過程工藝與設備課程設計任務丙烯丙烷精餾裝置設計

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上過程工藝與設備課程設計任務書丙烯-丙烷精餾裝置設計 前 言 本設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章。 說明中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了說明。 鑒于設計者經(jīng)驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正。 感謝老師的指導和參閱！目 錄1. 概述 32. 方案流程簡介 53. 精餾過程系統(tǒng)分析 64. 再沸器的設計 185. 輔助設備的設計 246. 管路設計 307. 控制方案 33設計心得及總結(jié) 34附錄一 主要符號說明 35附錄二 參考文獻 37附錄三 塔計算結(jié)果表 38

2、附錄四 再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表 39附錄五 工藝流程圖 401. 概述蒸餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應用。其中，簡單蒸餾與平衡蒸餾只能將混合物進行初步的分離。為了獲得較高純度的產(chǎn)品，應使得混合物的氣、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，使之得到更高程度的分離，這一目標可采用精餾的方法予以實現(xiàn)。精餾過程在能量劑驅(qū)動下，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，實現(xiàn)原料中各組分的分離。該過程是同時進行的傳質(zhì)、傳熱的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的存儲、輸

3、送、傳熱、分離、控制等的設備、儀表。所用設備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器等。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，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，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，只有一股進料，進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。一個精餾塔的分離能力或分離出的產(chǎn)品純度如何，與原料體系的性質(zhì)、操作條件以及塔的性能有關(guān)。實現(xiàn)精餾過程的氣、液傳質(zhì)設備，主要有兩大

4、類，板式塔和填料塔。本設計選取的是板式塔，相較而言，在塔效率上，板式塔效率穩(wěn)定；在液氣比方面，板式塔適應范圍較大，而填料塔則對液體噴淋量有一定要求；在安裝維修方面，板式塔相對比較容易進行；由于所設計的塔徑較大，所以在造價上，板式塔比填料塔更經(jīng)濟一些；而且，板式塔的重量較輕，故選擇板式塔。在眾多類型的板式塔中，選擇了溢流型篩板塔，相比較其它類型的板式塔，溢流型篩板塔價格低廉，裝卸方便，而且金屬消耗量少，非常適合板間距小、效率較高而且塔單位體積生產(chǎn)能力大的分離要求，同時其操作彈性大、阻力降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優(yōu)點也為之提供了廣闊的應用市場。1.2. 再沸器再沸器是精餾裝置的重要附屬設

5、備，其作用是使塔釜液部分汽化，從而實現(xiàn)精餾塔內(nèi)的氣液兩相間的熱量及動量傳遞。其形式主要有立式熱虹吸再沸器、臥式熱虹吸再沸器、強制循環(huán)式、釜式再沸器和內(nèi)置式再沸器。本設計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部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點：循環(huán)推動力：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)。立式安裝，增加了塔的裙座高度。1.3. 冷凝器 （設計從略）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

6、內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。2. 方案流程簡介2.1. 精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙稀和丙烷混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，為餾出物；另一部分作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸

7、分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2.2. 工藝流程2.2.1. 物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。2.2.2. 必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。2.2.3. 調(diào)節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調(diào)節(jié)，即自

8、動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。2.3. 設備選用精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。3. 精餾過程系統(tǒng)設計3.1 設計條件工藝條件：飽和液體進料，丙烯含量xf65（摩爾分數(shù)）塔頂丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，總板效率為0.6。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=1.4。塔板形式：篩板處理量：qnf=70kmol/h塔板設計位置：塔底3.2 物料衡算及熱量衡算3.2.1. 物料衡算：qnF=qnD+qnWxFqnF=xDqnD+xWqnW解得結(jié)果：x

9、D=45.9375kmol/h xW=24.0625kmol/h3.2.2求質(zhì)量流量：MD=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol; MW=0.02*42+0.98*44=43.964 kg/kmol;MF=0.65*42+0.35*44=42.7 kg/kmol則 qMD = xDMD/3600 =0.5364kg/s ; qMW = xWMW/3600 =0.2939kg/s qMF=xFMF/3600=0.8303 kg/s3.2.3. 塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：qnL =RqnD; qnV =(R+1)qnD;2）提餾段：qnL=qnL+qqnF; qnV=qn

