丙烯丙烯精馏装置设计化工原理课程设计

1、Good is good, but better carries it.精益求精，善益求善。丙烯丙烯精馏装置设计化工原理课程设计第一章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 院（系）：化工与环境生命学部专 业：学 生 姓 名： 学 号：指 导 教 师：吴雪梅、李祥村评 阅 教 师：吴雪梅、李祥村 完 成 日 期：2013年7月4日大连理工大学Dalian University of Technology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

2、。 由于只有两周的时间做，第二周内，我几乎每天都在熬夜写，只有封面、目录和前言部分为打印、其余部分均为手写，部分数据上可能会有一些错误，如保留位数的不同，计算的错误等。前后的数据由于工程量浩大也许有不一致的地方，属于学生我自己的能力不够，请老师谅解！ 感谢老师的指导和参阅！目录第一章 概述1第二章 方案流程简介3第三章 精馏过程系统分析5第四章 再沸器的设计 14第五章 辅助设备的设计 21第六章 管路设计 25第七章 控制方案 27设计心得及总结 28附录一 主要符号说明29附录二 参考文献31第一章第二章第三章第四章 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

3、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，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

4、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

5、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

6、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

7、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： 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 加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.6。3塔板形式：浮阀4处理量：q

8、nfh=70kmol/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：= + =+=60 kmol/h ，=0.65 , =0.98 , =0.02解得：=45.93 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;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

9、顶温度t=42.5 °C 塔顶压力Pt=1.72MPa查P-K-T图得：kA=1.05 ；kB=0.92 则顶=kA/kB=1.05/0.92=1.141 ；假设精馏塔的塔板数是143块，每块板的压降为100mmH2O; 塔底压力为P=1.86Mpa;塔顶温度t=53 °C, kA=1.19 ；kB=1.03;则底=kA/kB=1.19/1.03=1.155 =1.148；当Xe=0.65时，Ye=0.681;Rmin=9.74 R=1.6Rmin=15.59;Nmin=56.39;=0.751-();解得=87；=143；进料位置： =23.67；=；解得：=40P=P+

10、=1.72+0.1*9.8*37*0.001=1.756 Mpa查表Pc=45.5 Tc=91.6°C Pr=P/Pc=17.2/45.5=0.378Tr=T/Tc=0.865查表Z=0.72 =38.2953°C纯丙烷的=474第四节 精馏塔工艺设计1. 物性数据定性温度T取塔顶温度TD=316.1K，塔底温度T2=325.23K的平均温度320.65K液相密度（51.77°，1.78MPa）表面张力（51.77°，1.78MPa）丙烯453.74.16丙烷445.364.65气相密度（51.77°，1.78MPa）表面张力（51.77

11、76;，1.78MPa）丙烯47.86丙烷40.35液相密度L = 0.982*453.7+0.018*445.36=453.55 kg/ m3V =47.86*0.98+40.35*0.02=47.71 kg/ m3液相表面张力：= 4.65*0.982+4.16*0.018=4.63 mN/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=738.675*42.04/3600=8.63kg/sWL=L·ML=746.175*42.048/36

12、00=8.72kg/s假设板间距HT=0.45m;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=0.053=4.63所以，气体负荷因子： =0.0396 液泛气速： 0.155m/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=0.181 m3/s气体流道截面积： =1.65 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

13、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 =0.71与所取0.7基本符合则实际HT=0.45m，D=1.6m，uf =0.155m/s,u=0.11m/s, AT =2 m2 ,A=1.82 m2 ,u / uf =0.713. 塔高的估算实际塔板数为Np，理论板数为NT=140（包括再沸器），其中精馏段61块，提馏段79块，则Np=（NT-1）/0.6+1=139/0.6+1=233（块）实际精馏段为102-

14、1=101块；提馏段为132块，塔板间距HT =0.45 m有效高度：Z= HT ×（Np-1）=104.4m;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=0.181 m3/s密度为b =453.55kg/m3釜液高度：Z= /(3* 1.62 )=0.024m 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)=116.03m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

15、面积：Ad=A-AT = 0.18 m2由/=0.099,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.73所以，堰长lw=0.73D=1.168 m2 溢流堰 取E近似为1则堰上液头高： 29.51mm>6mm取堰高hw=0.029m,底隙hb=0.035m液体流经底隙的流速： /3600=0.266m/s第六节 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：bd/D=0.14所以降液管宽度： =0.224m =0.496mr= =0.7

16、5m有效传质面积： = 1.228 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=1.60浮阀个数 =952.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 *=0.110m取t=100mm浮阀的开孔率 6.6%<10%=1.60= 11.05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

17、=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 =1.341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=0.066（2）塔板清夜层阻力hl 液相为碳氢化合物=0.5 =0.0295 m（3）克服表面张力阻力h =0.0001046 m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=0.066+0.0295+0.0001046=0.0995m3 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=0.01m液柱则 Hd =0

18、.169 m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.5则Hd= =0.338m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，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速 =0.765 m/s =2.091.5 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：=0.373-3.89 此线

19、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=3.59m/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 =312.38此线记作线（3） 与横轴平行4 液相上限线 58.32(291.6)720由上述关系可作得线（4）5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

20、：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=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

21、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 =0.082w/(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

22、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=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：

23、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： = 1445.43w/( 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/ (m

24、2 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-martinel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：

25、=(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/( m2 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，

26、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

27、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) =128160.37 =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

28、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) = 1470343.7=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

29、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 =513.84kg/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

30、.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=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

31、=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=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：

32、 圆整后 取A=114m23.顶产品冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20走壳程。管程温度由43.1降至25 管程流率：qmDs = 1931.2kg/h ; 取潜热：r=306.38kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=164.36kw壳程焓变：H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=7052.23kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=11m24.液冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.23降到25管程流率：qmWs=1057.88kg/h丙烷液体焓变：H =284kJ/kg传热速率：Q= qmVsH =83.45kw壳

33、程取焓变：H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=3580.9kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=5m2三.泵的设计1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.5m/s，选70×3.0，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 =5.788

34、m3/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

35、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×

36、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

37、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 .7塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 体积流量：V=511.66则=0.135 m取管子规格152×8.5 . 其内径为0.135m，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0.570×3顶蒸气管12152×8.5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

38、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=474.466883PIC-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=

39、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，我还复习并掌握了许多计算机知识，例如EX