化工原理課程設(shè)計(jì)-處理量kmolh丙烯丙烷精餾篩板塔設(shè)計(jì)（全套圖紙）

1、化工原理課程設(shè)計(jì)處 理 量70kmol/h丙烯丙烷精餾篩板塔設(shè)計(jì)處 理 量：70kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn) 料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2安裝地點(diǎn)：大連總板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：篩板回 流 比：1.6前 言 本設(shè)計(jì)說明書包括概述、流程簡介、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。 說明中對精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了正確的說明。 鑒于本人經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤，希望各位老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！全套圖紙加153893706目錄第一章 概述4第二章 流程簡介5第三章 精餾

2、塔工藝設(shè)計(jì)5第四章 再沸器的設(shè)計(jì)15第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)21第六章 管路設(shè)計(jì)26第七章 控制方案26附錄一 主要符號(hào)說明27附錄二 參考文獻(xiàn)29第一章 概述 精餾是分離過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

3、增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。過去認(rèn)為它易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)，只要設(shè)計(jì)合理和操作適當(dāng)，曬斑人能夠滿足生廠上所需的操作彈性，而且效率比較高。小篩孔孔徑一般36mm，大篩孔孔徑一般1025mm。如果采用大篩板，堵塞問題即可解決。目前已發(fā)展成為日趨廣泛的一種塔板。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換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。3 立式熱虹吸特點(diǎn)：循環(huán)推動(dòng)力：釜液和換熱器傳熱管

4、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)。4 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 方案流程簡介1 精餾裝置流程精餾就是通過多級(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)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時(shí)

5、，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斞厮飨?，在下降過程中與來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）必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以

6、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 精餾塔選用篩板塔，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： 70kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD98塔底產(chǎn)品: xw2第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì) 第一節(jié) 設(shè)計(jì)條件1.工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙稀含量xf65（摩爾百分?jǐn)?shù)）塔頂丙稀含量 xD98，釜液丙稀含量 xw2，總板效率為0.

7、6。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/Rmin=1.63塔板形式：篩板4處理量：qnfh=70kmol/h5安裝地點(diǎn)：大連6塔板設(shè)計(jì)位置：塔底7. 物料密度：MA=42 MB=44 第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算一 物料衡算1換算將摩爾百分?jǐn)?shù)換算成質(zhì)量百分?jǐn)?shù)：W=XMA/XMA+(1-X)MBxf65 wf63.93xD98 wD97.91xw2 wW1.91 將摩爾流量換算成質(zhì)量流量：進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量：（MA為丙稀摩爾質(zhì)量 MB為丙烷摩爾質(zhì)量）M=xfMA+(1-x

8、f)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol進(jìn)料狀態(tài)下的質(zhì)量流量：qmfs=Mqnfh/3600=0.8303kg/s2求質(zhì)量流量 qmDs + qmws = qmfsqmDswD + qmwswW = qmfswf解得： qmDs = 0.5364kg/s ; qmws= 0.2939kg/s 塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =RD; V =(R+1)D;2）提餾段：L=L+qF; V=V-(1-q)F; L=V+W; 二 熱量衡算1）再沸器熱流量：QR=Vr 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR= QR/rR2） 冷凝器熱流量：QC=Vr冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(c

9、l(t2-t1)假設(shè)初值Tto、Tbo、2并輸入Pt(絕)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L計(jì)算1計(jì)算=(1+2)/2計(jì)算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N計(jì)算2計(jì)算并輸出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2將2代入YN第三節(jié) 塔板數(shù)的計(jì)算利用程序進(jìn)行迭代計(jì)算：流程圖如下：泡點(diǎn)初值To總壓PAntoinec常數(shù)outputy-1p0A p0BKA KB泡點(diǎn)計(jì)算2塔板數(shù)計(jì)算注：下標(biāo)t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)。 計(jì)算過程包括：假設(shè)塔頂溫度Tt0=316K 經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度Tt=316.13K塔頂壓力Pt=1620+101.3=1

