過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書_丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)_第1頁(yè)
過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書_丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計(jì)_第2頁(yè)
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文檔簡(jiǎn)介

1、過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計(jì) 前 言 本設(shè)計(jì)說明書包括概述、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)也做了說明。 鑒于設(shè)計(jì)者經(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!目 錄1. 概述 32. 方案流程簡(jiǎn)介 53. 精餾過程系統(tǒng)分析 64. 再沸器的設(shè)計(jì) 185. 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 246. 管路設(shè)計(jì) 307. 控制方案 33設(shè)計(jì)心得及總結(jié) 34附錄一 主要符號(hào)說明 35附錄二 參考文獻(xiàn) 37附錄三 塔計(jì)算結(jié)果表 38附錄四 再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸

2、和計(jì)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(yīng)用。其中,簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾只能將混合物進(jìn)行初步的分離。為了獲得較高純度的產(chǎn)品,應(yīng)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(biāo)可采用精餾的方法予以實(shí)現(xiàn)。精餾過程在能量劑驅(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)原料中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行的傳質(zhì)、傳熱的過程。為實(shí)現(xiàn)精餾過程,必須為該過程提供物流的存儲(chǔ)、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)

3、備、儀表。所用設(shè)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(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。一個(gè)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(shí)現(xiàn)精餾過程的氣、液傳質(zhì)設(shè)備,主要有兩大類,板式塔和填料塔。本設(shè)計(jì)

4、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(yīng)范圍較大,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,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(jià)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(shí)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(diǎn)也為之提供了廣闊的應(yīng)用市場(chǎng)。1.2. 再沸器再沸器是精餾裝置的重要附屬設(shè)備,其作用是使塔釜液部分汽

5、化,從而實(shí)現(xiàn)精餾塔內(nèi)的氣液兩相間的熱量及動(dòng)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(qiáng)制循環(huán)式、釜式再沸器和內(nèi)置式再沸器。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。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)。立式安裝,增加了塔的裙座高度。1.3. 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

6、進(jìn)行,最常用的冷凝器是管殼式換熱器。2. 方案流程簡(jiǎn)介2.1. 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(丙稀和丙烷混合液體)經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中某一位置(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),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,為餾出物;另一部分作為回流返回塔頂?;亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆颠^程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸分離。當(dāng)流至塔底時(shí),被再沸

7、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(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。2.2.2. 必要的檢測(cè)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,

8、且隨時(shí)進(jìn)行切換。2.3. 設(shè)備選用精餾塔選用篩板塔,配以立式熱虹吸式再沸器。3. 精餾過程系統(tǒng)設(shè)計(jì)3.1 設(shè)計(jì)條件工藝條件:飽和液體進(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。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(shè)計(jì)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:xDW3.2.2求質(zhì)量流量:

9、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 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=qnV-(1-q)qnF; qnL=qnV+qnW; 其中q=1; 則:qnL=qnL+qnF; qnV=qnV 3.2.4

10、. 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(jì)算3.3.1. 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算:通過對(duì)給定的溫度組成表格,計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)計(jì)算后平均,算得,1.72Mpa(絕)下 1.82Mpa(絕)下 平衡關(guān)系:x=y/(-(-1)y).3.3.2. 估算塔底的壓力:已知塔頂?shù)膲毫?.62Mpa(表) 即1.72Mpa(絕)工程經(jīng)驗(yàn)每塊塔板壓降100mm液柱,丙烷-丙烯:密度 460。則塔底壓力可以

11、通過公式:P=N*0.1*460*9.8/1000000。其中N是假設(shè)實(shí)際塔板數(shù),P單位為Mpa3.3.3.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(jì)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,&d2,&w1,&w2); y=0.98; x=y/(a-(a-1)*y); n+; for(;n+) y=d1*x+d

12、2; 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(duì)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(shè)100塊實(shí)際板。利用excel計(jì)算出塔底壓力1.76508Mpa,插值出計(jì)算出 d1=0.939677,d2=0.059117。再通

