化工原理课程设计处理量70kmolh丙烯丙烷精馏筛板塔设计

化工原理课程设计处理量70kmol/h丙烯丙烷精馏筛板塔设计处处理量：70kmol/h产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf＝65％塔顶产品：xD＝98％塔底产品x:w≤2％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：1.6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！目录第一章概述……………4第二章流程简介………5第三章精馏塔工艺设计………………5第四章再沸器的设计…………………15第五章辅助设备的设计………………21第六章管路设计………26第七章控制方案………26附录一主要符号说明…………………27附录二参考文献………29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。过去认为它易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现，只要设计合理和操作适当，晒斑人能够满足生厂上所需的操作弹性，而且效率比较高。小筛孔孔径一般3~6mm，大筛孔孔径一般10~25mm。如果采用大筛板，堵塞问题即可解决。目前已发展成为日趋广泛的一种塔板。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。3．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。4．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筛板塔，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：x＝65％f塔顶产品：x＝98％D塔底产品:x≤2％w第三章精馏塔工艺设计第一节设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料丙稀含量x＝65％（摩尔百分数）f塔顶丙稀含量x＝98％，釜液丙稀含量x≤2％，总板效率为0.6。 D w2．操作条件：塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）加热剂及加热方法：加热剂——水蒸气加热方法——间壁换热冷却剂：循环冷却水回流比系数：R/Rmin=1.63．塔板形式：筛板4．处理量：qnfh=70kmol/h5．安装地点：大连6．塔板设计位置：塔底7.物料密度：M=42M=44 A B第二节物料衡算及热量衡算一物料衡算1．换算将摩尔百分数换算成质量百分数：W=X·M/[X·M+(1-X)·M] A A Bx＝65％w＝63.93％ f fx＝98％w＝97.91％ D Dx≤2％w≤1.91％ w W将摩尔流量换算成质量流量：进料状态混合物平均摩尔质量：（M为丙稀摩尔质量M为丙烷摩尔质量）A BM=x·M+(1-x)·M=0.65×42＋0.35×44=42.7kg/kmol f A f B进料状态下的质量流量：q=M·q/3600=0.8303kg/s mfs nfh2．求质量流量q｛mDs+qmws=qmfsq·w+q·w=q·w mDs D mws W mfs f解得：q=0.5364kg/s; q=0.2939kg/s mDs mws 塔内气、液相流量：精馏段：L=R·D;V=(R+1)·D;提馏段：L’=L+q·F;V’=V-(1-q)·F;L’=V’+W;二热量衡算再沸器热流量：Q=V’·r’R再沸器加热蒸气的质量流量：G=Q/r R R R冷凝器热流量：Q=V·rC冷凝器冷却剂的质量流量：G=Q/(c·(t-t)) C C l 2 1假设初值Tto、假设初值Tto、Tbo、α2并输入Pt(绝)、xf、xD、xw、qmfs、qmDs、qmws、ρL计算α1计算α=(α1+α22)/计算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt－0.98×10－4×N计算α2计算并输出α、Nf、N、R、qmLs、qmVs∣α-(α1+α22)/∣<ε将α2代入YN①②③①泡点初值To总压PAntoinec常数output∣∑y-1∣﹤εxKyip0Ap0BKAKB泡点计算2．塔板数计算注：下标t、b分别表示塔顶、塔底参数。计算过程包括：假设塔顶温度Tt=316K经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.13K0塔顶压力Pt=1620+101.3=1721.3KPaB代入公式lnp0Ai计算并换算得： i iTCPo=1726.955KPa;Po=1444.432i KPa A B又K Pi0 得：KA=1.003;KB=0.839i PKKA＝1.1956设2＝1.88α=(1+2)/2＝1.1922②计算过程包括：泡点进料：q=1｛q线：x=xfyx1(1)x代入数据，解得xe=0.65;ye=0.6889RminxDye=7.489yx R=1.6Rmin=11.983e e③为逐板计算过程：y=x=0.98 1 D y｛n(n1)ynRxxDn1R1nR1 直至x<x 理论进料位置：第i块板i f进入提馏段：｛xn(yn1)yn yqnLqqnF x qnW x R1.5238 0.5238 n1qqqq nqqqq W R＝1xnR1xwnL nF nW nL nF nW直至x<x 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜） n W迭代结果：进料板Nf=[i/0.6]+1=52,实际板数Np=[(Nt-1)/0.6]+1=112则塔底压力Pb=Pt+0.98×0.47×Np=1772.9KPa同①可算得：塔底温度Tb=325.52Kα2＝1.1888符合假设所以假设成立，上述计算结果均为正确结果。