10、721.3KPa代入公式 計(jì)算并換算得：PAo=1726.955KPa ; PBo=1444.432KPa又 得：KA=1.003 ; KB=0.839BAKK=a1 1.1956設(shè)a2 1.1888=(a1+a2)/2 1.1922計(jì)算過程包括：泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 q線：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.6889 =7.489 R=1.6Rmin=11.983為逐板計(jì)算過程：y1=xD=0.98ynynxn)1(-=aa直至xi xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板進(jìn)入提餾段：ynynxn)1(-=aa 直至xn xW 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）迭代結(jié)果：進(jìn)料板Nf=i/0

11、.6+1=52, 實(shí)際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6+1=112則塔底壓力Pb=Pt+0.980.47Np= 1772.9KPa同可算得：塔底溫度Tb=325.52K 2 1.1888 符合假設(shè) 所以假設(shè)成立，上述計(jì)算結(jié)果均為正確結(jié)果。塔內(nèi)氣、液相流量： 精餾段： qmLs=RqmDs=6.4275kg/s qmVs=(R+1)qmDs=6.9639kg/s 提餾段 ： q,mLs=qmLs+qmFs=7.2578kg/s q,mVs= qmVs =6.9639kg/s 第四節(jié) 精餾塔工藝設(shè)計(jì)1 物性數(shù)據(jù)常壓43下，丙烷的物性數(shù)據(jù)：氣相密度：V =29.6kg/ m3液相密度：L =466kg

12、/ m3液相表面張力：=4mN/m2 初估塔徑氣相流量：qmVs=6.9639kg/s qVVs=qmVs/v=0.2487m3/s液相流量：qmLs=6.4275kg/s qVLs=qmLs/L=0.01368 m3/s兩相流動(dòng)參數(shù)： =0.2190初選塔板間距 HT=0.45m,查化工原理（下冊）P107篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.061所以，氣體負(fù)荷因子： =0.04526 液泛氣速： 0.1738m/s 取泛點(diǎn)率0.7 操作氣速：u = 泛點(diǎn)率 uf=0.1216m/s 氣體流道截面積： =2.0452m2 選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.15; 則A / AT=

13、1- Ad / AT =0.85 截面積: AT=A/0.85=2.406 m2 塔徑： =1.75m 圓整后，取D=1.8m 符合化工原理書P108表6.10.1及P110表6.10.2的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián) 實(shí)際面積： =2.5447 m2 降液管截面積：Ad=AT0.15= 0.3817 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=2.1630 m2實(shí)際操作氣速： = 0.1150 m/s 實(shí)際泛點(diǎn)率：u / uf =0.94573 塔高的估算 Np=112 有效高度：Z= HT Np=50.4m 釜液高度（略），進(jìn)料處兩板間距增大為0.7m設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)人孔0.8m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜

14、液上方氣液分離高度取1.5m.設(shè)釜液停留時(shí)間為30min釜液高度：Z = 0.44m 取其為0.5m 所以，總塔高h(yuǎn)=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=59.6m第五節(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：Ad=AT0.15= 0.3817 m2由Ad/AT=0.15,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：lw/D=0.82所以，堰長lw=0.82D=1.476m2 溢流堰 取E近似為1則堰上液頭高： =0.029428m取堰高h(yuǎn)w=0.04m,底隙hb=0.045m液體流經(jīng)底隙的流速：ub =0.206m/sub0.5m/s 符合要求第六節(jié) 塔板布

15、置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度=3mm進(jìn)出口安全寬度bs=bs=80mm邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad/AT=0.15,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得：bd/D=0.21所以降液管寬度：bd =0.21D=0.378m =8.542mr= =0.85m有效傳質(zhì)面積： = 1.4320 m2 取篩孔直徑：do=7mm,取孔中心距：t=3.6do= 0.0252m開孔率： = =0.07 篩孔面積： = 0.1002 m2 篩孔氣速： =2.4817m/s篩孔個(gè)數(shù)： =2604第七節(jié) 塔板流動(dòng)性能校核1 液沫夾帶量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.1736m質(zhì)量夾帶率ev