13、過精餾線與q線的交點(diǎn)。計(jì)算出w1=1.031598,w2=-0.00063。帶入程序,得理論進(jìn)料為51塊板,理論總板數(shù)為108塊(包括釜)則實(shí)際板數(shù)為(108-1)/0.6=178.333塊。第二次:實(shí)際板為178.333塊。利用excel計(jì)算出塔底壓力1.801895Mpa,3,d2=。再通過精餾線與q線的交點(diǎn)。計(jì)算出w1,w2=。帶入程序,得理論進(jìn)料為51塊板,理論總板數(shù)為109塊(包括釜),則實(shí)際板數(shù)為(109-1)/0.6=180塊。第二次迭代得到的結(jié)果與假設(shè)接近,可認(rèn)為收斂。結(jié)論:理論進(jìn)料為51塊板,理論總板數(shù)為109塊(包括釜) 實(shí)際進(jìn)料第85塊板,實(shí)際總塔板數(shù)為180塊。 回流比

14、R= 塔底壓力P=1.72+N*0.1*460*9.8/1000000= 1.801144Mpa(絕);流量:精餾段:qmLs=RqmDsmVs=(R+1)qmDs 提餾段:qmLs=qmLs+qmFsmVs= qmVs3.3.4計(jì)算結(jié)果名 稱數(shù) 值理論塔板數(shù) NT109進(jìn)料板位置 NF51回流比R相對(duì)揮發(fā)度 塔頂產(chǎn)品量 qnD , mol/h塔底產(chǎn)品量qnw ,mol/h精餾段氣相流量qnv kg/s精餾段液相流量 qnl , kg/s提餾段氣相流量 qnv kg/s提餾段液相流量 qnl kg/s塔頂溫度tbD 塔底溫度tbw 塔頂壓力PD MPa1.72(絕)塔底壓力Pw MPa1.80

15、11(絕)3.4 精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.4.1. 物性數(shù)據(jù)下,丙烷的物性數(shù)據(jù)(以塔底為標(biāo)準(zhǔn)):查得氣相密度:V =28kg/m3液相密度:L =460kg/m3液相表面張力:3.4.2. 初估塔徑氣相流量:qmVskg/s qVVs=qmVs/ qnVsm3/s液相流量:qmLsVLs=qmLs/ qnLs3/s兩相流動(dòng)參數(shù): 設(shè)間距: =0.45m 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得氣體負(fù)荷因子C:液泛氣速: =泛點(diǎn)率取所需氣體流道截面積A:2選取單流型,弓形降液管板,取=0.12,則=1-故塔板截面積AT2,則實(shí)際塔板截面面積=2.5414 m2,降液管截面積22 ,實(shí)際操作氣速u=qV/A=2實(shí)際泛點(diǎn)率且選=0

16、.45m,D=1.8m 符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)系3.4.3. 塔高的估算實(shí)際板數(shù)180塊,初選塔板間距0.45m,則塔高Z=180*0.45=81m。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(shè)釜液停留時(shí)間為30min釜液高度:所以,總塔高h(yuǎn)=81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+0.45+20*(0.8-0.45)100m3.5 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:Ad=AT2所以,堰長(zhǎng)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(qiáng)度 qvlh/lw=0.0206

17、*3600/1.224=60.590.006m 合適取堰高h(yuǎn)w=0.040m。3.5.3. 受液盤和底隙液體流經(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(gè)塔板面積: 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad=0.4068選擇塔板為單流型,有效傳質(zhì)面積)求得3.6.2. 篩孔的尺寸和排列:選用正三角形排列 開孔率 =7.5% 篩孔面積 Ao= 篩孔氣速 uo=qv 篩孔個(gè)數(shù) =35573.7 塔板流動(dòng)性能校核3.7.1. 液沫夾帶量的校核由=0.0057,則 kg液體/kg氣體 H

18、d,故不會(huì)發(fā)生降液管液泛。3.7.4. 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)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。3.7.5. 嚴(yán)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(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。 反算3.8 負(fù)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.