10、V-(1-q)qnF; qnL=qnV+qnW; 其中q=1； 則：qnL=qnL+qnF; qnV=qnV 3.2.4. 熱量衡算1）再沸器熱流量：qnr=qnVr 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：Mr= qnr/Rr2）冷凝器熱流量：qc=VCp(t2-t1)冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Mc= qc/(Cl(t2-t1)3.3 塔板數(shù)的計算3.3.1. 相對揮發(fā)度的計算：通過對給定的溫度組成表格，計算相對揮發(fā)度=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)計算后平均，算得，1.72Mpa（絕）下=1. 1.82Mpa（絕）下=1. 平衡關(guān)系：x=y/(-(-1)y).3.3.2. 估算塔底的壓力：已知

11、塔頂?shù)膲毫?.62Mpa（表） 即1.72Mpa（絕）工程經(jīng)驗每塊塔板壓降100mm液柱，丙烷-丙烯：密度 460。則塔底壓力可以通過公式：P=N*0.1*460*9.8/。其中N是假設實際塔板數(shù)，P單位為Mpa3.3.3.給出假設，進行迭代：具體為：假設實際板數(shù)確定塔頂塔底壓力根據(jù)壓力和組成算出相對揮發(fā)度平均相對揮發(fā)度理論板數(shù) 實際板數(shù)與假設比較其中： q線方程 =0.65 平衡關(guān)系 精餾線方程 提餾線 流程圖： 計算程序：#include stdio.hmain() float x,y,a,d1,d2,w1,w2; int n=1;scanf（“%f%f%f%f%fn”,&a,&d1,&

12、d2,&w1,&w2）; y=0.98; x=y/(a-(a-1)*y); n+; for(;n+) y=d1*x+d2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(in=%dn,n); n=n+1; for(;n+) y=w1*x+w2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(total=%dn,n);其中a,d1,d2,w1,w2分別為 相對揮發(fā)度，精餾線斜率，精餾線截距，提餾線斜率，提餾線截距。迭代結(jié)果：第一次：首先假設100塊實際板

13、。利用excel計算出塔底壓力1.76508Mpa，插值出=1.計算出 d1=0.，d2=0.。再通過精餾線與q線的交點。計算出w1=1.，w2=-0.00063。帶入程序，得理論進料為51塊板，理論總板數(shù)為108塊（包括釜）則實際板數(shù)為（108-1）/0.6=178.333塊。第二次：實際板為178.333塊。利用excel計算出塔底壓力1.Mpa，= 1.計算出 d1= 0.，d2= 0.。再通過精餾線與q線的交點。計算出w1 1.，w2= -0.00062。帶入程序，得理論進料為51塊板，理論總板數(shù)為109塊（包括釜）,則實際板數(shù)為（109-1）/0.6=180塊。第二次迭代得到的結(jié)果與

14、假設接近，可認為收斂。結(jié)論：理論進料為51塊板，理論總板數(shù)為109塊（包括釜） 實際進料第85塊板，實際總塔板數(shù)為180塊。 回流比R= 15.76127 塔底壓力P=1.72+N*0.1*460*9.8/= 1.Mpa（絕） 塔底溫度：已知在0.02/0.98 下 P=1.72Mpa t= 49.39679；P=1.82Mpa t= 51.99784； 插值得：t=51.5073流量：精餾段：qmLs=RqmDs=8.4543kg/s qmVs=(R+1)qmDs =8.9907kg/s 提餾段：qmLs=qmLs+qmFs=9.2846kg/s qmVs= qmVs =8.9907kg/s

