丙烯-丙烷精馏装置设计 化工原理课程设计

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1、化工原理课程设计化工原理课程设计丙烯丙烯-丙烷精馏装置设计丙烷精馏装置设计处 理 量：60kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进 料：xf65塔顶产品：xD98塔底产品: xw2安装地点：大连总板效率：0.6塔板位置：塔底塔板形式：筛板回 流 比：1.2班班 级：级： 化机化机 08020802 姓姓 名：名： 胡胡 洪洪 学学 号：号： 200842006200842006 指导老师：指导老师： 韩志忠韩志忠 设计日期：设计日期： 2011.6.22-2011.7.12011.6.22-2011.7.1 成成 绩：绩： 化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 2 -前前

2、 言言 本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。 说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。 鉴于本人经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 3 -目录第一章第一章 精馏过程工艺设计概述精馏过程工艺设计概述.- 1 -一、概述.- 1 -二、工艺设计基本内容.- 1 -1、塔型选择.- 1 -2、板型选择.- 1 -3、进料状态.- 2 -4、回流比.- 2 -5、加热剂和再沸器的选择.- 2 -6、冷凝器和冷却

3、剂选择.- 3 -三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）.- 3 -第二章第二章 筛板塔的工艺设计筛板塔的工艺设计.- 4 -一、物性数据的确定.- 4 -1、塔顶、塔底温度确定.- 4 -2、回流比计算.- 5 -3、全塔物料衡算.- 5 -4、逐板计算塔板数.- 6 -5、确定实际塔底压力、板数：.- 6 -二、塔板设计.- 7 -1、塔高计算.- 7 -2、塔径计算.- 7 -3、塔板布置和其余结构尺寸的选取.- 8 -4、塔板校核.- 9 -5、负荷性能图.- 11 -第三章第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计立式热虹吸再沸器的工艺设计.- 14 -一、设计条件及物性参数.- 14 -二、

4、工艺设计.- 14 -1、估算再沸器面积.- 14 -2、传热系数校核.- 15 -3、循环流量校核.- 18 -第四章第四章 管路设计管路设计.- 22 -一、物料参数.- 22 -二、设计.- 22 -第五章第五章 辅助设备的设计辅助设备的设计.- 24 -一、储罐设计.- 24 -二、传热设备.- 25 -三、泵的设计.- 26 -第六章第六章 控控 制制 方方 案案.- 30 -附录附录 1.理论塔板数计算理论塔板数计算.- 31 -化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 4 -附录附录 2.过程工艺与设备课程设计任务书过程工艺与设备课程设计任务书.- 33 -附录附录

5、3.主要说明符号主要说明符号.- 37 -参考资料：参考资料：.- 38 -化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 1 -第一章第一章 精馏过程工艺设计概述精馏过程工艺设计概述一、概述一、概述化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目建设过程大致可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段 2）工程设计阶段3）项目的施工阶段 4）项目的开车、考核及验收单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性 2）过程的经济性 3）过程的安全性 4）清洁生产 5）过程的可操作性和可控制性蒸馏是分离液体

6、混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精

7、馏装置。二、工艺设计基本内容二、工艺设计基本内容1、塔型选择、塔型选择一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板式塔和填料塔。本设计选取的是板式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价

8、格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的原因。2、板型选择、板型选择板式塔大致分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板等；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本设计为筛板塔，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 2 -小，板上液面落差小，相同条件下生产能力高于

9、浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘度性大的、脏的和带固体粒子的料液。操作压力精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在 1.6MPa 的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为 42.99，塔底温度为 51.22，这使得我们在冷

10、凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能耗，也就降低了操作费用。3、进料状态、进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果进料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于 r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺

11、物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段各板的分离能力，使其所需的塔板数增加。4、回流比、回流比 回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=11.02。由经验操作，回流比为最小回流比的 1.22.0 倍，根据任务书要求，取回流比系数为 1.2，所以计算时所用的回流比为 R