塔内气、液相流量：精馏段：qmLs=R·qmDs=6.4275kg/sqmVs=(R+1)·qmDs=6.9639kg/s提馏段：q,=q+q=7.2578kg/sq,=q=6.9639kg/s mLs mLs mFs mVs mVs 第四节精馏塔工艺设计1．物性数据常压43℃下，丙烷的物性数据：气相密度：ρ=29.6kg/m3V液相密度：ρ=466kg/m3L液相表面张力：σ=4mN/m2．初估塔径气相流量：q=6.9639kg/sq=q/ρ=0.2487m3/s mVs VVs mVs v液相流量：q=6.4275kg/sq=q/ρ=0.01368m3/smLsqVLsqmLsL 两相流动参数：FVLs LmLs =0.2190VLVqq初选塔板间距H=0.45m,化原》（P107筛板塔泛点关联图，T得：C=0.061 20 0.2所以，气体负荷因子：CC=0.045262020液泛气速：uCLV＝0.1738m/sf 取泛点率0.7 V操作气速：u=泛点率×uf=0.1216m/s气体流道截面积：AqVVs=2.0452m2u选取单流型弓形降液管塔板，取Ad/AT=0.15;则A/AT=1-Ad/AT=0.85截面积:AT=A/0.85=2.406m24AT塔径：D=1.75m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：AT=2.5447mD2 24降液管截面积：Ad=AT×0.15=0.3817m2气体流道截面积：A=AT-Ad=2.1630m2q实际操作气速：uVVsA=0.1150m/s实际泛点率：u/uf=0.94573．塔高的估算Np=112有效高度：Z=H×Np=50.4mT釜液高度（略），进料处两板间距增大为0.7m设置4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1.5m.设釜液停留时间为30min4q釜液高度：ΔZ3060mWsD2=0.44m取其为0.5m所以，总塔高h=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.5=59.6mL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=AT×0.15=0.3817m2由Ad/AT=0.15,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得：lw/D=0.82所以，堰长lw=0.82D=1.476m2．溢流堰取E近似为1则堰上液头高：h2.84103ElVLh=0.029428m取堰高hw=0.04m,ow底隙hb=0.045mWqVLslhwb液体流经底隙的流速：ub=0.206m/sub<0.5m/s符合要求第六节塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度б=3mm进出口安全宽度bs=bs’=80mm边缘区宽度bc=50mm由Ad/AT=0.15,查《化工原理》（下册）P113的图6.10.24可得：b/D=0.21d所以降液管宽度：b=0.21D=0.378m D dx2=8.542m(bdbs)r=D=0.85mb 2 c有效传质面积：A2(xr2x2r2sin1x)=1.4320m2ar取筛孔直径：do=7mm,取孔中心距：t=3.6do=0.0252m 开孔率：=AA 0.907d0=0.072筛孔面积：=AOoaAa 0.1002tm2q筛孔气速：uoAVVs=2.4817m/sAo筛孔个数：n0 =2604d2 40第七节塔板流动性能校核1．液沫夹带量校核Hf=2.5(hw+how)=0.1736m5.7103u=0.000076kg3.2 液/kg气质量夹带率ev：eHHvT fev<0.1kg液/kg气故符合要求2．塔板阻力hf的核对h=h+h+h f o l σ又б=3mm,do=7mm,故do/б=2.33查《化工原理》（下册）P118图6.10.30得：Co=0.741u2则hVC0=0.03645m液柱 02g 0又uLqVVs 0.1396m/saA2A T d气体动能因子Fau0.5＝0.7388查《化工原理》（下册）P186.10.31得：塔板上液层充气系数：β=0.7 hLhWhOW0.0486m液柱4103hgd=0.000575m液柱h=hh+=0.117m液柱 f o l σ3．降液管液泛校核Hdhhhh 可取Δ=0 W OW f d式中hd2ugd20.153lqWVLshb21.18108lqWVLshb=0.00649m2 液柱则Hd=0.162mhhhh 液柱取降液=0.5则Hd’=Hd=0.324m液柱Hh0.49Hd'所以不会发生液泛 T W4．液体在降液管中的停留时间 =12.56s>5sAdHT 满足要求q5．严重液校核=0.0141mh0.00560.13hhh 0 W OW hok2.20461.5~2.0 ho'满足稳定性要求uu'o＝1.1257m/so k第八节负荷性能图1．过量液沫夹带线规定：ev=0.1（kg液体/kg气体）为限制条件 q得：q8.81103A13.2H2.5h7.1103(VLh)23 VVh T W lW =10671-167q2/3VLh由上述关系可作得线①2．液相上限线q2/3h2.84103ElVLh0.006 ow W整理出：q=3.07lw=4.034——与y轴平行，由上述关系可作得线②VLh3．