16、 ： =0.000076kg液/kg氣ev5s 滿足要求 5 嚴(yán)重漏液校核 =0.0141m 滿足穩(wěn)定性要求 1.1257m/s第八節(jié) 負(fù)荷性能圖1 過量液沫夾帶線規(guī)定：ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體） 為限制條件得： = 10671-167qVLh2/3 由上述關(guān)系可作得線2 液相上限線 整理出：qVLh=3.07lw=4.034 與y軸平行，由上述關(guān)系可作得線3 嚴(yán)重漏液線 將下式分別代入 近似取Co為前面計(jì)算的值 得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =4843.3 b=0.0056+0.13hw-h=0.01024 c= =0.000285得：qVV

17、h =4843.3(0.01024+0.000285qVLh2/3)1/2 由上述關(guān)系可作得線4 液相上限線令 =5s得： =90.693由上述關(guān)系可作得線5 漿液管液泛線Hd=HT+hW令 將 ，其中=0以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關(guān)系全部代入前式整理得： 式中：a= =42.6181109 b= =0.177 c= =267.4757108 d= =0.003724得： 上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點(diǎn)為：qVLh =49.23m3/s qVVh =895.36 m3/s負(fù)荷性能圖： 可見，線的位置偏上，所以它對操

18、作的影響很小。放大后的負(fù)荷性能圖：設(shè)計(jì)點(diǎn)位于四條線包圍的區(qū)間中間稍偏下，操作彈性：qVVhmax / qVVhmin2.73所以基本滿足要求（程序見附件二）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 塔頂壓力：1.7213MPa 壓力降：Nphf=1120.1170.479.8103=0.0604MPa 塔底壓力=1.7213+0.0604=1.7817MPa2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度（）100525壓力（MPa絕壓）0.10131.7817蒸發(fā)量：Db= q,mVs =6.6725kg/s3 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：rc=

19、2257kj/kg熱導(dǎo)率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流體在（52.5 1.7817MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=278.182kj/kg液相熱導(dǎo)率：b =81.54mw/(m*K)液相粘度：b =0.071mPa*s液相密度：b =441.3kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.090kj/(kg*k) 表面張力：b0.00377N/m氣相粘度：v =0.071mPa*s氣相密度：v =35kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.0000266 m2 K/kg 二 估算設(shè)備尺寸 熱流量： = 1937235

20、.522w 傳熱溫差： =100-52.5=47.5K 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =47.98 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長L=3000mm 則傳熱管數(shù)： =134 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=13.552 管心距：t=0.048m 則 殼徑： =0.7165m 取 D=800mm L/D=3.75 取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.25m 管程出口直徑：Do=0.3m 三 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 Xe=0.19則循環(huán)氣量： =36.6522kg/s1) 計(jì)算顯熱段

21、管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-22.5=33mm =0.118 = 310.687kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 144403.9 普朗特?cái)?shù)： =2.69058 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1132.89w/( m2 K) 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： = 0.8583kg/s 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.06kg/(m s) = 848.402122 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 6547.988173w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=0.00021 m2

22、K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.00005 m2 K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) dm=(di+do)/2= 0.0355m = 611.4898w/( m2 K) 2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws = 1118474.245kg/( m2 h) Lockhut-martinel參數(shù)： =1.1838 則1/Xtt=0.85 查設(shè)計(jì)書P96圖329 得：E=0.2 在Xe=0.19 X3Xe=0.057的情況下 =0.2493 再查圖329，=1 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.6 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =8104.605 w/( m

23、2 K) 3）單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 1080.925w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE 對流沸騰因子： = 1.7475227 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 1888.94 w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = 6751.7 w/( m2 K) = 1266.69 w/( m2 K) 3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 = 0.00319LBC = 0.00272L= 0.00957mLCD =L- LBC = 2.9904m4傳熱系數(shù) = 1264.6 m2 實(shí)際需要傳熱面積： = 32.25 m25傳熱面積裕度： = 0.48780.150.2所以，傳熱面積裕度合適，滿足

24、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=Xe/3= 0.063333333時(shí)=3.6264 兩相流的液相分率： = 0.3816 兩相流平均密度： = 186.96kg/m3 2）當(dāng)X=Xe=0.19 = 1.1838兩相流的液相分率： = 0.2267 兩相流平均密度： = 123.26kg/m3根據(jù)課程設(shè)計(jì)表319 得：L=1.02m, 則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力： = 6228.48pa 2循環(huán)阻力Pf： 管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： = 747.05kg/(m2s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)： = 2630462進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)： = 0.0150進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量