12、=13.22。5、加热剂和再沸器的选择、加热剂和再沸器的选择再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中采用的是 100下的饱和水蒸气（1 个标准大气压） 。我们所要分离的物系为丙烯丙烷，加热剂热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。本设计采用立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。

13、但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 3 -较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。6、冷凝器和冷却剂选择、冷凝器和冷却剂选择本设计用水作为冷却剂。冷凝器将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器三、工艺流程（见丙烯三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）丙烷工艺流程图）由 P-101A/B 泵将要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐 V-101 引出，送入塔 T-101 中

14、。T-101 塔所需的热量由再沸器 E-102 加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器 E-102 从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵 P-103A/B 一部分送至 T-101 塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-104 中。T-101 塔排出的釜液，由泵 P-102A/B 送入丙烷产品罐 V-103 中。化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 4 -第二章第二章 筛板塔的工艺设计筛板塔的工艺设计设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量 x =65%（摩尔百分数）f塔顶丙烯含量=98%，釜液丙烯含量2%，总板效率为 0.6。Dxwx 操作条件：建议

15、塔顶压力 1.62MPa（表压） 安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置塔板形式处理量（kmol/h）回流比系数 R/Rmin塔底筛板601.2一、物性数据的确定一、物性数据的确定1、塔顶、塔底温度确定、塔顶、塔底温度确定、塔顶压力 Pt=1620+101.325=1721.325KPa；假设塔顶温度 Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度 Tt=316.145K查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.980006. 01/1/1xBAAAniiKYKY结果小于 10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为 316.145。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.15

16、、塔底温度设 NT=128（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=213按每块阻力降 100 液柱计算 pL=470kg/m3则 P 底=P 顶+NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000 =1885KPa假设塔顶温度 Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度 T=324.37K查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 XA=0.020004. 01/11yBAAAniiKXKX结果小于 10-3。化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 5 -所以假设正确，得出塔顶温度为 324.37。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。2=KA

17、/KB=1.112所以相对挥发度 =（1+2）/2=1.1312、回流比计算、回流比计算泡点进料：q=1 q 线：x=xf = 65% 2.0115.60-8.608.60-8.90mineeeDxyyxR代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.2189;3、全塔物料衡算、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf解得： qnDh =39.375kmol/h ; qnWh=20.625kmol/h塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：精馏段精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh提提留段：留段：q

18、nLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q) qnFh代入回流比 R 得：精馏段：qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h； 提馏段 ： qnLh=580.494 kmol/h ；qnVh=559.869 kmol/h；M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmolMD=xdMA+(1-xd)MB=0.98420.0244=42.04kg/kmolxxxxy131. 0113.11) 1(1化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 6 -MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02420.9

19、844=43.96kg/kmolqmfs= qnfhM/3600=0.7117kg/sqmDs= qnDhMD/3600=0.4598 kg/sqnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/sqmLs=RqmDs =6.078 kg/sqmVs=(R+1) qmDs =6.538 kg/sqmLS= qmLs +q qmfs =6.7899 kg/sqmVs= qmVs -(1-q) qmfs =6.538 kg/s4、逐板计算塔板数、逐板计算塔板数精馏段：y1=xD=0.98 nnnnnyyyyx0.1311.131) 1( 直至 xi xf 理论进料位置：第 51 块板进入提馏段： n

20、nnnnyyyyx0.1311.131) 1( 000736779. 0683x3.01qqynnF1nWnWnFLnWnnWnFLnnLnxqqqqxqqqqqq 直至 xn xW 计算结束。理论板数：Nt=128（含釜）由 excel 计算的如表附录 1.5、确定实际塔底压力、板数：、确定实际塔底压力、板数：进料板 Nf=i/0.6=101, 实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=213；塔底压力 Pb=Pt+0.479.810.1213（Np）=1819KPa; （0.47 为89226.0029679 . 0111nDnnxRxxRRy化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程