15、3.3.4計算結(jié)果名 稱數(shù) 值理論塔板數(shù) NT109進料板位置 NF51回流比R15.76127相對揮發(fā)度 1.塔頂產(chǎn)品量 qnD , mol/h45.9375塔底產(chǎn)品量qnw ,mol/h24.0625精餾段氣相流量qnv kg/s8.9907精餾段液相流量 qnl , kg/s8.4543提餾段氣相流量 qnv kg/s8.9907提餾段液相流量 qnl kg/s9.2846塔頂溫度tbD 41.49塔底溫度tbw 51.5073塔頂壓力PD MPa1.72（絕）塔底壓力Pw MPa1.8011（絕）3.4 精餾塔工藝設計3.4.1. 物性數(shù)據(jù)1.8Mpa，51.5下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔

16、底為標準）：查得氣相密度：V =28kg/m3液相密度：L =460kg/m3液相表面張力：=5.268mN/m3.4.2. 初估塔徑氣相流量：qmVs=8.9907kg/s qVVs=qmVs/ qnVs=0.3211m3/s液相流量：qmLs=9.2846kg/s qVLs=qmLs/ qnLs=0.0206m3/s兩相流動參數(shù)： 設間距： =0.45m 查費克關(guān)聯(lián)圖得=0.06氣體負荷因子C：=0.0459液泛氣速： =0.1854泛點率取=0.75， 操作氣速u=0.14m/s所需氣體流道截面積A：=0.3211/0.14=2.29m2選取單流型，弓形降液管板，取=0.12，則=1-=

17、0.88故塔板截面積AT=A/0.88=2.685m2，塔徑D： =1.78 m ,圓整：取1.8m則實際塔板截面面積=2.5414 m2，降液管截面積=0.3052m2氣體流道截面積A=2.338m2 ，實際操作氣速u=qV/A=0.1286m2實際泛點率=0.73，在0.60.8之內(nèi)且選=0.45m，D=1.8m 符合經(jīng)驗關(guān)系3.4.3. 塔高的估算實際板數(shù)180塊，初選塔板間距0.45m，則塔高Z=180*0.45=81m。進料處兩板間距增大為0.9m設置20個人孔，人孔所在處兩板間距增大為0.8m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取4m.設釜液停留時間為30min釜

18、液高度： =0.45m所以，總塔高h=81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+0.45+20*(0.8-0.45)100m3.5 溢流裝置的設計3.5.1. 降液管 （弓形）由上述計算可得：降液管截面積：Ad=AT0.12= 0.3052m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下冊）P113的圖6.10.24可得： lw/D=0.68，Bd/D=0.14所以，堰長lw=0.68D=1.224m，堰寬Bd=0.14D=0.252m，降液管面積 =0.3052 m2 3.5.2溢流堰溢流強度 qvlh/lw=0.0206*3600/1.224=60.590.006m 合適取堰高hw=0.040

19、m。3.5.3. 受液盤和底隙取平形受液盤，底隙hb取0.050m液體流經(jīng)底隙的流速：ub=qvls/（lw*hb）=0.0206/（1.224*0.050）=0.337m/s ub(0.80.9m),采用分塊式塔板； 取塔板厚度t=4mm;整個塔板面積: 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad=0.4068入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=60mm=0.06m邊緣區(qū) bc=50mm=0.05m選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)面積)其中：Bd=0.252m, x=D/2-(Bd+bs)=0.588m, r=D/2-bc=0.85m求得=1.825m23.6.2. 篩孔的尺寸和排列：選用正三角形排列取篩孔直徑：do=

20、7mm,t=3.5do 開孔率 =7.5% 篩孔面積 Ao=Aa=0.1368m2 篩孔氣速 uo=qv/Ao=2.223m/s 篩孔個數(shù) =35573.7 塔板流動性能校核3.7.1. 液沫夾帶量的校核由=0.248和實際泛點率0.73，查化工原理（下冊）P117的圖6.10.28可得=0.0057，則 kg液體/kg氣體 Hd,故不會發(fā)生降液管液泛。3.7.4. 液體在降液管內(nèi)停留時間 應保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出T=Ad*Ht/qvL=0.2034*0.45/0.3004=4.443，故所夾帶氣體可以釋放。降液管流速Ub=Ht/T=0.1014m

