丙烯-丙烷体系对浮阀塔顶精馏装置设计（处理量：70回流系数比：1.4）

过程工艺与设备课程设计书丙烯、丙烷精馏装置设计 学生： 卜昊 班级： 化工0503 学号： 200548050 指导老师： 潘艳秋、王瑶 目录1.课程设计任务书.32.概述 73.方案流程简介84.精馏板式塔设计 .105.再沸器的设计.186辅助设备的设计 .247管路设计和泵设计. 278控制方案 .309设计心得及总结 .3110塔设备及再沸器设备参数表 . 3211主要符号说明及参考文献.3412设备流程图及塔设备设计图371.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 卜昊 班级 化工0503 学号 200548050 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)塔顶丙烯含量，釜液丙烯含量，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力1.62MPa(表压)。安装地点：大连。其他条件见表1。表1设计方案序号12345678塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)5050506060607070回流比系数R/Rmin1.21.41.61.21.41.61.21.4续表1序号910111213141516塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)7080808050505060回流比系数R/Rmin1.61.21.41.61.21.41.61.2续表1序号1718192021222324塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)6060707070808080回流比系数R/Rmin1.41.61.21.41.61.21.41.6续表1序号2526272829303132塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)5050506060607070回流比系数R/Rmin1.21.41.61.21.41.61.21.4续表1序号3334353637383940塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)7080808050505060回流比系数R/Rmin1.61.21.41.61.21.41.61.2续表1序号4142434445464748塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)6060707070808080回流比系数R/Rmin1.41.61.21.41.61.21.41.6二、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；6 用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔或再沸器)的工艺条件图各一张； (塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。)7 编写设计说明书。三、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。2 1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注：应用化学专业只进行工艺设计）。3 图纸一律用计算机（电子图板）出图。4 本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试（核）情况综合给定。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。指导教师 潘艳秋、王瑶 任务书下达日期 2008年 7月 3日2概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。2.1精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。2.2再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。2.3冷凝器 （设计从略）用以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。3方案流程简介3.1精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。3.2工艺流程1） 物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2） 必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3） 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。3.3设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。3.4处理能力及产品质量处理量： 70kmol/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: xw24. 精馏板式塔设计 丙烯、丙烷精馏装置设计4.1设计条件4.1.1工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量xf65（摩尔分数），塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6。4.1.2操作条件： 1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水蒸气，加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.4。