化工原理设计丙烯塔顶浮阀1.280

1、过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计 学生：张歌班级：化机0404学号：200442061指导老师：刘雪梅、都健前言 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。 鉴于设计者经验有限，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！目录第一章 概述3第二章 方案流程简介5第三章 精馏过程系统分析7第四章 再沸器的设计21第五章 辅助设备的设计30第六章 管路设计37第七章 控制方案40设计心得及总结 41附录一 主要符号说明42附

2、录二 参考文献45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及再沸器和冷凝器。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，

3、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 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

4、缓冲区。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。第二章 方案流程简介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

5、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。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

6、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 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量处理量：80kmol/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、丙烷精馏装置设计第一节 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

7、间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.2。3塔板形式：浮阀4处理量：qnfh=80kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔顶第二节 物料衡算及热量衡算一 物料衡算全塔物料衡算：= + =+=80 kmol/h ，=0.65 , =0.98 , =0.02解得：=52.5 kmol/h ，=27.5 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;二 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1）精馏段：； 2）提馏段： 三 热量衡算1） 再沸器加

8、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： 第三节 塔板数的计算假设塔顶温度t=43.0 °C 塔顶压力Pt=1.72MPa查P-K-T图得：kA=1.002；kB=0.885 则顶=kA/kB=1.002/0.885=1.1322 ；假设精馏塔的塔板数是100块，每块板的压降为100mmH2O;塔底压力为P=Pt+P=1.72+0.1*9.8*(100-1)*=0.001=1.817Mpa;塔底温度t=50.0 °C, kA=1.13 ；kB=0.997;则底=kA/kB=1.13/0.997=1.1334 =(顶+底 )/2=1.133；当Xe=0

9、.65时，Ye=(Xe)/1+(-1)Xe=0.678;Rmin=10.89 ;R=1.2Rmin=13.07;Nmin=62.33;=0.751-();解得=125；=208；与假设不符, 假设精馏塔的塔板数是100块, 每块板的压降为100mmH2O;塔底压力为P=Pt+P=1.72+0.1*9.8*(125-1)* 0.001=1.842Mpa;塔底温度t=50.0 °C, kA=1.10 ；kB=0.970;则底=kA/kB=1.10/0.990=1.1340 =(顶+底 )/2=1.133；当Xe=0.65时，Ye=(Xe)/1+(-1)Xe=0.678;Rmin=10.8

10、9 ;R=1.2Rmin=13.07;Nmin=62.33;=0.751-();解得=125；=208；进料位置： =26.21；=；解得：=52;进料处压力Pf=P+=1.72+0.1*9.8*(52-1) *0.001=1.770Mpa;实际进料处:Nf=Nr/E=87。物性数据(以塔顶的工艺条件为依据计算)认为是纯丙烯做近似计算查表Pc=4.62kPa; Tc=91.8°C ;Pr=P/Pc=1.72/4.62=0.374;Tr=T/Tc=0.866;查表Z=0.77;气相密度 =35.76;液相密度=465;表面张力=4.761mN/m;50°C纯丙烷的=474。第

11、四节 精馏塔工艺设计1. 物性数据定性温度T取塔顶温度TD=316.15K，塔底温度T2=325.15K的平均温度322.65K液相密度（316.15K，1.72MPa）表面张力（316.15K，1.72MPa）丙烯474.84.76丙烷460.924.75气相密度（316.1K，1.72MPa）表面张力（316.1K，1.72MPa）丙烯31丙烷32.1液相密度L = 0.976*474.8+0.024*460.92=474.46688 kg/ m3V =31*0.98+0.02*32.1=31.022 kg/ m3液相表面张力：= 4.75*0.976+4.76*0.024=4.76 mN

12、/m2. 初估塔径摩尔质量：Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol; ML=0.976*42+0.024*44=42.048g/mol;质量流量：Wv=V·Mv=653.23*42.04/3600=7.63kg/sWL=L·ML=613.86*42.048/3600=7.17kg/s假设板间距HT=0.50m;两相流动参数： 0.267 查化工原理（下册）P107筛板塔泛点关联图，得：C20=0.056=4.9所以，气体负荷因子： =0.0423 液泛气速： 0.143m/s 取泛点率0.7 操作气速：u = 泛点率 ×uf=0.1 m/s气体