19、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(yán)重漏液線qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中:qVVh VLh2/3)1/2由上述關(guān)系可作得線3.8.4. 液相上限線令 =5s,由上述關(guān)系可作得線3.8.5. 降液管液泛線式中:a= =109 b= c= =315 d= = 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 3/h qVVh =1155.46 m3/h如圖:局部放大后設(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操作彈性:qvmax/ qvmin所以基本滿足要求。4. 再沸器的設(shè)

20、計(jì)4.1. 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件4.1.1選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力PD 塔底壓力PW 4.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度()100壓力(MPa絕壓)物性數(shù)據(jù)殼程凝液在溫度(100)下的物性數(shù)據(jù):潛熱:rc熱導(dǎo)率:c =0.6725w/(m*K)粘度:s密度:3 1.8011MPa)下的物性數(shù)據(jù):潛熱:rb=330 kJ/kg液相熱導(dǎo)率:b =0.082w/(mK)液相粘度:s液相密度:b =460kg/m3 液相定比壓熱容:Cpb=3.19 kJ/kgK表面張力:氣相粘度:s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(shè)備

21、尺寸熱流量: = MwV rb1000/3600= 2633400w假設(shè)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,管長(zhǎng)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: =638m4.3. 傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)K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: di=25-22=21mm = 366.17kg/( m2 s)雷諾數(shù): = 109851.710000顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù):= 1445.43w/( m

22、2 K)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算o傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液質(zhì)量流量: =0.051 kg/(m s)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=0.000176 m2 K/w2 K/w管壁熱阻:Rw= 0.000051 m2 K/w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(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量:Gh=3600 G =1318220.97 kg/( m2 h)Lockhut-martinel參數(shù):Xe=0.22時(shí):再查圖329,查設(shè)計(jì)書P96圖329得:2)泡核沸騰壓抑因數(shù):=(E+泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯?/p>

23、數(shù): =6293.4w/( m2 K)3)單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) : = 1342.7w/( m2 K)沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):KE兩相對(duì)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(zhǎng)度 LBC LCD =L- LBC 2 24.3.5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(dòng)力:33根據(jù)課程設(shè)計(jì)表319 得:L=0.8m,4.4.2循環(huán)阻力Pf:1)管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速: =7

24、38.94kg/(m2s)進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù): 進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度:8m2)傳熱管顯熱段阻力P2 =366.17kg/(m2s)3)傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 氣相流動(dòng)阻力Pv3G=366.17kg/(m2s) 取X=2/3Xe 則 =53.7kg/(m2s) =128160.37液相流動(dòng)阻力PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2s)4)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): = 2.25)管程出口段阻力P5 氣相流動(dòng)阻力Pv5 = 377.01kg/(m2s) =82.94kg/(m2s)管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和: =3298847液相流動(dòng)阻力PL5

25、=294.07 kg/(m2s)所以循環(huán)阻力:Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa 又因循環(huán)推動(dòng)力略大于循環(huán)阻力,說明所設(shè)的出口汽化率Xe基本正確,因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過程對(duì)循環(huán)流量的要求。 5. 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)5.1. 輔助容器的設(shè)計(jì)容器填充系數(shù)?。?.1.1進(jìn)料罐(常溫貯料)20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 Xf=65% 丙稀的質(zhì)量分率:Mf=63.93% /m3 進(jìn)料質(zhì)量流量qmfh=kg/h取 停留時(shí)間:為4天,即=96h進(jìn)料罐容積:3 圓整后 取V=798 m3 kg/m3 質(zhì)量流量q

26、mLh則體積流量:qnlh3/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為10min,填充系數(shù)3取V=9m35.1.2. 塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =qnD 體積流量:qnvh=qmDh/L3/h產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為=120h,填充系數(shù)3取V=698m35.1.3. 釜液罐取停留時(shí)間為5天,即=120h ,釜液密度為l23摩爾流量:qnW質(zhì)量流量qmWhnW 3取V=410m35.2. 傳熱設(shè)備5.2.1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,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=