21、设计- 7 -塔顶丙烯密度）二、塔板设计二、塔板设计1、塔高计算、塔高计算取塔板间距 HT=0.45m塔的有效高度 Z=HT(NP-1)=0.45212=95.4顶部高度取 1.3m釜液高度取 2m，液面-板取 0.6m每 20 块板设一人孔，则共有 10 个人孔，人孔高为 0.6m 10*0.6=6m进料板与上一板间距为 2HT=0.9m塔体高度=塔有效高度 Z+顶部高度+底部高度+其他 =95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45) =1062、塔径计算、塔径计算物性参数确定塔顶压力温度气相密度液相密度液相表面张力1721.325KPa42.99526kg/ m3470kg/

22、 m34.76mN/m塔底压力温度气相密度液相密度液相表面张力188552.2235kg/ m3447kg/ m33.6 mN/m气相流量：qmVs=6.538kg/s qVVs=qmVs/v=0.25146m3/s液相流量：qmLs=6.0782kg/s qVLs=qmLs/L=0.0129m3/s两相流动参数： =0.219初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理 （下册）P237 筛板塔泛点关联图，得：C20=0.062所以，气体负荷因子： =0.0465 液泛气速： 0.1923m/s 取泛点率0.7 则操作气速：u = 泛点率 uf=0.135 m/s 气体流道截面积： =1.86

23、8 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT= =0.103;(查书 164)LVmmsVsVLVqqqqFVsLsVLVL2 . 02020CCVVLfCuuqAVVs化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 8 - 则A / AT=1- Ad / AT = =0.897 截面积: AT=A/0.88=2.0828 m2 塔径： =1.628m 圆整后，取 D=1.7m 符合化工原理书 P237 表 10.2.6 及 P231 表 10.2.2 的要求。塔板实际结构参数校正： 实际面积： =2.2698 m2 降液管截面积：Ad=AT0.103= 0.233m2气体流道截

24、面积：A=AT-Ad=2.036 m2实际操作气速： = 0.124 m/s 实际泛点率：u / uf =0.6423（要求在 0.6-0.8 之间）降液管流速 ud=qvLs/Ad=0.553、塔板布置和其余结构尺寸的选取、塔板布置和其余结构尺寸的选取取进、出口安定区宽度；边缘宽度mbbss1 . 0mbc05. 0根据，由化工原理图 10.2.23 可查得，103. 0TdAA16. 0Dbd故降液管宽度mDbd272. 07 . 116. 016. 0由mbDrmbbDxrxrxrxAcsda8 . 005. 085. 02478. 0) 1 . 0272. 0(24 . 1)(2)ar

25、csin180(2222故，有效传质区面积 2628. 0mAa取筛孔直径，筛孔中心距mmd60mmdt1830则开孔率1 . 0)31(907. 0)(907. 02200tdAAa故，筛孔总截面积200628. 0628. 01 . 0mAAaATD424DATAquVVs化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 9 -筛孔气速smAquVVs/007. 400筛孔个数（个）22010640628. 0462200dAn选取塔板厚度（书 241 页） ，取堰高（书 234 和 238 页）mm4mhw06. 0由，查化工原理图 6.10.24 得，103. 0TdAA73. 0

26、Dlwmlw241. 17 . 173. 0液流强度516.37wVLhlq由式mlqEhwVLhow0318. 0)(1084. 23/23考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙（书 234）mhb03. 0降液管低隙液体流速347. 0bbwVLshlqU4、塔板校核、塔板校核 、液沫夹带量ve由和泛点率 0.6243，查化工原理图 10.2.27 得，2187. 0LVF007. 0则kg 液体/kg 气体ve006554. 01mmVsLsqq 30%415.39/ )(ccpAAAH 该再沸器的传热面积合适。3、循环流量校核、循环流量校核A、循环系统的推动力、循环系统的推动力 当

27、时，计算 Lockhat-Martinell 参数0716. 03/exx 计算两相流的液相分率4596. 3)()()1 (1 . 05 . 09 . 0VbbVttxxX37386. 0) 121(5 . 02ttttttLXXXR3/2190.189)1 (mkgRRLbLVtp当时，计算 Lockhat-Martinell 参数215. 0exx 1 . 1)()()1 (1 . 05 . 09 . 0VbbVttxxX计算两相流的液相分率2193. 0) 121(5 . 02ttttttLXXXR计算两相流的平均密度215. 0exx3/59.125)1 (mkgRRLbLVtp根据