4.1.3塔板形式：浮阀4.1.4处理量：qnfh=70kmol/h4.1.5安装地点：大连4.1.6塔板设计位置：塔顶4.2 物料衡算及热量衡算4.2.1 物料衡算全塔物料衡算：= + =+=70 kmol/h ， =0.65 , =0.98 , =0.02解得：=45.94 kmol/h ，=24.06 kmol/h进料状态混合物平均摩尔质量=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; =0.018*42+0.982*44=43.964 kg/kmol;4.2.2塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 4.2.3热量衡算1） 再沸器加热蒸气的质量流量：2） 冷凝器热流量： 冷凝器冷却剂的质量流量： 4.3 塔板数的计算假设塔顶温度t=50 C 塔顶压力Pt=1.7213Mpa，查P-K-T图得：kA=1.22；kB=1.08；y= kA*xA+ kB*xB =1.21721；假设t=39.5C, 查P-K-T图得：kA=1.01；kB=0.88，y= kA*xA+ kB*xB =1.0074则顶=kA/kB=1.01/0.88=1.1477；相平衡方程：y=1.1477x/（1+0.1477x）, xe=0.65,ye=0.6807,Rmin=(XD-ye)/(Ye-Xe)=9.75,R=1.4* Rmin=13.651;精馏段方程：yn+1=RXn/(R+1)+XD/(R+1)V=480.55kmol/h, L=497.89kmol/h利用EXCEL进行逐板计算，R=13.651时，理论板数=96，第45块为进料板，实际板数=95/0.6=159块。每块板的压降为100mm乙烯液柱，密度=477kg/cm3; 塔底压力为P=1.7957Mpa;塔顶温度t=52.23C, kA=1.2 ；kB=1.08; 则y= kA*xA+ kB*xB1, t=52.24C, kA=1.09；kB=1.01; y= kA*xA+ kB*xB=1确定塔底条件t=52.24C, kA=1.09；kB=1.01，p=1.795Mpa, =1.13385；当Xe=0.65时，Ye=0.6870,Rmin=10.78,R=1.4Rmin=15.092;再次利用EXCEL进行逐板计算，计算结果理论板数为105块，第49块为最佳进料位置，实际板数=104/0.6=174块4.4 板式塔的化工设计计算4.4.1物性数据以塔顶为标准进行设计，按照纯丙烯进行估算，温度=39.5C，压力p=1.7213Mpa时，液相密度L = 477kg/m3,气相密度V =33.8 kg/ m3 液相表面张力：= 5.1624 mN/m4.4.2初估塔径体积流量：V=VMv=739.27*42.04/3600/v =0.2554m3/sL=LML=693.33*42.04/3600/L =0.01697m3/s假设板间距HT=0.45m;两相流动参数： =0.2497 查课程设计教材上泛点关联图，得：C20=0.058 =5.1624所以，气体负荷因子： =0.04423 液泛气速： 0.1602m/s取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 uf=0.11 m/s，气体体积流量= Wv/V=0.255 m3/s气体流道截面积： =2.278m2选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.08; 则A / AT=1- Ad / AT =0.92 截面积: AT=A/0.91=2.476 m2塔径： =1.775m圆整后，取D=1.8m符合化工原理书P108表6.10.1及P110表6.10.2的经验关联 实际面积： =2.544 m2 降液管截面积：Ad=AT-A=0.203 m2气体流道截面积：A=AT(1-)=2.341 m2 实际操作气速： = 0.1091 m/s 实际泛点率：u / uf =0.681与所取0.7基本符合则实际HT=0.45m，D=1.8m，uf =0.1602m/s,u=0.1121m/s, AT =2.476m2 ,A=2.278 m2 ,u / uf =0.6814.4.3塔高的估算实际塔板数为Np，理论板数为NT=104（包括再沸器），其中精馏段48块，提馏段56块，则Np=（NT-1）/0.6=103/0.6=174（块）塔板间距HT =0.45 m有效高度：Z= HT （Np）=87m;进料处两板间距增大为0.9m设置12个人孔，每个人孔0.5m,裙座取5m,塔顶空间高度1.4m,釜液高度：2米 液层高度2m，液面-板为0.6m总塔高h=Z+1.4+2+0.6+6+0.9=97.9m4.5溢流装置的设计4.5.1降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=A-AT = 0.203 m2，由/=0.08,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得： lw/D=0.65所以，堰长lw=0.65D=1.17 m4.5.2溢流堰 取E近似为1,则堰上液头高： 39.68mm6mm取堰高hw=0.07m,底隙hb=0.035m，液体流经底隙的流速： =0.4145m/s4.6 塔板布置和其余结构尺寸的选取4.6.1.塔板设计取塔板厚度=4mm，进出口安全宽度bs=bs=70mm， 边缘区宽度bc=50mm由/=0.08,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得： 所以降液管宽度： =0.216m =0.602m， r= =0.838m有效传质面积： = 1.826 m2 采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径=0.039 m初取阀孔动能因子=11，计算适宜的阀孔气速 =1.892浮阀个数 =1144.6.2.浮阀排列方式由于直径较大，所以采用分块式塔板，等腰三角形排列. 