27、qmfsH=2989殼程水焓變:H殼程水流率:q=3600 Q/H假設(shè)傳熱系數(shù):K=650w/(m2K)則傳熱面積: 圓整后取A=6m2 擬用0水為冷卻劑,出口溫度為30走殼程。管程流率:qmVs傳熱速率:Q= qmVs殼程取焓變:則殼程流率:qc=Q/假設(shè)傳熱系數(shù):K=650 w/(m2K)則傳熱面積: 圓整后 取A=114m2擬用0水為冷卻劑,出口溫度為20降至25 管程流率:qmDs = 1931.2kg/h ; 則傳熱速率:Q= qmDs殼程焓變:則殼程流率:qc=Q/假設(shè)傳熱系數(shù):K=650 w/(m2K)則傳熱面積 圓整后 取A=11m2擬用0水為冷卻劑,出口溫度為20。走殼程。降

28、到25管程流率:qmWs丙烷液體焓變:H =284kJ/kg傳熱速率:Q= qmVs殼程取焓變:H則殼程流率:qc=Q/假設(shè)傳熱系數(shù):K=650 w/(m2K)則傳熱面積: 圓整后 取A=5m25.3. 泵的設(shè)計(jì)5.3.1進(jìn)料泵(兩臺(tái),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 取相對(duì)粗糙度:查得:取管路長(zhǎng)度:L =120m 取90度彎管2個(gè)(2*40d),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)le=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0.00981*106Pam取,

29、4*106Pa則qVLh =3/h選取泵的型號(hào):AY 揚(yáng)程:30650m 流量:2.5600m3 /h5.3.2回流泵(兩臺(tái),一備一用)實(shí)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(duì)粗糙度:查得:取管路長(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)le=15d,進(jìn)入突然縮小,文氏管流量計(jì)1個(gè),噴嘴阻力取0.00981*106Pa取,忽略不計(jì)。則qVLh =3/h選取泵的型號(hào):Y 揚(yáng)程:60603m 流量:6.25500m3 /h5.3.3.釜液泵(兩臺(tái),一備一用)322.5,管路直徑:d

30、=0.027m=27mm液體密度: kg/ m3 液體粘度 取=0.2相對(duì)粗糙度:查得:取管路長(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)le=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0.00981*106Pa取,則qVLh =3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值,說明正常工作時(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。6. 管路設(shè)計(jì)6.1進(jìn)料管線則取管子規(guī)格703的管材。其內(nèi)徑為0.064 m6.2塔頂蒸汽管則=0.134 m取管子規(guī)格1528.5 . 其內(nèi)徑為0.135m,其實(shí)際流速為u=6.3.

31、 塔頂產(chǎn)品管則取管子規(guī)格684. 其內(nèi)徑為0.060 m,其實(shí)際流速為u=6.4. 回流管則取管子規(guī)格1528.5 . 其內(nèi)徑為0.135m,其實(shí)際流速為u=0. 7m/s6.5釜液流出管則=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(jìn)料管703頂蒸氣管12152頂產(chǎn)品管684回流管152釜液流出管60儀表接管/323塔底蒸氣回流管10152 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

32、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/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h丙烷丙稀L2FIC-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=4605HIC-01釜液面控制03m丙烷L(zhǎng)6TIC-01釜溫控制4060丙烷L(zhǎng)設(shè)計(jì)心得及總結(jié)為期兩周的課程設(shè)計(jì)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(jìn)行各種計(jì)算以及參數(shù)選擇的時(shí)候

33、,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),要想學(xué)到真正的應(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)持做下去。問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

