丙烯丙烷精馏装置设计

1、（精馏塔及辅助设备设计）设计日期： 2010年7月6日 班 级： 化机0701班 姓 名：梁昊穹 指导老师： 韩志忠前言化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。 本设计说明书包括概述、方案流程简介、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较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，

2、得到了韩志忠老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。 鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！目录前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 2第一章 概述- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 51.1 精馏塔- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 51.2 再沸器- - - - - - -

3、 - - - - - - - - - - - - - - - 51.3 冷凝器- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6第二章 方案流程简介- - - - - - - - - - - - - - - - - - 72.1 精馏装置流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 72.2 工艺流程- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 72.3 调节装置- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 82.4 设备选用- - - - -

4、- - - - - - - - - - - - - - - - 82.5 处理能力及产品质量- - - - - - - - - - - - - - - - 8第三章 精馏过程系统设计- - - - - - - - - - - - - - - - 9- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 9- - - - - - - - - - - - - - - - - 10- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 16- - - - - - -

5、 - - - - - - - - - - - - 17塔板布置和其余结构尺寸的选取- - - - - - - - - - - - 18塔板流动性能校核- - - - - - - - - - - - - - - - - - 193.8负荷性能图- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 213.9 塔计算结果表- - - - - - - - - - - - - - - - - - -24附：塔设计图第四章 再沸器的设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - 25设计任务与设计条件- - - - - - - - - - - - -

6、 - - - - 25估算设备尺寸- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 26- - - - - - - - - - - - - - - - - - - 26- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 304.5 再沸器主要结构尺寸和计算结果表- - - - - - - - - - - 35附：再沸器设计图第五章 辅助设备的设计- - - - - - - - - - - - - - - - 36- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 36- - - - - - - -

7、 - - - - - - - - - - - - 36- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 385.4 管路设计及泵的选择- - - - - - - - - - - - - - - - 39第六章 管路设计- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 43第七章 控制方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 45附：工艺流程图设计心得及总结- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 46附录一主要符号说明- - - - - - -

8、 - - - - - - - - - - - 48附录二 参考文献- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 49第一章 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，再沸器和冷凝器。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

9、加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。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。冷凝器 （设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体，

10、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。第二章 方案流程简介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

11、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。工艺流程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。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、液位等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。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

12、调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。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: xw2第三章 精馏过程系统设计丙烯、丙烷精馏装置设计 设计条件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。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。3塔板形式：筛板4处理量

13、：qnfh=70kmol/h5安装地点：大连6塔板设计位置：塔底 物料衡算及热量衡算1物料衡算：其中：D 塔顶采出W 塔底采出F 进料量Xd 塔顶产品组成，摩尔分数Xw 塔底产品组成，摩尔分数Zf 进料组成，摩尔分数解得结过果：2求质量流量：kg/kmol; *44=43.964 kg/kmol;Mf=0.65*42+0.35*44=42.7 kg/kmol则 qMd = DMd/3600 =0.5364kg/s ; qMw qf=FMf/3600=0.8303 kg/s其中：Md，Mw，Mf塔顶，塔底，进料物流摩尔质量kg/kmol；qMd，qMd，qf塔顶。塔底，进料物流质量流量kg/s。

14、3. 塔内气、液相流量：1）精馏段：L =RD; V =(R+1)D;2）提馏段：L'=L+qF; V'=V-(1-q)F; L'=V'+W; 其中q=1； 则：L=L+F; V=V 4. 热量衡算1）再沸器热流量：Qr=V'r' 再沸器加热蒸气的质量流量：Gr= Qr/Rr2）冷凝器热流量：Qc=VCp(t2-t1)冷凝器冷却剂的质量流量：Gc= Qc/(Cl(t2-t1) 塔板数的计算1 相对挥发度的计算：通过对给定的温度组成表格，计算相对挥发度=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)3 平衡关系：x=y/(-(-1)y).2 估算塔底的