孔心距t=(0.907*(Aa/Ao)0.5 *=0.136m取t=125mm 将塔板分成四块，实际排阀数n=104块，浮阀的开孔率 5.35%10%=2.056 ， =11.95 所以=11正确4.7塔板流动性能校核4.7.1液沫夹带量校核 =0.340.8 由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数=0.120根据表5-11所提供的数据，K可取K=1。Z=D-2=1.368m =2.138m2 =0.37 Hd 所以不会发生液泛。4.74液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于3-5s =5.397s5s 满足要求,则可避免严重的气泡夹带。4.7.5严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速=0.860 m/s ， =2.391.5 ， 满足稳定性要求4.8 负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标4.8.1过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：由此可得液沫夹带线方程：=12876.3-187.53 此线记作线（1）4.8.2液相上限线对于平直堰，其堰上液头高度必须大于0.006m，取=0.006m ，即可确定液相流量的下限. 取E=1，代入 lw，可求得lw的值，则 Lh=3.07*lw=3.5919m/h -与纵轴平行4.8.3 严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取时，计算相应气相流量则 =0.3977104*(0.0112+0.000359Lh(2/3) )0.54.8.4 液相上限线 90.82由上述关系可作得线44.8.5降液管液泛线Hd=HT+hW令 将 其中 =0 为避免降液管液泛的发生，应使（*）。其中 =0.05 hf= ho+hl+h其中h可忽略不记 将各式代入（*）式可得液泛方程线： 8.26*10-9=-0.682*10-8 * qLh2-4.759*10-3* qLh(2/3)此线记作线（5）操作弹性：Vmax/Vmin=90.33/32.11=2.915 再沸器的设计5.1 设计任务与设计条件5.1.1选用立式热虹吸式再沸器 其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）丙稀=0.02，丙烷=0.98塔顶压力：1.72MPa塔底压力Pw=1.797Mpa5.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10052.24压力（MPa绝压）0.10131.79705.1.3物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2258.3热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPas密度：c =958.4kg/m32） 管程流体在（54 1.788MPa）下的物性数据：潜热：rb=280液相热导率：b =0.0819w/(mK)液相粘度：b =0.071mPas液相密度：b =440.8kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.09K 表面张力：b0.00423N/m气相粘度：v =0.008844mPas气相密度：v =35.2kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000262 m2 K/kg5.2估算设备尺寸热流量： = MwV rb1000/3600= 2527646.271w传热温差： =47.76 假设传热系数：K=800W/( m2 K)估算传热面积Ap =66.155 m2 拟用传热管规格为：383mm,管长L=3m则传热管数： =185 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1; b=2a+1 得：b=15.70 管心距：t=48mm 则 壳径： =819mm 取 D= 1m 取 管程进口直径：Di=0.3m 管程出口直径：Do=0.35m5.3传热系数的校核5.3.1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.21则循环气量： =42.99kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： di=38-23=32mm=288.92kg/( m2 s)雷诺数： =普朗特数： =2.679 显热段传热管内表面系数： = 1078.38w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： = 1.1193kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.0601 kg/(m s) = 850.62 管外冷凝表面传热系数： = 4906.72w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.000052m2 K/w 管壁热阻：Rw= 0.0000594m2 K/w4）显热段传热系数 =613.32w/( m2 K)5.3.2. 蒸发段传热系数KE计算1)传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G =1040111.535 kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数： Xe=0.21：在X=Xe 的情况下=1.14782则1/Xtt=0.7739 再查图329，E=0.1 X=0.1 Xe=0.021时 =0.304728 查设计书P96图329 得：=0.82）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.45 泡核沸腾表面传热系数: =7100.583w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：= 1060.22w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 1.052两相对流表面传热系数: = 1115.86w/( m2 K)沸腾传热膜系数： =4311.12w/( m2 K) = 1242.65w/( m2 K) 5.3.3.