28、公式，计算得出循环系统的推动力（查表 3-19）atptpbCDDPglLp6379)(9 . 0lB、循环阻力、循环阻力a、管程进口管阻力的阻力1p计算釜液在管程进口管内的质量流速)/(44.968422smkgDWGit计算釜液在进口管内的流动雷诺数化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 19 -2766997bieiGDR计算进口管长度与局部阻力当量长度mDDLiii556.23)1914. 00254. 0(3426. 0)0254. 0(2计算进口管内流体流动的摩擦系数=0.049638. 07543. 001227. 0eiiR计算管程进口管阻力abiiiPGDLp3

29、446.1848221b、传热管显热段阻力计算釜液在传热管内的质量流速TitNdWG24)/(832.2232smkg计算釜液在传热管内流动时的雷诺数bieGdR102277计算进口管内流体流动的摩擦系数0217. 07543. 001227. 038. 0eR计算传热管显热段阻力abiBCPGdLp05. 1222c、传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算3Vp计算汽相在传热管内的质量流速)/(068.32)3/2(2smkgGxxGGeV计算汽相在传热管内的流动雷诺数102277bieVGdR计算传热管内汽相流动的摩擦系数化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 20 -V021

30、7. 07543. 001227. 038. 0eVR计算传热管内汽相流动阻力3VpaVViCDVPGdL3397.2922液相流动阻力的计算3Lp计算液相在传热管内的质量流速)/(66.1912smkgGGGVL计算液相在传热管内的流动雷诺数87618bLieLGdR计算传热管内液相流动的摩擦系数L02226. 07543. 001227. 038. 0eLR计算传热管内液相流动阻力3LpabLiCDLPGdL132.8522计算传热管内两相流动阻力44/134/133)(LVpppaP42.828d、蒸发段管程内因动量变化引起的阻力计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数计算蒸发段管程内因动

31、量变化引起的阻559. 21)1()1 (22LeVbLeRxRxM力abPMGp286.287/24e、管程出口管阻力 气相流动阻力的计算5Vp计算管程出口管中汽、液相总质量流速)/(807.619422smkgDWGot计算管程出口管中汽相质量流速)/(839.882smkgGxGeV计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 21 -mDDloo3 .29)1914. 00254. 0(3426. 0)0254. 0(2计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数86.3142VVieVGdR计算管程出口管汽相流动的摩擦系数V0184. 07

32、543. 001227. 038. 0eVR计算管程出口管汽相流动阻力5VpaVViCDVPGdL097.19122液相流动阻力的计算5Lp计算管程出口管中液相质量流速)/(968.5302smkgGGGVL计算管程出口管中液相流动雷诺准数242728bLieLGdR计算管程出口管中液相流动的摩擦系数L01905. 07543. 001227. 038. 0eLR计算管程出口液相流动阻力5LpabLiCDLPGdL87.20122计算管程出口管中的两相流动阻力44/154/155)(LVpppaP86.3142计算系统阻力afPpppppp96.610754321循环推动力与循环阻力的比值为D

33、pfp044. 196.61076379fDpp循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率 Xe=0.215 基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 22 -第四章第四章 管路设计管路设计一、物料参数一、物料参数查 P-T-K 图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为 45.9，第 62 快理论版为进料板，第 101 块为实际进料板。进料出压力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.此温度下，丙烯的密度 La=517kg/m3丙烷的密度 Lb=499 kg/m3平均密度 =51