13、体积流量= Wv/V=0.199 m3/s气体流道截面积： =1.99 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.09; 则A / AT=1- Ad / AT =0.91 截面积: AT=A/0.91=2.19 m2 塔径： =1.67m 圆整后，取D=1.6m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 m2 降液管截面积：Ad=AT-A=0.18 m2气体流道截面积：A=AT(1-)=1.82 m2实际操作气速： = 0.11 m/s 实际泛点率：u / uf =0.77与所取0.7基本符合则实际HT=0.45m，D=1.6m，uf

14、=0.143m/s,u=0.11m/s, AT =2 m2 ,A=1.82 m2 ,u / uf =0.773. 塔高的估算实际塔板数为Np，理论板数为NT=87（包括再沸器），其中精馏段40块，提馏段47块，则Np=（NT-1）/0.6+1=90/0.6+1=143（块）实际精馏段为67-1=66块；提馏段为77块，塔板间距HT =0.45 m有效高度：Z= HT ×（Np-1）=64m;进料处两板间距增大为0.8m设置8个人孔，每个人孔0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.8m.设釜液停留时间为20min，排出釜液流量= Wv/V=0.199 m3/

15、s密度为b =474kg/m3釜液高度：Z= /(3* 1.62 )=0.026m 取其为0.03m 总塔高h=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2*(0.7-0.45)=77.95m第五节 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=A-AT = 0.18 m2由/=0.087,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.7所以，堰长lw=0.735D=1.119 m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： 41.11mm>6mm取堰高hw=0.029m,底隙hb=0.035m液体流经底隙的流速： =0.383m/s第

16、六节 塔板布置和其余结构尺寸的选取1.取塔板厚度=4mm 进出口安全宽度bs=bs=80mm 边缘区宽度bc=50mm由/=0.09,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：所以降液管宽度： =0.228m =0.52mr= =0.75m有效传质面积： = 1.424 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=1.78浮阀个数 =1122.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 *=0.118m取t=100mm浮阀的开孔率 6.6%<10%=1.7

17、7=9.621 所以=11正确第七节 塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核 =0.34<0.8 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=1.2m=1.64m2 =0.45<0.8故不会产生过量的液沫夹带。2 塔板阻力hf的计算和核对塔板阻力hf= ho+hl+h（1）干板阻力ho临界气速 =1.424因阀孔 气速大于其临界气速，所以在浮阀全开状态计算干板阻力=0.069（2）塔板清夜层阻力hl 液相为碳氢化合物=0.5 =0.0315 m（3）克服表面张力阻力h =0.0001046 m

18、很小，一般忽略不计 以上三项阻力之和求得塔板阻力hf= ho+hl+h=0.0563+0.041+0.0001046=0.1005m3 降液管液泛校核Hd 可取=0液体通过降液管的阻力主要集中于底隙处，近似取=3则得=0.011755m液柱则 Hd =0.159 m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.5则Hd= =0.319m液柱HT+hw=0.45+0.029=0.429m> Hd 所以不会发生液泛。4 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 =4.935s>5s 满足要求,则可避免严重的气泡夹带。 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

19、，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速 =0.808 m/s =2.191.5 满足稳定性要求 第八节 负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标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：=0.4875-5.514 此线记作线（1）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=3.44m/h此线记作线（2）-与纵轴平行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 =326.38此线记作线（3）

20、与横轴平行3 液相上限线 58.32由上述关系可作得线（4）4 浆液管液泛线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：1.34* 10-5 *=0.1755-2.63* qLh2/3-7.68* qLh 此线记作线（5）计算降液管液泛线上的点：如表所示液相流量1020304050气相流量110110691034994949第四章 再沸器的设计一 设计任务与设计条件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

21、=0.98塔顶压力：1.72MPa塔底压力Pw=1720+ Np×hf =1720+142×0.0973×474.46688×9.807×103=1788.36KPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10054压力（MPa绝压）0.10131.78803 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2319.2热导率：c =0.6725w/(m*K)粘度：c =0.5294mPa·s密度：c =958.1kg/m32） 管程流体在（54 1.788MPa）下的物性数据：潜热：rb=330液相热导率：b =0.