显热段及蒸发段长度 =0.0273 LBC =0.274872L= 0.082mLCD =L- LBC =2.918m5.3.4传热系数 = 1225.45 实际需要传热面积： = 43.19m25.3.5传热面积裕度： = 53%30% 所以，传热面积裕度合适，满足要求5.4循环流量校核5.4.1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.07时 =3.57 两相流的液相分率： = 0.379两相流平均密度： = 188.689kg/m3 2）当X=Xe=0.21 = 1.148两相流的液相分率： = 0.2233两相流平均密度： = 125.59kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m,则循环系统的推动力： =6085.02pa 5.4. 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =608.144kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2569623.489进口管内流体流动摩擦系数： =0.015进口管长度与局部阻力当量长度：=35.04m管程进出口阻力: =738.12Pa 传热管显热段阻力P2 =288.92kg/(m2s) =130217.41=0.021 = 5.07Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 G=288.92kg/(m2s) 取X=2/3Xe 则 =40.45kg/(m2s) =146354.71 =0.021=26.12Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=248.47kg/(m2s) =111986.97=0.021 =136.69Pa = 1040.84Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数:= 1.53 = 291Pa管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 446.8kg/(m2s) =93.83kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.78m =3713227.97 =0.0147=213.85pab. 液相流动阻力PL5=352.97kg/(m2s) = 1740002.191=0.0155=255.356Pa = 3742.62Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5817.85pa 又因PD=6085.02Pa 所以 =1.04, =0.044满足要求循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe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。 6 辅助设备设计6.1辅助容器的设计 容器填充系数取： =0.76.1. 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =517kg/m3 丙烷 L2 =450kg/m3 由上面的计算可知 进料 Xf=65% 丙稀的质量分率：Mf=63.93% 则 =490.65kg/m3 进料质量流量qmfh=kg/h,取 停留时间：为4天，即=96h 进料罐容积： 792.88m3 圆整后 取V=793 m3 kg/m3 质量流量qmLh=693.33*42.04 =29119.86kg/h则体积流量：=56.32设凝液在回流罐中停留时间为10min，填充系数=0.7则回流罐的容积 /60=13.41 取V=146.1.2塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =qnD 42.04体积流量：=产品在产品罐中停留时间为=96h，填充系数=0.7则产品罐的容积 =512.4m3 取V=6986.1.3釜液罐取停留时间为5天，即=120h ，釜液密度为摩尔流量：质量流量qmWh=43.964 则釜液罐的容积 402.9 取V=4036.2 传热设备6.2.1进料预热器 用90水为热源，出口约为80走壳程 料液由25加热至44，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h Q=mcpt=D 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=6m2 6.2.2顶冷凝器拟用20水为冷却剂，出口温度为35走壳程。管程温度为39.5管程流率：qmVs=32059.89kg/h取潜热r=295kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=9457.7kw假设传热系数：K=650 w/(m2K) 则传热面积： 圆整后 取A=114m26.2.3顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20走壳程。