15、压力：已知塔顶的压力为1.62Mpa（表） 即1.72Mpa（绝）工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷-丙烯：密度 460。则塔底压力可以通过公式：P=N*0.1*460*9.8/1000000。其中N是假设实际塔板数，P单位为Mpa3 给出假设，进行迭代：具体为：假设实际板数确定塔顶塔底压力根据压力和组成算出相对挥发度平均相对挥发度理论板数 实际板数与假设比较其中： q线方程 =0.65 平衡关系 精馏线方程 提馏线流程图：计算程序：#include "stdio.h"main() float x,y,a,d1,d2,w1,w2; int n=1;scanf（“%f%

16、f%f%f%fn”,&a,&d1,&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(x<0.65&&(0.65-x)>0.00001) break; else continue; printf("in=%dn",n); n=n+1; for(;n+) y=w1*x+w2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x<0.02&&(0.02-x)>0.00001) b

17、reak; else continue; printf("total=%dn",n);其中a,d1,d2,w1,w2分别为 相对挥发度，精馏线斜率，精馏线截距，提馏线斜率，提馏线截距。迭代结果：第一次：首先假设100块实际板。利用excel计算出计算出d1=，。再通过精馏线与q线的交点。计算出。带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为108块（包括釜） 则实际板数为（108-1）/0.6=块。第二次：实际板为块。利用excel计算出，计算出d1=，d2=。再通过精馏线与q线的交点。计算出w1，w2=。 带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜） 则实

18、际板数为（109-1）/0.6=180块。第二次迭代得到的结果与假设接近，可认为收敛。结论：理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜） 实际进料第85块板，实际总塔板数为180块。 回流比R= 塔底压力P=1.72+ N*0.1*460*9.8/1000000= 1.801144Mpa（绝）；插值得：t=51.5073流量：精馏段：qmLs=RqmDs=kg/s qmVs=(R+1)qmDs=kg/s 提馏段：qmLs=qmLs+qmFs=kg/s qmVs= qmVs =kg/s4计算结果名 称数 值理论塔板数 NT109进料板位置 NF51回流比R1相对挥发度 塔顶产品量 qnd

19、, mol/h塔底产品量qnw ,mol/h精馏段气相流量qnv kg/s精馏段液相流量 qnl , kg/s提馏段气相流量 qnv' kg/s提馏段液相流量 qnl' kg/s塔顶温度tbd 41.49塔底温度tbw 073塔顶压力Pd MPa（绝）塔底压力Pw MPa011（绝） 精馏塔工艺设计1物性数据下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：查得气相密度：V =28kg/ m3液相密度：L =460kg/ m3液相表面张力：mN/m气相流量：qmVskg/sqVVs=qmVs/v=211m3/s液相流量：qmLs=qmLs/L=0.0206m3/s两相流动参数：设间距：=0.

20、45m 查费克关联图得=6气体负荷因子C：=459液泛气速： =0.1854泛点率取=5， 操作气速u=0.14m/s所需气体流道截面积A：=2.29m2选取单流型，弓形降液管板，取=0.12，则=1-=0.88故塔板截面积AT=A/0.88=2.685m2，塔径D：=1.78 m ， 圆整：取1.8m则实际塔板截面面积=m2，降液管截面积=0.3052m2气体流道截面积A=m2 ，实际操作气速u=qV/A=m2实际泛点率=0.73，且选=0.45m，D=1.8m 符合经验关系实际板数180块，初选塔板间距0.45m，则塔高Z=180*0.45=81m。裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上

21、方气液分离高度取4m.设釜液停留时间为30min釜液高度：=所以，总塔高h=81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+)100m 溢流装置的设计1. 降液管 （弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT×0.12= 0.3052m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.684所以，堰长lw=0.68D=1.224m，堰宽Bd452m，降液管面积 =0.3052 m22溢流堰溢流强度 qvlh/lw=*3600/1.224=60.59<(100-130).合格收缩系数E近似为1则堰上液头高：=>合适0m。3. 受液盘和