34、0.19 kg/m3二、设计二、设计进料管线取流体流速 u=0.5液体密度 =510.19 kg/m3qVfs= qnfh42.7/510.19/3600=0.001395m3/s则管内径0.0596muVd4选取管规格 703.5实际流速0.4475m/s2d4uV 塔顶蒸汽管线取流体流速 u=10液体密度 =26 kg/m3qVVS= qmVs/26=0.25146 m3/s则管内径0.1789muVd4选取管规格 1976实际流速9.66m/s2d4uV 塔顶产品接管线取流体流速 u=0.5液体密度 =470kg/m3qVDS= qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m

35、3/s则管内径0.0497muVd4选取管规格 573实际流速0.474m/s2d4uV 回流管线取流体流速 u=0.5液体密度 =470kg/m3qVLS= qmLs/470=0.014447 m3/s化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 23 -则管内径0.1918muVd4选取管规格 2198实际流速0.446m/s2d4uV 釜液流出管线取流体流速 u=0.5液体密度 =447kg/m3qvWs= qmWs/447=4.5206/447=0.000563 m3/s则管内径0.037878muVd4选取管规格 452实际流速0.42676m/s2d4uV 塔底蒸汽回流管取

36、流体流速 u=10液体密度 =26kg/m3qVVS= qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s则管内径0.154muVd4选取管规格 1946实际流速7.11m/s2d4uV 仪表接管选取规格为 252.5 的管子管路设计结果表管路设计结果表名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.4475703.5顶蒸气管9.6661946顶产品管0.475573回流管0.44642198釜液流出管0.42676452塔底蒸气回流管7.1191946仪表接管/ /252.5化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 24 -第五章第五章 辅助设备的设计辅助设备的设计一、

37、储罐设计一、储罐设计容器填充系数取：k=0.7 1 1进料罐（常温贮料）进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =499kg/m3 丙烷 L2 =517kg/m3 压力取 p=1.819MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =510.19 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 取 停留时间：x 为 2 天，即 x=48h 进料罐容积： 344.34m3 圆整后 取 V=345 m3 2 2回流罐（回流罐（4343）质量流量 qmLh=3600RqmDs =21881.52kg/h设凝液在回流罐中停留时间为 0.25h，填充系数 =

38、0.7则回流罐的容积 16.627 m3取 V=17m33 3塔顶产品罐塔顶产品罐质量流量 qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h；产品在产品罐中停留时间为 72h，填充系数 =0.7则产品罐的容积 340.88m3取 V=340m34.4.釜液罐釜液罐取停留时间为 72h质量流量 qmWh=3600qmWs =906.67kg/h 则釜液罐的容积 186.88 m350093.6310052693.63100LkxqVLmLh1kxqVLmLh1kxqVLmfhkxqVLmDh1kxqVLmWh2化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 25 -取 V=190m3

39、储罐容积估算结果表序号位号名称停留时间/h容积/3m1V101原料罐483452V102回流罐0.25173V103塔顶产品罐723404V104塔底产品罐72190二、传热设备二、传热设备 1 1进料预热器进料预热器 用 90水为热源，出口约为 70走壳程 料液由 20加热至 46，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 管程液体焓变：H=370kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=2562370/3600=263.317kw 壳程水焓变：H=175kj/kg 壳程水流率：q=5416.8kg/h 假设传热系数：K=600w/(m2K) 则传热面积：

40、 圆整后取 A=10m2 2 2塔顶冷凝器塔顶冷凝器拟用 10水为冷却剂，出口温度为 30。走壳程。管程温度为 43管程流率：qmVs=4.52kg/s取潜热 r=504kj/kg传热速率：Q= qmVsr=2278.371kw壳程取焓变：H=128kj/kgKtttttm94.4620704690ln)2070()4690(21ln21235. 9mtmKQAKtttttm47.2130431043ln)3043()1043(21ln21化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 26 -则壳程流率：qc=Q/H=64079.19kg/h假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传

41、热面积： 圆整后 取 A=152m2根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积 A，其结果列与表中：序号位号名称热流量/kW传热系数/W(/m2k)传热温差/传热面积/备注1E101进料预热器263.3137046.941090水2E102塔顶冷凝器2279.3750421.46415230循环水3E103塔底再沸器1961.480048.785026100饱和水蒸气4E104塔顶产品冷却器128.62528014.841320循环水5E105塔底产品冷却器79.1232817.17720循环水三、泵的设计三、泵的设计1 1进料泵进料泵( (两台，一用一备两台，一用一备)