管程温度由39.5降至25 管程流率：qmDs = 0.537kg/s; 取潜热：r=280kJ/kg 则传热速率：Q= qmDsr=150kw假设传热系数：K=600 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=19m26.2.4液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.24降到25管程流率：qmWs=1058.64kg/hQmw=0.294kg/s,潜热=280kj/kg Q=82.32kw假设传热系数：K=600 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=8m27.管路设计和泵设计7.1管路设计7.1.1进料管线取料液流速：u=0.5m/s 体积流量V=0.001608 ，则=0.064m按国家标准应选取管材，其内径为。此时管内实际流速。管内流体粘度，管内雷诺数取，则 摩擦系数，取管长为100m得到每百米管长阻力。7.1.2塔顶蒸汽管：取原料流速：u=10m/s 体积流量：V=611.94则=0.166 m取管子规格1806. 其内径为168mm，其实际流速为 u=10 m/s7.1.3塔顶产品管取原料流速u=0.5m/s，其体积流量：V=4.07 则=0.060m取管子规格684. 其内径为0.060 m，其实际流速为 u=0.51m/s其他管线具体设计简略，详细规格见下表序号管线用途管线输送物流流速（m/s）管规格1进料管线进料0.497332塔顶蒸汽管线塔顶上升整齐1018063塔顶产品输送管线塔顶产品0.516044回流管线塔顶冷凝液体0.5245165塔底产品输送管线塔底产品0.5453.57.2泵的设计7.2.1进料泵液体流速：u=0.48m/s，di=0.067m=67mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 ,取=0.2mm相对粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026 取管路长度：L =100m 设进料管路有两个90弯头（），一个截止阀（），一个文氏管流量计（），一个闸阀（）。 m取，0 则 qVLh =6.13m3/h选取泵的型号：IH 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h7.2.2其他泵参数见下表序号位置用途控制参数介质物性密度/(kg/m3) 粘度/(mPas)1FIC-01进料流量控制02500 kg/h丙烯、丙烷，490，0.09162FIC-02回流定量控制070000 kg/h丙烯，473，0.06643PIC-01塔压控制03 MPa丙烯，36.87，0.014HIC-01釜液面控制05 m丙烷，507，0.0745HIC-02回流罐液面控制05 m丙烯，473，0.06646TIC-01釜温控制4070 丙烷，507，0.0748.控制方案 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。序号位置用途控制参数密度/(kg/m3) 粘度/(mPas)1FIC-01进料流量控制02500 kg/h丙烯、丙烷，490，0.09162FIC-02回流定量控制070000 kg/h丙烯，473，0.06643PIC-01塔压控制03 MPa丙烯，36.87，0.014HIC-01釜液面控制05 m丙烷，507，0.0745HIC-02回流罐液面控制05 m丙烯，473，0.06646TIC-01釜温控制4070 丙烷，507，0.074 9.设计心得及总结时间总是很短暂，感觉在忙碌中就到了该交成果的时候了。说实话，这次课程设计对我来说是一次不小的挑战。因为自己的专业知识还不是很扎实，再加上电脑技术上也存在着一定的问题，导致这次课程设计着实让我头疼了一次。不过还好有同学的帮助和老师的指导，我自己的努力，终于完成了这设计书。可以说我付出了很多心血在里面。从中我也学到了很多平时在学习中无法了解的知识。公式复杂，计算繁琐，带给我很大的工作量。不过，当同学们坐在一起讨论问题，计算数据的时候，又感到无比的快乐。或许这就是快乐学习吧。大家互相帮助，有问题可以拿出来讨论，真的像一个团队一样共同进步。在其中我也学习到了很多关于电脑技术方面的知识。使我的电脑技术水平有了很大程度的提高。 计算是这本计划书最关键的步骤，因为在生产过程中，每一个计算结果应用的实际中都是要求相当严格的。因为只要一个数不够准确，将会带来的生产事故是不可估量的。所以我在这方面也下了不少功夫，只是由于自己的水平，经验有限，某些数据不甚准确也请老师能够谅解并指出，以使我在今后的学习生活中能够吸取教训。另外，作图也是一项大难关。CAD对我来说更是陌生的只知识，为了在段时间内学到这些知识，我请教了很多同学和老师，在她们的帮助下，我完成了图形的设计。 谢谢老师给我们这次锻炼自己的机会，也是第一次真正意义上的应用知识。我相信，这会为我今后的工作打下一个坚实的基础。塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶 1.72 MPa（绝压） 塔底 1.7957 MPa（绝压）操作温度：塔顶 39.5 塔底 52.24 名称气相密度（Kg/m3）33.8液相密度（Kg/m3）477气相体积流率（m3/h）919.49液相体积流率（m3/h）61.11液相表面张力（mN/m）5.1624(2) 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）1.8空塔气速u（m/s）0.1091板间距HT（m）0.45泛点率u/uf0.68液流型式单溢流动能因子F011.95降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.08孔口流速U0（m/s）2.056出口堰堰长lw（m）1.17降液管流速Ub（m/s）0.0834弓形降液管宽度bd（m）0.216稳定系数k2.39出口堰堰高hw（mm）70溢流强度uL（m3/mh）71.79降液管底隙hb（mm）35堰上液层高度how（mm）39.68边缘区宽度bc（mm）50每块塔板阻力hf（mm）124安定区宽度bs（mm）70降液管清液层高度Hd（mm）259.95板厚度b（mm）4降液管泡沫层高度Hd/(mm)433.25浮阀（筛孔）个数104降液管液体停留时间（s）5.397浮阀（筛孔）直径（m