速： u=2 管路直徑： d=7體密度： 液體粘度 00 取 =相對(duì)粗糙度： /d= =管路長(zhǎng)度： l=60m 取 90度彎管 2個(gè)（ ），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 ，文氏管流量計(jì) 1個(gè)，噴嘴阻力取 ( 2 取 ， 則 44L 36004 2 h 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。 第六章 管路設(shè)計(jì) 1進(jìn) 料管線 取料液流速： u=s 體積流量 V= 則 =管子規(guī)格 70 3 的管材。其內(nèi)徑為 m 2塔頂蒸汽管： 取原料流速： u=12m/s 體積流量： V= 則 =m 取管子規(guī)格 152 其內(nèi)徑為 實(shí)際流速為 u=24s 3. 塔頂產(chǎn)品管 取原料流速 u=s，其體積流量： V= 則 =管子規(guī)格 68 4. 其內(nèi)徑為 m，其實(shí)際流速 為 u=24s 4. 回流管 取原料流速： u=s 體積流量： V= 則 =管子規(guī)格 152 其內(nèi)徑為 實(shí)際流速為 u=240. 7m/s 5釜液流出管 取原料流速： u=s 體積流量： V= 則 =m 取管子規(guī)格 60 其內(nèi)徑為 m。 6儀表接管 選管規(guī)格： 32 3 . 7塔底蒸汽回流管 取原料流速： u=10m/s 體積流量： V= 則 =m 取管子規(guī)格 152 其內(nèi)徑為 求各管線的結(jié)果如下： 名稱 管內(nèi)液體流速（ m/s） 管線規(guī)格（ 進(jìn)料管 70 3 頂蒸氣管 12 152 產(chǎn)品管 68 4 回流管 152 液流出管 60 表接管 / 32 3 塔底蒸氣回流管 10 152 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(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。 將本設(shè)計(jì)的控制方案列于下表 序號(hào) 位置 用途 控制參數(shù) 介質(zhì)物性 L(kg/1 料流量控制 03000 kg/h 丙烷 丙稀 L= 流定量控制 01500 kg/h 丙稀 L= 壓控制 02稀 V= 流罐液面控制 01m 丙稀 L= 液面控制 03m 丙烷 L= 溫控制 4060 丙烷 L=設(shè)計(jì)心得及總結(jié) 兩周的設(shè) 計(jì)在忙碌間走過(guò)，回想起來(lái)，其過(guò)程是痛苦、曲折卻又有著深刻意義，在進(jìn)行各種計(jì)算以及參數(shù)選擇的時(shí)候，常常遇到進(jìn)退兩難或者無(wú)從下手的情況，這對(duì)于我們是一個(gè)考驗(yàn)，因?yàn)槲覀儧](méi)有選擇，要想穴道真正的應(yīng)用知識(shí)，這是一次很好的鍛煉機(jī)會(huì)，所以，我們要堅(jiān)持，要硬著頭皮做下去。問(wèn)題在我們的努力下是總會(huì)得以解決的，只要付出努力，當(dāng)你的迷茫達(dá)到一定的時(shí)候，就必然會(huì)走向成功。雖然在此過(guò)程，我們或許在有些時(shí)候選擇了一個(gè)錯(cuò)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(huì)勝利的，那些付出依然也是有價(jià)值的。錯(cuò)了不怕，要從中學(xué)到經(jīng) 驗(yàn)，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?yàn)閺臅旧系睦碚撝R(shí)到真正的生產(chǎn)實(shí)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(jì)完成后，我發(fā)現(xiàn)我對(duì)于化工原理知識(shí)的了解上升到了一個(gè)新的層面，能夠深刻的了解設(shè)計(jì)原理和設(shè)計(jì)步驟等等。而且，通過(guò)做設(shè)計(jì)，我還復(fù)習(xí)并掌握了許多計(jì)算機(jī)知識(shí)，例如 等?？傊?，通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，豐富了我各個(gè)方面的知識(shí)，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設(shè)計(jì)中的錯(cuò)誤與不足之處，使我能不斷提高進(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 液流收縮系數(shù) 板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2 位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量 液管截面積 0 氣體的動(dòng)能因子 (s*) 際泛點(diǎn)率 孔總截面積 t 理論塔板數(shù) 截面積 p 實(shí)際塔板數(shù) b 液體橫過(guò)塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度 m n 浮閥個(gè)數(shù) 板上邊緣寬度 m p 系統(tǒng)總壓力 分分壓 液管寬度 m 板阻