42、)液体流速：u=0.4475m/s液体密度： kg/ m3 选用 703.5 di=63mm液体粘度 smPa071. 0取 =0.2相对粗糙度：/d=0.003175202585Redu查得：=0.025取管路长度：l=100m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个mgpcgudlehf535. 22)1(2取Z=N*HT+2=83*0.45+240204.151mtmKQA19.510L化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 27 -P=0.06MPa则mhfgugpfZHe.76222qVLh =5.021m3/h360042ud选取泵的型号：GL 扬

43、程：101500m 流量：0.190m3 /h参考(化工原理上册 400 页)2 2回流泵（两台，一开一用）回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.48248m/s液体密度： kg/ m3 选用 1594 di=151mm液体粘度 sPa000071. 0取 =0.2相对粗糙度：/d=0.001325482276Redu查得：=0.02取管路长度：l=100m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个mgpcgudlehf43. 22)1(2取mZ100P=0.005MPa则mhfgugpfZHe15.71022qVLh =31.104m3/h360042ud选取泵的型号

44、：HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /h3.3.釜液泵（两台，一开一用）釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.388741m/s液体密度： kg/ m3 选用 1946 di=182mm液体粘度 sPa000078. 0取 =0.02470L447L化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 28 -相对粗糙度：/d=0.0011405457Redu查得：=0.02取管路长度：l=40m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个mgpcgudlehf51. 22)1(2取=70*0.45+2352*THNZP=0.1MPa则mhfgugpfZHe4

45、.86922qVLh =36.407m3/h360042ud选取泵的型号：HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /h4.4.塔顶产品泵塔顶产品泵取液体流速：u=0.474848m/s液体密度： kg/ m3 选用 573 di=51mm液体粘度 smPa0071. 0取 =0.02相对粗糙度：/d=0.003922160311Redu查得：=0.25取管路长度：l=100m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个mgpcgudlehf51. 22)1(2取mZ50则mhfgugpfZHe19.66122qVLh =3.492m3/h360042ud选取泵的型号：HY

46、 扬程：1200m 流量：15220m3 /s470L化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 29 -5. 塔底产品泵塔底产品泵为了方便储罐中的产品运输出去，在两个储罐中还设置了两个料液输出泵。泵设备及主要参数泵设备及主要参数序号位号名称型号扬程/m流量 m3/h1P-101进料泵GLGL10-150010-15000.1-900.1-902P-102釜液泵HYHY1-2001-20015-22015-2203P-103回流泵HYHY1-2001-20015-22015-2204P-104塔顶产品泵HYHY1-2001-20015-22015-2205P-105塔底产品泵HYHY

47、1-2001-20015-22015-220化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 30 -第六章第六章 控控 制制 方方 案案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。将本设计的控制方案列于下表将本设计的控制方案列于下表序号位置用途控制参数介质物性 L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烯、丙烷4702FIC-02回流定量控制01500kg/h丙烯4703PIC-01塔压控制03MPa丙烯4704HIC-02回流罐液面

48、控制01m丙烯4705HIC-01釜液面控制03m丙烷4476TIC-01釜液温控制060C丙烷447 化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 31 -附录附录 1.理论塔板数计算理论塔板数计算精馏段xf=0.65提留段xw0.02序号yxyx10.980.977439620.6816870.654420.9776190.974761630.6777640.65031330.975130.971963640.6735270.64590340.9725280.969041650.6689550.6411550.9698120.965992660.6640270.63603460.9

49、669770.962812670.6587220.63053370.964020.959498680.6530180.62462680.960940.956048690.6468940.61829490.9577320.952459700.6403290.611516100.9543960.948728710.6333020.604274110.9509270.944853720.6257920.596549120.9473250.940833730.6177830.588325130.9435870.936665740.6092570.579589140.9397130.93235750.6