22、底隙取平形受液盘，底隙hb取50m液体流经底隙的流速：ub=qvls/（lw*hb）=50）=7m/sub<0.4m/s 符合要求。 塔板布置和其余结构尺寸的选取1塔板布置及其他结构尺寸的选取由于D>(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度t=4mm;整个塔板面积:受液区和降液区面积 2Ad=入口安定区和出口安定区 bs=60mm=边缘区 bc=55m选择塔板为单流型，有效传质面积)其中：Bd=0.252m x=D/2-(Bd+bs)=0.588m, r=D/2-bc=0.85m求得=1.825m22. 筛孔的尺寸和排列：选用正三角形排列取筛孔直径：do=7mm,t=do

23、开孔率=7.5%筛孔面积 Ao=Aa=m2 筛孔气速 uo=qv/Ao=m/s筛孔个数 =3557 塔板流动性能校核1）液沫夹带量的校核 由=0.248和实际泛点率0.73，查化工原理（下册）P117的图8可得57，则kg液体/kg气体<10%,故不会产生过量的液沫夹带。2）塔板阻力计算干板阻力ho：据d0/=7/4=1.75,查化工原理（下册）P118的图，得C0故=521m液柱塔板清液层阻力hL：=0.3004/(-2*0.2034)=/s 气体动能因子Fa=查化工原理（下册）P118的图，得=0.72，故hL=（hw+how）=4439604m液柱表面张力阻力ha：ha= =0.0

24、00682 m液柱所以hf=ho+hL+ha=0.0521+0.0604+0.000682=131m液柱3）降液管液泛校核 由 ,取=0，则=0其中 ud是底隙流速=0.0088 m液柱，于是取降液管中泡沫层密度=0.6，则Hd=Hd/0.6=0.327 m液柱,而Ht+hw5=0.5> Hd,故不会发生降液管液泛。4）液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 T=Ad*Ht/qvL=>3，故所夹带气体可以释放。5）严重漏液校核 Ho3（hw+how）-ha=3983 m液柱,稳定系数k=14>1.52.0,故不会发生严重

25、漏液。 反算 负荷性能图1) 过量液沫夹带线规定ev=0.1，则 代入得：qvh()/1.144qvvh由上述关系可作得线2) 液相下限线qvLh=3.07lw=3.07*1.224=3.88 是与y轴平行的线由上述关系可作得线3）严重漏液线qVVh=a(b+cqVLh2/3)1/2其中：qVVh =461VLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4）液相上限线令 =5s得： =720*0.45*0.3052=由上述关系可作得线5）降液管液泛线式中：a= =*28/（46×109 b= =0.6*0.45+（0.6-0.72-1）*0.05=0.214 c= =315 d= =上述关系

26、可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为： qVLh =m3/hqVVh =1 m3/h如图：局部放大后设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下操作弹性操作弹性：qvmax/ qvmin=/520.33=所以基本满足要求塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶 1.72 MPa（绝压） 塔底 1.8011 MPa（绝压）操作温度：塔顶 塔底 1 名称气相密度（Kg/m3）28液相密度（Kg/m3）460气相体积流率（m3/h）1液相体积流率（m3/h）液相表面张力（mN/m）(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）空塔气速u（m/s）板间距HT（m）泛点率

27、u/uf液流型式单流式动能因子F0降液管截面积与塔截面积比Ad/AT孔口流速U0（m/s）出口堰堰长lw（m）降液管流速Ub（m/s）弓形降液管宽度bd（m）稳定系数k出口堰堰高hw（mm）溢流强度QL（m3/mh）降液管底隙hb（mm）堰上液层高度how（mm）边缘区宽度bc（mm）每块塔板阻力hf（mm）安定区宽度bs（mm）降液管清液层高度Hd（mm）板厚度b（mm）4降液管泡沫层高度Hd/Ø(mm)筛孔个数3557降液管液体停留时间（s）筛孔直径（mm）7底隙流速ub（m/s）开孔率（%）气相负荷上限（m3/h）气相负荷下限（m3/h）520.33操作弹性第四章 再沸器的设计