21、/s3.7.5. 嚴重漏液校核 Ho=0.0056+0.13（hw+how）-ha =0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583 m液柱,穩(wěn)定系數(shù)k=1.8141.52.0,故不會發(fā)生嚴重漏液。 反算=2.223/1.814=1.225 m/s3.8 負荷性能圖3.8.1. 過量液沫夾帶線規(guī)定ev=0.1，則 代入得：qvvh= 8848.1-168.97 由上述關(guān)系可作得線3.8.2. 液相下限線 qvLh=3.07lw=3.07*1.224=3.88 是與y軸平行的線由上述關(guān)系可作得線3.8.3. 嚴重漏液線qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：qVV

22、h =4610(0.0095+0.qVLh2/3)1/2由上述關(guān)系可作得線3.8.4. 液相上限線令 =5s，得： =720*0.45*0.3052=98.88由上述關(guān)系可作得線3.8.5. 降液管液泛線式中：a= =*28/（460*0.1351*0.79）=21.49109 b= =0.6*0.45+（0.6-0.72-1）*0.05=0.214 c= =315 d= = =4.269上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能圖作點為：qVLh =74.16m3/h qVVh =1155.46 m3/h如圖：局部放大后設計點位于四條線包圍的區(qū)間中間稍偏下操作彈性操作彈性：qvmax

23、/ qvmin=1540.2/520.33=2.96所以基本滿足要求。4. 再沸器的設計4.1. 設計任務與設計條件4.1.1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（摩爾分數(shù)）丙稀=0.02，丙烷=0.98塔頂壓力PD =1.72MPa塔底壓力PW =1.8011MPa4.1.2再沸器殼程與管程的設計殼程管程溫度（）10051.51壓力（MPa絕壓）0.10131.8011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=2319.2熱導率：c =0.6725w/(m*K)粘度：c =0.5294mPas密度：c =958.1kg/m32） 管

24、程流體在（51.51 1.8011MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=330 kJ/kg液相熱導率：b =0.082w/(mK)液相粘度：b =0.07mPas液相密度：b =460kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb=3.19 kJ/kgK表面張力：b0.00394N/m氣相粘度：v =0.0088mPas氣相密度：v =28kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.00025 m2 K/kg4.2. 估算設備尺寸熱流量： = MwV rb1000/3600= w傳熱溫差： =48.49假設傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K)估算傳熱面積Ap =63.89 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：252mm,

25、管長L=3m則傳熱管數(shù)： =271若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1 b=2a+1 得：a=9 b=19管心距：t=32mm則 殼徑： =638m取 D = 0.600m取 管程進口直徑：Di=0.25m 管程出口直徑：Do=0.35m4.3. 傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)K假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.22則循環(huán)氣量： =36.27kg/s1) 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=25-22=21mm = 366.17kg/( m2 s)雷諾數(shù)： = .710000普朗特數(shù)： =2.73顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)：= 1445.43w/( m2

26、 K)2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算o蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 1.1354kg/s傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.051 kg/(m s) = 381.94管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 5540.36w/ (m2 K)3) 污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：Ri=0. m2 K/w冷凝側(cè)：Ro=0.00009m2 K/w管壁熱阻：Rw= 0. m2 K/w4） 顯熱段傳熱系數(shù) =735.8w/( m2 K)4.3.2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算1) 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 G =.97 kg/( m2 h)Lockhut-martinel參數(shù)：Xe=0.22時：在X=Xe 的情

27、況下 =1.則1/Xtt=0.7969再查圖329，E=0.1X=0.4 Xe=0.088時 =0.查設計書P96圖329得：=0.82）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.45泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =6293.4w/( m2 K)3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 1342.7w/( m2 K)沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE對流沸騰因子 ： = 1.93兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 2589.05w/( m2 K)沸騰傳熱膜系數(shù)： = 5421.08 w/( m2 K) = 1324.4 w/( m2 K) 4.3.3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 =0.02LBC =0.L= 0.06LCD =