50、001980.570328150.9357010.927885760.5905960.560534160.931550.923271770.5804420.550201170.9272610.918509780.5697290.539329180.9228330.913598790.5584560.52792190.9182680.90854800.5466260.515981200.9135660.903338810.5342480.503526210.9087290.897992820.5213340.490572220.903760.892508830.5079040.477145230

51、.8986610.886887840.4939810.463271240.8934360.881135850.4795970.448988250.8880880.875256860.4647880.434335260.8826230.869257870.4495950.419358270.8770450.863143880.4340660.404107280.8713610.85692890.4182530.388636290.8655760.850598900.4022120.373003300.8596990.844183910.3860030.357267310.8537350.8376

52、84920.3696890.341491320.8476930.831111930.3533320.325737330.8415820.824472940.3369970.310067340.835410.817778950.320750.294541350.8291860.811038960.3046520.279218360.8229210.804264970.2887650.264153化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 32 -370.8166240.797467980.2731450.249398380.8103040.790656990.2578470.23539

53、0.8039720.7838441000.2429180.221400.7976390.777041010.2284020.207435410.7913140.7702571020.2143380.194337420.7850080.7635051030.2007570.18173430.7787310.7567941040.1876860.169635440.7724920.7501351050.1751460.158066450.7663010.7435381060.1631510.147032460.7601680.7370131070.151710.136537470.7541020.

54、7305681080.1408290.126582480.7481110.7242131090.1305080.117162490.7422030.7179561100.1207410.10827500.7363850.7118041110.1115210.099894510.7306660.7057651120.1028360.092021520.7250510.6998441130.0946730.084636530.7195470.6940491140.0870160.077721540.7141590.6883831150.0798460.071257550.7088920.68285

55、11160.0731450.065225560.7037490.6774581170.0668910.059605570.6987350.6722061180.0610630.054375580.6938530.6670991190.0556410.049515590.6891050.6621381200.0506020.045005600.6844930.6573251210.0459260.040823610.6800180.652661220.041590.036951620.6756810.6481451230.0375750.0333681240.033860.0300561250.

56、0304260.0269971260.0272550.0241741270.0243280.0215711280.0216290.019171化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 33 -附录附录 2.过程工艺与设备课程设计任务书过程工艺与设备课程设计任务书(二)丙烯丙烷精馏装置设计学生姓名 胡洪 班级 化机 0802 学号 200642006 表 1 中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。一、设计条件工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量(摩尔百分数)%65fx塔顶丙烯含量，釜液丙烯含量，总板效率为%98xD%2wx0.6。操作条件：建议塔顶操作压力 1.62MPa

57、(表压)。安装地点：大连。设计方案设计方案序号序号塔板设计位置塔板设计位置塔板形式塔板形式处理量处理量(kmol/h)回流比系数回流比系数 R/Rmin4塔顶筛板601.2二、工艺设计要求 1 完成精馏塔的工艺设计计算； (1) 塔高、塔径(2) 溢流装置的设计(3) 塔盘布置(4) 塔盘流动性能的校核(5) 负荷性能图2 完成塔底再沸器的设计计算；3 管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；4 其余辅助设备的计算及选型；5 控制仪表的选择参数；化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 34 -6 用 3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔和再沸器)的工艺条件图各一张；

58、 7 编写设计说明书。三、其它要求其它要求1本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。21-2 周完成工艺设计后，将塔的计算结果表交由指导老师审核签字合格后，方可进行 3-4 周的机械设计。3图纸一律用计算机（电子图板）出图。四、参考资料四、参考资料1.化工单元过程及设备课程设计 ，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002 年。2.化学化工物性数据手册 （有机卷） ，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002 年。3.化工物性算图手册 ，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002 年。4.石油化工基础数据手册 ，卢焕章，刘光启、马连湘、刘