28、设计任务与设计条件1选用立式热虹吸式再沸器 压力降：Np×hf=1801316×9.8×1039178MPa9178=1.8118MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程（蒸汽）管程温度（）1005压力（MPa绝压）1.8118蒸发量：Db= q,mVs =kg/s物性数据壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rckj/kg热导率：c =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：3管程流体在（51.5，1.8118MPa）下的物性数据：潜热：rb液相热导率：b w/(m*K)液相粘度：b71mPa*s液相密度：b =460kg/m3 液相定比压

29、热容：Cpb= 3.090kj/(kg*k)气相粘度：086mPa*s气相密度：v =28kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.0000266 m2K/kg估算设备尺寸热流量： =8.9907*278182=2500911w估算传热温差： =100-51.5=48.5K 假设传热系数：K=900W/( m2 K)估算传热面积Ap = m2 拟用传热管规格为：38×,管长L=4000mm则传热管数： =120若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：a=7.353=8,b=17管心距：查课程设计P50表3-7得：t=m则 壳径： =0.8614m

30、取 D= 900mmL/D=（在46之间，合适）取 管程进口直径：Di=0.30m管程出口直径：Do=0.40m传热系数的校核1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.190左右）则循环气量： =kg/s（1）计算显热段管内传热膜系数hi传热管内质量流速： di=38-2×2.5=33mm =0.785*0.033*0.033*120=0.086 =4kg/( m2s)雷诺数：= 0.033*1.0028/（0.071*0.001）=21>10000普朗特数： =462.69显热段传热管内表面系数： = 15w/( m2 K)（2）壳程冷凝传热膜系数计算ho蒸气冷凝的质

31、量流量： = kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：=3959.04/(3.14*0.038*120)=502 kg/(ms)= 管外冷凝表面传热系数： w/ (m2 K)（3）污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 w/m2K2K 管壁热阻：Rw= 0.000051 w/m2K（4）显热段传热系数=w/( m2K)2. 蒸发段传热系数KE计算传热管内的质量流量：Gh=3600 G=3600*461.31=1635912 kg/( m2h)Lockhut-martinel参数：Xe=0.19时：在X=Xe 的情况下再查课程设计P71图329，得EX=0.4 Xe=0.4*0.

32、19=76时 =查课程设计P71图329得：(1)泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=（0.1+0.5）/2=0.3 (2)泡核沸腾表面传热系数:=w/( m2K)(3)单独存在为基准的对流表面传热系数 ：= 1w/( m2K)沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子 ：= 2.298两相对流表面传热系数:=w/( m2K)沸腾传热膜系数： = w/( m2K)=1 w/( m2K)3.显热段及蒸发段长度 0333显热段LBC =0.003331329m蒸发段LCD =L- LBC =4传热系数=*0.1329+1263.424*3.9867）/4=1w/( m2K)实际需要传热面积： = 4m25传

33、热面积裕度： = %>30%所以，传热面积裕度合适，满足要求 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 633时=两相流的液相分率： 729两相流平均密度： =729）+46729= 1kg/m32）当X=Xe=0.19= 两相流的液相分率：两相流的液相分率：= 两相流平均密度： =28*（1-0.2209）+460*0.2209= 1kg/m3根据课程设计P72表319得：L=m,则循环系统的推动力： =*(450-)-1.07*=9pa2循环阻力Pf：管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =kg/(m2·s)釜液进口管内流动雷诺数： = 进口管内流体流动摩擦系数