28、L- LBC =2.944.3.4傳熱系數(shù) = 1312.84m2 實際需要傳熱面積： = 43.61m24.3.5傳熱面積裕度： = 54%30%所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4. 循環(huán)流量校核4.4.1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1）當X=Xe/3= 0.073時 =3.94兩相流的液相分率： = 0.3954兩相流平均密度： = 203.61kg/m32）當X=Xe=0.22時= 1.兩相流的液相分率： = 0.2333兩相流平均密度： = 139.49kg/m3根據(jù)課程設計表319 得：L=0.8m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： =5804.33pa4.4.2循環(huán)阻力Pf：1）管程進出口阻力P1 進

29、口管內(nèi)質(zhì)量流速： =738.94kg/(m2s)釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = .374進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： =0.015進口管長度與局部阻力當量長度： =29.298m管程進出口阻力: =1084.44Pa2）傳熱管顯熱段阻力P2 =366.17kg/(m2s) =.74 =0.0214 = 9.12Pa3）傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動阻力Pv3G=366.17kg/(m2s) 取X=2/3Xe 則 =53.7kg/(m2s) =.37 =0.021 =89.5Pab. 液相流動阻力PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2s) =.34 =0.0167 =257.78Pa

30、= 2516.52Pa4）管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力P4動量變化引起的阻力系數(shù): = 2.2 = 666.175）管程出口段阻力P5 a. 氣相流動阻力Pv5 = 377.01kg/(m2s) =82.94kg/(m2s)管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： = 40.79m = =0.015 =39.52pab. 液相流動阻力PL5 =294.07 kg/(m2s) = .7 =0.0157 = 178.53Pa = 1442.387Pa所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa 又因PD=5804.33Pa所以 =1.014循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說

31、明所設的出口汽化率Xe基本正確，因此所設計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 5. 輔助設備設計5.1. 輔助容器的設計容器填充系數(shù)取：=0.75.1.1進料罐（常溫貯料）20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 壓力取1.73947MPa由上面的計算可知 進料 Xf=65% 丙稀的質(zhì)量分率：Mf=63.93% 則 =513.84kg/m3 進料質(zhì)量流量qmfh=kg/h取 停留時間：為4天，即=96h進料罐容積： 797.82m3 圓整后 取V=798 m3 kg/m3 質(zhì)量流量qmLh=405.62*42.04 =17052.2648kg/h則體積流量：q

32、nlh=35.9398m3/h設凝液在回流罐中停留時間為10min，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 /60=8.55m3取V=9m35.1.2. 塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =qnD 42.04體積流量：qnvh=qmDh/L =4.07m3/h產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為=120h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 =697.76m3取V=698m35.1.3. 釜液罐取停留時間為5天，即=120h ，釜液密度為l2 =443.162kg/m3摩爾流量：qnW =24.0626kmol/h質(zhì)量流量qmWh=43.964qnW 則釜液罐的容積 409.2m3取V=410m35.2.

33、 傳熱設備5.2.1進料預熱器用80水為熱源，出口約為50走殼程料液由20加熱至46.22，走管程傳熱溫差： 管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h管程液體焓變：H=401kJ/kg傳熱速率：Q= qmfsH=2989401/3600=332.94kw殼程水焓變：H=125.6kJ/kg殼程水流率：q=3600 Q/H=9542.9kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后取A=6m2 5.2.2.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43.1管程流率：qmVs=18983.49kg/h取潛熱r=353.53kJ/kg傳熱速率：

34、Q= qmVsr=1864.07kw殼程取焓變：H=125.8kJ/kg則殼程流率：qc=Q/H=53343.9kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=114m25.2.3.頂產(chǎn)品冷卻器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為20走殼程。管程溫度由43.1降至25 管程流率：qmDs = 1931.2kg/h ; 取潛熱：r=306.38kJ/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=164.36kw殼程焓變：H=83.9kJ/kg則殼程流率：qc=Q/H=7052.23kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=11m25.2.4.液冷卻器擬用0

35、水為冷卻劑，出口溫度為20。走殼程。管程溫度由52.23降到25管程流率：qmWs=1057.88kg/h丙烷液體焓變：H =284kJ/kg傳熱速率：Q= qmVsH =83.45kw殼程取焓變：H=83.9kJ/kg則殼程流率：qc=Q/H=3580.9kg/h假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2K)則傳熱面積： 圓整后 取A=5m25.3. 泵的設計5.3.1進料泵(兩臺，一用一備)液體流速：u=0.5m/s，選703.0，do=0.064m=64mm液體密度： kg/ m3 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.查得：=0.026取管路長度：L =120m 取90度彎管2個（2*4