22、082w/(m·K)液相粘度：b =0.07mPa·s液相密度：b =442.8kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.19·K 表面张力：b0.00394N/m气相粘度：v =0.0088mPa·s气相密度：v =47.19kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.00025 m2 K/kg二 估算设备尺寸热流量： = Mw·V ·rb·1000/3600= 2633400w传热温差： =46 假设传热系数：K=850W/( m2 K)估算传热面积Ap =67.35 m2 拟用传热管规格为：25×2mm,管长L=

23、3m则传热管数： =286 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b=18.6 管心距：t=32mm 则 壳径： =638m 取 D= 0.600m 取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.35m 三 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=0.22则循环气量： =36.27kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： di=25-2×2=21mm= 366.17kg/( m2 s)雷诺数： = 109851.7>10000普朗特数： =2.73 显热段传热管内表面系数： = 1445

24、.43w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： = 1.1354kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.051 kg/(m s) = 381.94 管外冷凝表面传热系数： = 5540.36w/ (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=0.00009m2 K/w 管壁热阻：Rw= 0.000051 m2 K/w 4）显热段传热系数 =735.8w/( m2 K)2. 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G =1318220.97 kg/( m2 h)Lockhut-m

25、artinel参数：Xe=0.22时：在X=Xe 的情况下=1.268569则1/Xtt=0.7969 再查图329，E=0.1X=0.4 Xe=0.088时 =0.304728 查设计书P96图329 得：=0.8 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.45 泡核沸腾表面传热系数: =6293.4w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ：= 1342.7w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 1.93两相对流表面传热系数: = 2589.05w/( m2 K)沸腾传热膜系数： = 5421.08 w/( m2 K) = 1324.4 w/( m

26、2 K) 3.显热段及蒸发段长度 =0.02LBC =0.274872L= 0.06LCD =L- LBC =2.944传热系数 = 1312.84m2 实际需要传热面积： = 43.61m25传热面积裕度： = 54%>30%所以，传热面积裕度合适，满足要求四 循环流量校核1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.073时 =3.94 两相流的液相分率： = 0.3954两相流平均密度： = 203.61kg/m3 2）当X=Xe=0.22 = 1.268569两相流的液相分率： = 0.2333两相流平均密度： = 139.49kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.8m,则循

27、环系统的推动力： =5804.33pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =738.94kg/(m2·s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2639078.374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：=29.298m管程进出口阻力: =1084.44Pa 传热管显热段阻力P2 =366.17kg/(m2·s) =109851.74=0.0214 = 9.12Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 G=366.17kg/(m2·s) 取X=2/3Xe 则 =53.7kg/(m2·s) =12

28、8160.37 =0.021=89.5Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2·s) =745660.34=0.0167 =257.78Pa = 2516.52Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数:= 2.2 = 666.17管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 377.01kg/(m2·s) =82.94kg/(m2·s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.79m =3298847 =0.015=39.52pab. 液相流动阻力PL5=294.07 kg/(m2·s) = 147

29、0343.7=0.0157= 178.53Pa = 1442.387Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa 又因PD=5804.33Pa 所以 =1.014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。 第五章 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取： =0.7 1进料罐（常温贮料） 20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.73947MPa由上面的计算可知 进料 Xf=65% 丙稀的质量分率：Mf=63.93% 则 =513.84k

30、g/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： 797.82m3 圆整后 取V=798 m3 kg/m3 质量流量qmLh=405.62*42.04 =17052.2648kg/h则体积流量：=35.9398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=8.55取V=93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=120h，填充系数=0.7则产品罐的容积 =697.76取V=6984 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=

31、43.964 则釜液罐的容积 409.2取V=410二 传热设备 1进料预热器 用80水为热源，出口约为50走壳程 料液由20加热至46.22，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h 管程液体焓变：H=401kJ/kg 传热速率：Q= qmfsH=2989×401/3600=332.94kw 壳程水焓变：H=125.6kJ/kg 壳程水流率：q=3600 Q/H=9542.9kg/h 假设传热系数：K=650w/(m2K) 则传热面积： 圆整后取A=6m2 2.顶冷凝器拟用0水为冷却剂，出口温度为30走壳程。管程温度为43.1管程流率：qmVs