34、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EXCEL,WORD, CAD等等。總之,通過這次課程設(shè)計(jì),豐富了我各個(gè)方面的知識(shí),使我受益匪淺。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液流收縮系數(shù)Aa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 m2F0氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m1/2)F1實(shí)際泛點(diǎn)率Ao板孔總截面積 m2Nt理論塔板數(shù)AT塔截面積 m2Np實(shí)際塔板數(shù)b液體橫過塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度 m

35、n浮閥個(gè)數(shù)bc塔板上邊緣寬度 mp系統(tǒng)總壓力 kPa 組分分壓 kPabd降液管寬度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定區(qū)寬度 m熱負(fù)荷 w(kw)bs塔板上出口安定區(qū)寬度 mqn摩爾流量 kmol/hC計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子qm質(zhì)量流量 kmol/hC20液體表面張力20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子 qnh體積流量 m3 /hCo孔流系數(shù)qns體積流量 m3 /sD塔徑 mh克服液體表面張力的阻力 mdo篩孔直徑 mhow堰上方液頭高度 mET塔板效率 液流收縮系數(shù)hw堰高 mR回流比K相平衡常數(shù)r摩爾汽化潛熱 kJ/kmolk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)T熱力學(xué)溫度 Klw堰長(zhǎng) mt攝氏溫度 M

36、摩爾質(zhì)量 kg/kmolFLV兩相流動(dòng)參數(shù)密度 kg/m3 f汽化分?jǐn)?shù)液體表面張力 mN/mHd氣相摩爾焓 kJ/kmol時(shí)間 sHd降液管內(nèi)清液層高度 m降液管中泡沫層的相對(duì)密度 Hf降液管內(nèi)泡沫層高度 m篩板的開孔率HT塔板間距 mB液沫夾帶分?jǐn)?shù),篩板固定底邊尺寸mhb降液管底隙 mu設(shè)計(jì)或操作氣速 m/shd液體流過降液管底隙的阻力mua通過有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/shf塔板阻力(以清液層高度表示 m)uf液泛氣速 m/sht塔板上的液層阻力(以清液層高度表示 )muo篩孔氣速 m/sho干板阻力(以清液層高度表示)mzf進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)ho嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力m相對(duì)揮發(fā)度uo嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)

37、的閥孔氣速 m/s塔板上液層的充氣系數(shù)x液相摩爾分?jǐn)?shù)y氣相摩爾分?jǐn)?shù)Z塔高 m下標(biāo)組分名稱min最小c冷缺水max最大D餾出液n塔板序號(hào)e平衡opt適宜F進(jìn)料q精。提餾段交點(diǎn)h小時(shí)R再沸器i組分名稱s秒j組分名稱V氣相l(xiāng)液相W釜液提餾段飽和附錄二 參考文獻(xiàn):1.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì),匡國(guó)柱、史啟才主編,化學(xué)工業(yè)出版社,2002年。2.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)劉光啟,劉杰主編,化學(xué)化工出版社,2002年。3.化工物性算圖手冊(cè),劉光啟、馬連緗、劉杰主編,化學(xué)工業(yè)出版社,2002年。4.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè),盧煥章,化學(xué)工業(yè)出版社,1982年。5.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè),(續(xù)篇),馬沛生,化學(xué)工業(yè)出版

38、社,1982年。6.石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè),王松漢,化學(xué)工業(yè)出版書,2002年。7.化工原理,大連理工大學(xué)編,高等教育出版社,2009年。8.化工原理實(shí)驗(yàn)及課程設(shè)計(jì),陳均志、李磊主編,化學(xué)工業(yè)出版社,2008年。內(nèi)部資料僅供參考9JWKffwvG#tYM*Jg&6a*CZ7H$dq8KqqfHVZFedswSyXTy#&QA9wkxFyeQ!djs#XuyUP2kNXpRWXmA&UE9aQGn8xp$R#͑GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5ux

39、Y7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ksv*3tnGK8!z89AmYWpazadNu#KN&MuWFA5uxY7JnD6YWRrWwcvR9CpbK!zn%Mz849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2zVkum&gTXRm6X4NGpP$vSTT#&ks

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