36、0d），其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個le=15d，一個90度彎頭，進入突然縮小=0.5，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981*106Pam取，1.64*106Pa則qVLh =5.788m3/h選取泵的型號：AY 揚程：30650m 流量：2.5600m3 /h5.3.2回流泵（兩臺，一備一用）實際液體流速：u=0.5m/s，選1084，管路直徑：d=0.1m=100mm液體密度： 液體粘度 取=0.2，相對粗糙度：/d=0.002查得：=0.0228取管路長度：l=120m 取90度彎管4個，其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7排出管中截止閥一個le=15d

37、，進入突然縮小=0.5，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981*106Pa取，忽略不計。則qVLh =14.14m3/h選取泵的型號：Y 揚程：60603m 流量：6.25500m3 /h5.3.3.釜液泵（兩臺，一備一用）實際液體流速：u=0.5m/s選322.5，管路直徑：d=0.027m=27mm液體密度： kg/ m3 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0074查得：=0.033取管路長度：l=60m取90度彎管2個（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個le=15d，一個90度彎頭，進入突然縮小=0.5，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.009

38、81*106Pa取，則qVLh =0.824m3/h該處泵揚程為負值，說明正常工作時無須使用該泵，但在非正常工作或者停止工作時，需使用該泵，不可忽略。6. 管路設計6.1進料管線取料液流速：u=0.5m/s 體積流量V=0.則=0.064m取管子規(guī)格703的管材。其內(nèi)徑為0.064 m6.2塔頂蒸汽管取原料流速：u=12m/s 體積流量：V=611.94則=0.134 m取管子規(guī)格1528.5 . 其內(nèi)徑為0.135m，其實際流速為u=11.88m/s6.3. 塔頂產(chǎn)品管取原料流速u=0.4m/s，其體積流量：V=4.07則=0.060m取管子規(guī)格684. 其內(nèi)徑為0.060 m，其實際流速為

39、u=0.4m/s6.4. 回流管取原料流速：u=0.7m/s 體積流量：V=35.95則=0.135m取管子規(guī)格1528.5 . 其內(nèi)徑為0.135m，其實際流速為u=0. 7m/s6.5釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 體積流量：V=2.387則=0.053 m取管子規(guī)格603.5. 其內(nèi)徑為0.053 m。6.6儀表接管選管規(guī)格：323 .6.7塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 體積流量：V=511.66則=0.135 m取管子規(guī)格1528.5 . 其內(nèi)徑為0.135m，所求各管線的結(jié)果如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.5703頂蒸氣管121528.5

40、頂產(chǎn)品管0.4684回流管0.71528.5釜液流出管0.3603.5儀表接管/323塔底蒸氣回流管101528.57.控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標是溫度。 將本設計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h丙烷丙稀L=513.92FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=4603PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4605

41、HIC-01釜液面控制03m丙烷L=443.1626TIC-01釜溫控制4060丙烷L=443.162設計心得及總結(jié)為期兩周的課程設計在忙碌間走過，回想起來，其過程是曲折的卻又有著深刻意義，在進行各種計算以及參數(shù)選擇的時候，常常遇到進退兩難或者無從下手的情況，這對于我們是一個考驗，要想學到真正的應用知識，這是一次很好的鍛煉機會，所以，我們要堅持做下去。問題在我們的努力下是總會得以解決的，只要付出努力，當你的迷茫達到一定的時候，就必然會走向成功。雖然在此過程，我們或許在有些時候選擇了一個錯誤的方向，遇到很多的困難，但是即使很困擾，即使很緩慢，終究也會勝利的，那些付出依然也是有價值的。錯了不怕，要從中學到經(jīng)驗，只要能掌握課本上我們難以學到的，難以掌握的最大的收獲。因為從書本上的理論知識到真正的生產(chǎn)實踐