34、： 49进口管长度与局部阻力当量长度：4m管程进出口阻力:=Pa传热管显热段阻力P2 釜液在传热管内的质量流速4kg/(m2·s)釜液在传热管内流动的雷诺数传热管内流体流动摩擦系数1938传热管显热段阻力P2= Pa 传热管蒸发段阻力P3 a 气相流动阻力Pv3釜液总质量流速G=4kg/(m2·s) 取X=2/3Xe则气相质量流速 =68.9kg/(m2·s)气相雷诺数=气相摩擦系数193气相流动阻力Pv3b液相流动阻力PL3液相质量流速GL=G-Gv=kg/(m2·s)液相雷诺数=液相摩擦系数975液相流动阻力Pv3=Pa传热管蒸发段阻力P3= Pa

35、管内动能变化产生阻力P4釜液总质量流速G=461.31kg/(m2·s)动量变化引起的阻力系数:管内动能变化产生阻力P4管程出口段阻力P5 a 气相流动阻力Pv5 气液总质量流速G= kg/(m2·s) 气相质量流速=kg/(m2·s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：气相雷诺数=3300000气相摩擦系数48气相流动阻力Pv5=pab 液相流动阻力PL5液相质量流速 = kg/(m2·s)液相雷诺数液相摩擦系数液相流动阻力PL5管程出口段阻力P5= Pa循环阻力Pf=P1 +P2 +P3 +P4 +P5=pa 又因PD=Pa所以循环推动力略大于循环

36、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。再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程物料名称进口丙烷水蒸气出口丙烷冷凝水流量Kg/h进口3236出口3236395操作温度ºC进口100出口1100操作压力MPa定性温度ºC100液体密度kg/m3460导热系数W/mºC热容kJ/kgºC粘度mPaS表面张力N/m58.8气化潜热kJ/kg气体密度kg/m328导热系数W/mºC热容kJ/kgºC粘度mPaS气化潜热kJ/kg设备结构参数形式立式台数1壳体内径mm900壳程数1管径mm38管

37、心距mm管长mm4000排列方式正三角形管数目（根）120传热面积m2管程数1接管尺寸mm进口325×12出口426×13主要计算结果管程壳程流速m/s传热膜系数W/m2ºC污垢热阻w/m2 K阻力损失Pa热负荷kW传热温差ºC总传热系数W/m2ºC裕度%第五章 其它辅助设备的选型冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为4管程流率：qmvs=8.9907kg/s传热速率：Q= qmVsr=kw壳程取焓变：H=Cp*(t1-t2)=kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=2720.046*3600/kg/h假设传热系数：K=850

38、 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=180m2 其它换热设备1进料预热器用80水为热源，出口约为60走壳程料液由20加热至45，走管程 传热温差：管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=3600*0.8303 =2kg/h管程液体焓变：H=Cp* (t1-t2)=3.08*25=77kJ/kg传热速率：Q= qmfsH=×77/3600=kw壳程水焓变：H=Cp*(t1-t2)=kJ/kg壳程水流率：q=Q*3600/H=kg/h假设传热系数：K=850w/(m2K)则传热面积：圆整后 取A=11m23. 塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度

39、由4降至25管程流率：qmDs = kg/s ;取潜热：r=280kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=*280=kw壳程焓变：H= Cp*(t1-t2)=kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=150.142*3600/=kg/h假设传热系数：K=850 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=12m24. 釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由51.5降到25管程流率：qmWs=kg/s丙烷液体焓变：H = Cp*(t1-t2)=282kJ/kg传热速率：Q= qmWsH =kw壳程取焓变：H= Cp*(t1-t2)=kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=82.874

40、8*3600/=kg/h假设传热系数：K=850 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=6m2 容器1进料罐（常温贮料）20丙稀 L1 =526kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3可知 进料 Xf=65% Wf=526*0.65/(526*0.65+500*0.35)=63.93% 则=516.3 kg/m3进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=3600*=2kg/h取 停留时间：x取为4天，即x=96h进料罐容积：m3圆整后 取V=794 m32回流罐（43）质量流量qmLh=3600R*qmDs =3600*kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数取k则回流罐