59、杰主编,化学工业出版社，1982 年。5.石油化工基础数据手册 （续篇） ，马沛生，化学工业出版社，1993 年。6.石油化工设计手册 ，王松汉，化学工业出版社，2002 年。5、时间安排时间安排1. 6 月 20 日上午 8 点上课，地点化工综合 B2022. 6 月 21 日上午 8 点上课，地点待定3. 答疑时间，见化院通知4. 7 月 1 日下午提交报告，每人自行提交，在提交报告同时进行面试，提交报告同时带塔的计算结果表经老师审核签字，考试时间见附件。化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 35 -塔计算结果表塔计算结果表（1）操作条件及物性参数）操作条件及物性参数操作压

60、力：塔顶 17213.25MPa（绝压） 塔底 1819.4MPa（绝压）操作温度：塔顶 42.9 塔底 51.22 名称气相密度（Kg/m3）26液相密度（Kg/m3）470气相体积流率（m3/h）905.27液相体积流率（m3/h）46.557液相表面张力（dyn/cm）4.76(2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果名称名称塔内径 D（m）1.7空塔气速 u（m/s）0.124板间距 HT（m）0.45泛点率 u/uf0.6423液流型式单流型动能因子 F00.711降液管截面积与塔截面积比 Ad/AT0.103孔口流速 U0（m/s）4.007出口堰堰长

61、 lw（m）1.241降液管流速 Ub（m/s）0.347弓形降液管宽度 bd（m）0.175稳定系数 k1.9989出口堰堰高 hw（mm）0.06溢流强度 uL（m3/mh）37.515降液管底隙 hb（mm）0.03堰上液层高度 how（mm）0.0318边缘区宽度 bc（mm）0.05每块塔板阻力 hf（mm）0.134安定区宽度 bs（mm）0.1降液管清液层高度Hd（mm）0.2444板厚度 b（mm）4降液管泡沫层高度 Hd/(mm)0.4073筛孔个数2220降液管液体停留时间 （s）8.1350筛孔直径（mm）0.06底隙流速 ub（m/s）0.347开孔率（%）0.1气相负

62、荷上限（m3/h）1250气相负荷下限（m3/h）300操作弹性4.16化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 36 -再沸器主要结构尺寸和计算结果表再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程进口丙烷热水物料名称出口丙烷热水进口23536.83127流量Kg/h出口23536.83127进口51.22100操作温度C出口51.22100操作压力 MPa1.8190.1013定性温度 C51.22100密度 kg/m3447958.4导热系数 W/mC0.0820.683热容 kJ/kgC3.2284.2粘度 PaS0.000070.000283表面张力 N/m0.0022液体气化潜热

63、 kJ/kg3002258.4密度 kg/m335.3导热系数 W/mC0.0200.63热容 kJ/kgC1.6411.926粘度 PaS0.000009气体气化潜热 kJ/kg12.6形式立式热虹吸式台数1壳体内径 mm600壳程数1管径 mm383管心距 mm32管长 mm3000排列方式正三角形管数目（根）169折流板数（个）-传热面积 m250.26折流板间距 mm-管程数1材质碳钢进口200100出口25050设备结构参数接管尺寸mm主要计算结果管程壳程流速 m/s 0.46580.4617传热膜系数 W/m2C182 57162污垢热阻 m2C /w0.0001760.00026

64、阻力损失 MPa6108-热负荷 kW800传热温差 C50.4总传热系数 W/m2C1115.32裕度%39.415备注壳层为饱和蒸汽，所以不需折流板，需支撑板。化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 37 -附录附录 3.主要说明符号主要说明符号符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2dH降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气

65、速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示） ，msb塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示） ，mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示） ，mC20液体表面张力为 20mN/m 时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示） ，mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数化工原理化工原理化工原理 课程设计课程设计课程设计- 38 -参考资料：参考资料：1.化工单元过程及设备课程设计 ，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002 年。2.化学化工物性数据手册刘光启，刘杰主编，化学化工出版社，2002 年。3.化工物性算图手册 ，刘光启、马连缃、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4.化工原理 （下册）,大连理工大学编,高等教育出版社,2002 年