32、=18983.49kg/h取潜热r=353.53kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=1864.07kw壳程取焓变：H=125.8kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=53343.9kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=114m23.顶产品冷却器拟用15水为冷却剂，出口温度为25走壳程。管程温度由43.0降至20 流率：qnDs = 52.5kmol/h ; 丙烯液体定压比热容：Cp =2.916kJ/kg·K传热速率：Q=qnDsCp·tm·M/3600=30.5kw假设传热系数：K=600 w/(m2K)则传热面积 圆整后

33、取A=5m24.塔底冷却器用15水为冷却剂，出口温度为25。走壳程。管程温度由50降到20流率：qnWs=1057.88kg/h丙烷液体定压比热容：Cp =3.130kJ/kg·K传热速率：Q= qnws·Cp·tm·M/3600=31.6kw假设传热系数：K=600 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=5m27塔底蒸汽回流管取原料流速：u=20m/s 体积流量：qnvs=738.68则=0.035 m取管子规格37×4, 其内径为37mm，所求各管线的结果如下：三.泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.5m/s，选70&#

34、215;3.0，do=0.064m=64mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路长度：L =120m 取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀，一个90度弯头；排出管中截止阀一个=15d，一个90度弯头，进入突然缩小，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981m取，1.64则qVLh =5.788m3/h选取泵的型号：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h2回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s，选108×4，管路直径：d=0.1m=100mm液体密度： 液体粘度 取=0.2，相

35、对粗糙度：/d=0.002查得：=0.0228取管路长度：l=120m 取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀排出管中截止阀一个=15d，进入突然缩小，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981取，忽略不计。则qVLh =14.14m3/h选取泵的型号：Y 扬程：60603m 流量：6.25500m3 /h3.釜液泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s选32×2.5，管路直径：d=0.027m=27mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0074查得：=0.033取管路长度：l=60m取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀，一个

36、90度弯头；排出管中截止阀一个=15d，一个90度弯头，进入突然缩小，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981取，则qVLh =0.824m3/h该处泵扬程为负值，说明正常工作时无须使用该泵，但在非正常工作或者停止工作时，需使用该泵，不可忽略。第六章 管路设计1进料管线取料液流速：u=0.5m/s 体积流量V=0.001608则=0.064m取管子规格70×3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=611.94则=0.134 m取管子规格152×8.5 . 其内径为0.135m，其实际流速为u=11.88m/s3. 塔顶产品管

37、取原料流速u=0.4m/s，其体积流量：V=4.07则=0.060m取管子规格68×4. 其内径为0.060 m，其实际流速为u=0.4m/s4. 回流管取原料流速：u=0.7m/s 体积流量：V=35.95则=0.135m取管子规格152×8.5 . 其内径为0.135m，其实际流速为u=0. 7m/s5釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 体积流量：V=2.387则=0.053 m取管子规格60×3.5. 其内径为0.053 m。6仪表接管选管规格：32×3 .名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.570×3顶蒸气管1215

38、2×8.5顶产品管0.468×4回流管0.7152×8.5釜液流出管0.360×3.5仪表接管/32×3塔底蒸气回流管10152×8.5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L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷丙稀L=513.92FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=474.4668

39、83PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=38.84HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=474.466885HIC-01釜液面控制03m丙烷L=443.1626TIC-01釜温控制4060丙烷L=443.162设计心得及总结两周的设计在忙碌间走过，回想起来，其过程是痛苦、曲折却又有着深刻意义，在进行各种计算以及参数选择的时候，常常遇到进退两难或者无从下手的情况，这对于我们是一个考验，因为我们没有选择，要想穴道真正的应用知识，这是一次很好的锻炼机会，所以，我们要坚持，要硬着头皮做下去。问题在我们的努力下是总会得以解决的，只要付出努力，当你的迷茫达到一定的时候，就必然会走向成功。虽然在此过程，我们或许在有些时候选择了一个错误的方向，遇到很多的困难，但是即使很困扰，即使很缓慢，终究也会胜利的，那些付出依然也是有价值的。错了不怕，要从中学到经验，只要能掌握课本上我们难以学到的，难以掌握的最大的收获。因为从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是相差很远。 虽然我们困难不断，但是这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，能够深刻的了解设计原理和设计步骤等等。而且，通过做设计，我还复习并掌握了