41、的容积 (30433.19*0.25)/(460*0.7)=2m3取V=24m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =3600*0.5364=1 kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数取k则产品罐的容积m3取V=378m34. 釜液罐取停留时间为取5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =3600*kg/h 则釜液罐的容积 m3取V=364m35. 残液罐可以取容积与回流罐相似，稍大V=26m35.4 管路设计及泵的选择一、泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体密度： kg/ m3qVfs = qmfs / =/516.3=608 m3/s取d=64mm

42、液体粘度取相对粗糙度：125查穆迪图得：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个取qVLh =m3/h选取泵的型号：MPH 扬程：15130m 流量：m3 /s2回流泵（两台，一开一用）液体密度： qVLs = qmLs / =/47079 m3/s液体粘度 取相对粗糙度：查得：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个取qVLh =m3/h选取泵的型号：HJ 扬程：51250m 流量：400m3 /s3.釜液泵（两台，一开一用）液体密度：qVWs = qmWs / =/460=639m/s液体粘度 取相对粗糙度：查得：取管路长度：

43、l=40m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取qVLh =3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章 管路设计1. 进料管线取料液流速：u=/s 体积流量V=608则=取管子规格76×6的管材。其内径为0.064 m2塔顶蒸汽管：取原料流速：u=12m/s 体积流量：V=/28=则=84 m取管子规格219×1589m，其实际流速为u=m/s3. 塔顶产品管取原料流速u=/s，其体积流量：V=/470=则=取管子规格70×5. 其内径为0.0

44、60 m，其实际流速为u=/s4. 回流管取原料流速：u=/s 体积流量：V=/470=则=81m取管子规格194×682m，其实际流速为u=m/s5釜液流出管取原料流速：u=/s 体积流量：V=/460=则=2 m取管子规格57×22 m。6仪表接管选管规格：32×3 .7塔底蒸汽回流管则=0.035 m取管子规格42×, 其内径为35mm，所求各管线的结果如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管76×6顶蒸气管.219×15顶产品管70×5回流管194×6釜液流出管57×2.5仪表接管/

45、32×3塔底蒸气回流管1042×3.5第七章 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。 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(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷丙稀L=512FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=4703PIC-01塔压控制02MPa丙稀V4HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4605HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4706TIC-01釜温控制40

46、60丙烷V=28设计心得及总结课程设计的两周是充实，充满困难，辛苦和收获。在这两周中，我几乎将化原的筛板塔设计和课程设计的第三，五章翻烂了。尤其是在设计再沸器的时候，我还编了个excel表格，用于假设气化率和几何尺寸，并观察裕度和阻力的变化，快速的找到最佳的参数，减少了计算的的时间，提高了效率。 在本次课程设计过程中，感觉最累的就是输公式，每次都要调公式3.0，输完后还得排版，万一发现数算错了还得返工。很是费力。不过当看着近50页自己的成果，还是很有成就感的。对于计算理论板数的编程，由于有之前综合分析的编程基础，我只不过将之前的程序稍加修改，辅以excel计算。采用先假设，用excel计算精馏线，提馏线参数，再输入进程序的方法，用两次迭代计算出了实际塔板数，很有效率。 我觉得，在设计中，找资料的能力也得到了提高，从物性参数到标准件尺寸和各种图表，都需要找资料，查图表，算参数等等。这都锻炼了我这方面的能力，所谓设计就是查资料的能力，现阶段的设计都需要标准。而且由于化工过程参数多，所以查图表也变得尤为重要。这次课程设计给了我很多这方面的经验教训。可以总结为先看例子，利用其数据练习查图表，并与结果相比较，熟练后在用自己的数据查。 至于CAD作图，由于我的基础较好，并不是很困难。但是我在作图中也是做到了精益求精