25、長度： =29.30m管程進(jìn)出口阻力: =1112.343Pa 傳熱管顯熱段阻力P2 =310.687kg/(m2s) =144404 =0.0205 = 0.6512Pa 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv3 =39.3537kg/(m2s) =18291.167 =0.030 =71.06Pab. 液相流動(dòng)阻力PL3GL=G-Gv=271.33 kg/(m2s) = 126112 = 0.0210 = 158.464Pa = 1732.2382Pa 管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4 動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù): = 2.58 = 564.423管程出口段阻力P5 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv5 =

26、 518.786kg/(m2s) = 98.569kg/(m2s) 管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和： = 35.0425m = 3333797.217 = 0.014775112 = 279.4712b. 液相流動(dòng)阻力PL5 =212.118 kg/(m2s) = 896273 = 0.0164 = 97.6351Pa = 2735.64Pa所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 6145.292 又因PD=6228.4845Pa 所以 =1.0135 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)?。簁=0.7 1進(jìn)料罐（常溫貯料） 20丙稀 L1

27、 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 壓力取1.818MPa 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.93% 則 =516.3 kg/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 取 停留時(shí)間：x為4天，即x=96h 進(jìn)料罐容積： 793.978m3 圓整后 取V=794 m3 2回流罐（43）質(zhì)量流量qmLh=3600RqmDs =23139kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 17.39 m3取V=18 m33塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =1931.04 kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中

28、停留時(shí)間為72h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 4225.98m3取V=4226m34 釜液罐取停留時(shí)間為5天，即x=120h質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =1058.04 kg/h 則釜液罐的容積 404.86 m3取V=405m3二 傳熱設(shè)備 1進(jìn)料預(yù)熱器 用90水為熱源，出口約為70走殼程 料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989.08kg/h 管程液體焓變：H=401kj/kg 傳熱速率：Q= qmfsH=2989.08401/3600=332.99kw 殼程水焓變：H=125.6kj/kg 殼程水流率：q=9050kg/h

29、假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650w/(m2K) 則傳熱面積： 圓整后取A=12m2 2塔頂冷凝器擬用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：qmVs=6.9639kg/s取潛熱r=302.54kj/kg傳熱速率：Q= qmVsr=2106.86kw殼程取焓變：H=125.5kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=60435.82kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=152m23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：qmDs = 0.5364kg/s ; 取潛熱：r=280kj/kg則傳熱速率

30、：Q= qmDsr=150.192kw殼程焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=6437.14kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=16 m24釜液冷卻器擬用10水為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程。管程溫度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.2939kg/s丙烷液體焓變：H =282kj/kg傳熱速率：Q= qmVsH =82.88kw殼程取焓變：H=84.0kj/kg則殼程流率：qc=Q/H=3552kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=8 m2三 泵的設(shè)計(jì)1進(jìn)料泵(兩臺(tái)，一用一備)取液體流速：u

31、=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.0016 m3/s 取d=65mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003查得：=0.025取管路長度：l=100m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh =5.97m3/h選取泵的型號(hào)：AY 揚(yáng)程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（兩臺(tái)，一開一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0137 m3/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.00107查得：=0.02取管路長度：l=100m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，

32、文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh =49.44m3/h選取泵的型號(hào)：DSJH 揚(yáng)程：38280m 流量：951740m3 /s3.釜液泵（兩臺(tái)，一開一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00089m/s 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0045查得：=0.04取管路長度：l=40m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh =2.393m3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時(shí)不使用，但非正常工作或停止工作時(shí)，需要使用。選取泵的型號(hào)：GI 揚(yáng)程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速

33、：u=0.5m/s則取管子規(guī)格685。其它各處管線類似求得如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.5703頂蒸氣管1532510頂產(chǎn)品管0.5603回流管0.51803釜液流出管0.5324.5儀表接管/252.5塔底蒸氣回流管151594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/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀L=516.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=469.83PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4705HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4426TIC-01釜溫控制4060丙烷L=442附錄一 主要符號(hào)說明符號(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單位時(shí)間夾帶的液沫量 kg/hAa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 m2Fa氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔總截