严重漏液线h0.00560.13hhh0 W OW 将下式分别代入q/3600 uC2gLhVVh 近似取Co为前面计算的值 0 00 A V Oq2/3how2.84103ElVLhW得：q=a(b+cq2/3)1/2 其中=1.59404AoCo =4843.3 b=0.0056+0.13hw-h=0.01024V σc=3.69104l1W=0.0002852/3得：q=4843.3(0.01024+0.000285q2/3)1/2 VVh VLh由上述关系可作得线③4．液相上限线令AdHT=5s得：=90.693qqVLs720HAVLh Td由上述关系可作得线④5．浆液管液泛线H令Hd’=HT+hWd将Hhhhh，其中Δ=0 d W OW f d以及how与q,h与q，h与qq的关系全部代入前式整理得： VLh d VLh f VVh, VLh式中：a’=3.934109V/(AoCo)2=42.6181×10－9La'q2b'c'q2d'q2/3 VVh VLh VLhb’==0.177H(1)hwh T c’=1.18108/(lwhb)2=267.4757×10－8d’==0.0037242.84103(1)/(lw2/3)得：42.6109q20.177267.5108q20.003724q2/3 VVh VLh VLh上述关系可作得降液管液泛线⑤上五条线联合构成负荷性能图作点为：q=49.23m3/sVLhq=895.36m3/sVVh负荷性能图：负荷性能图：可见，线①的位置偏上，所以它对操作的影响很小。放大后的负荷性能图：设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下，操作弹性：qVVhmax/qVVhmin≈2.73所以基本满足要求（程序见附件二）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塔顶压力：1.7213MPa压力降：Np×hf=112×0.117×0.47×9.8×10－3=0.0604MPa塔底压力=1.7213+0.0604=1.7817MPa2．再沸器壳程与管程的设计壳程壳程管程温度（℃）10052．50.10131.7817蒸发量：Db=q,=6.6725kg/smVs3．物性数据壳程凝液在温度（100℃）下的物性数据：潜热：r=2257kj/kgc热导率：λ=0.683w/(m*K)c粘度：μc=0.283mPa*s密度：ρc=958.4kg/m3管程流体在（52.5℃1.7817MPa）下的物性数据：潜热：r=278.182kj/kgb液相热导率：λ=81.54mw/(m*K)b液相粘度：μb=0.071mPa*s液相密度：ρb=441.3kg/m3液相定比压热容：Cpb=3.090kj/(kg*k)表面张力：σb＝0.00377N/m气相粘度：μv=0.071mPa*s气相密度：ρv=35kg/m3蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0000266m2K/kg估算设备尺寸热流量：=1937235.522wQVV R bb cc传热温差：=100-52.5=47.5KtTt m b假设传热系数：K=850W/(m2K)Q估算传热面积ApR=47.98m2Kt拟用传热管规格为：Ф38×m2.5mm,管长L=3000mm则传热管数：NAp=134TdL若将传热管按正三角形排列，按式0 N=3a(a+1)+1;b=2a+1T得：b=13.552管心距：t=0.048m则壳径：D=0.7165mt(b1)(2~3)d取LD=3.75取管程进口直径：Di=0.25m管程出口直径：Do=0.3m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=0.19D则循环气量：Wb=36.6522kg/s 1)计算显e αiW传热管内质量流速：Gtsdi=38-2×2.5=33mm 0s04=0.118di2NTWGt=310.687kg/(m2•s)s0 dG雷诺数：Rei=144403.9bC普朗特数：PPbb=2.69058r b 显热段传热管内表面系数：0.023i=Re0.8Pn1132.89w/(m2K)i d r壳程冷凝传热膜系数计算αo iQ蒸气冷凝的质量流量：m=0.8583kg/sr传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：c Mm=0.06kg/m(•s) 4M d0NT=Re 848.402122管外冷凝表面传热系数：21/3o1.88Reo1/3/2g3=6547.988173w/(m2K)污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=0.000176m2•K/w冷凝侧：Ro=0.00021m2•K/w管壁热阻：Rw=b/λw=0.00005m2•K/w4）显热段传热系数dm=(di+do)/2=0.0355mK1 =611.4898w/(m2•K)d d d 10R0R 0R idi idi wdm O02.蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：Gh=3600q=1118474.245kg/(m2•h)mwsLockhut-martinel参数：=X1xx0.90.50.11.1838 tt v b b v则1/Xtt=0.85查设计书P96图3－29得：αE=0.2在Xe=0.19X＝3Xe=0.057的情况下=1/Xx1x0.90.50.10.2493 tt b v v b再查图3－29，α’=1泡核沸腾压抑因数：α=(αE+α’)/2=0.6泡核沸腾表面传热系数:nbdbi 0r.68Qdi0.69b10.33Pdi0.31=08104.605.225Pw/AmP(r2b•Kb)v单独存在为基准的对流表面传热系数：i0.023db=Re1x0.8P0r.4 1080.925w/(m2•K)沸腾表面传热系数：i KE对流沸腾因子：=F3.51Xtt0.51.7475227两相对流表面传热数:=F1888.94w/m(2•K) tp tp i沸腾传热膜系数：=a6751.7w/(m2•K) V tP nbE1dvdoiRdidioRdwdmoRo1o=1266.69w/(m2•K)3.显热段蒸发段长度ptBCs =0.00319 L tdNKt pCiTLWm s PwL LtL=0.00272L=0.00957mBCL=L-L=2.9904m CD BC4．传热系数=KKLKLL1264.6m2实际需要传热面积：C=ALQBcKEtCD32.25m2 CC m5．传热面积裕度：=HAAA0.4878>0.15～0.2P CC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=0.063333333时 X1xx0.90.50.1 =3.6264 ttvb bvX两相流的液相分率：RLtt0.5=0.3816X221X1两相流平均密度：=_1ttRttR 186.96kg/m3 tp v L b L2）当X=Xe=0.19=X'1xx0.90.50.11.1838 ttvb b v两相流的液相分率：=R'Xtt0.2267LX221X10.5 tt tt两相流平均密度：=_'1RR 123.26kg/m3 tp v L b L根据课程设计表3－19得：L=1.02m,则循环系统的推动力：=PDLCDb_tpltpg6228.48pa 2．循环阻力⊿Pf：①管程进出口阻力△P1W进口管内质量流速：Gi=747.05kg/(m2·s)0.785D2釜液进口管内流动雷诺数：ReiDiG=2630462进口管内流体流动摩擦系数：b0.012270.7543=0.0150 i R0.38 进口管长度与局部阻力当量长度：ei L=29.30m 0. i管程进出口阻力:LG2P1iDi2=1112.343Pa传段阻力△P2WGi=310.687kg/(m2·s)0.785d2NReDiG=144404i T b 0.75430.01227=0.0205R0.38 L G2 ePBC=0.6512Pa 2 d 2传热蒸段阻力△P3a.气相流动阻力△Pv3GxG=39.3537kg/(m2·s) V dGReViV=18291.167 V 0.75430.01227=0.030V R0.38eVPLCDGV2=71.06Pa b.相i 阻PL3GL=G-Gv=271.33kg/(m2·s)RediGL=126112L0.01227b0.7543=0.0210R0.38ePLCDGL2L=158.464Pa L3 Ld 2 i bP(P1/4P1/4)4=1732.2382Pa 3 V3 L3④管内动能变化产生阻力△P4动量变化引起的阻力系数:`(1xe)2bxe2=12.58R(1R)PG2LM/V=564.423L ’⑤程P5a.气相流动阻力△Pv5GWt=518.786kg/(m2·s)D24GxGo=98.569kg/(m2·s)V管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：LDo0.02542=35.0425m'0.3426D0.02540.1914oRediGV=3333797.217V0.01227V0.7543=0.014775112 V R0.38PLGV2eV=279.4712 V5 Vd2b.液相动力△PL5GGG=212.118kg/(m2·s) L VRediGL=896273L0.01227b 0.7543=0.0164L R0.38ePLGL2=L97.6351Pa L5 Ld2P(Pi1/4bP1/4)45VL=2735.64Pa 5 5所以循环阻力：△Pf=△P1+△P2+△P3+△P4+△P5=6145.292又因△PD=6228.4845Pa所以PP=1.0135DfPDPf0.013,在0.01~0.05范围内,满足题目所给要求PD

第五章辅助设备设计一辅助容器的设计容器填充系数取：k=0.71．进料罐（常温贮料）20℃丙稀ρ=526kg/m3L1丙烷ρ=500kg/m3L2压力取1.818MPa由上面的计算可知进料Xf=65%Wf=63.93% 100 则=516.3kg/m3L63.9310063.93 526 500进料质量流量：q=3600q=2989.08kg/hmfh mfs取停留时间：x为4天，即x=96hqx进料罐容积：Vmfh793.978 m3k圆整后取V=794m3L2．回流罐（43℃）质量流量q=3600R·q=23139kg/h mLh mDs设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数φ=0.7qx则回流罐的容积VmLh17.39m3k取V=18m3 L13．塔顶产品罐质量流量q=3600q=1931.04kg/h； mDh mDs产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数φ=0.7qx则产品罐的容积VmDh4225.98m3k取V=4226m3 L14．釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量q=3600q=1058.04kg/hmWh mWsqx则釜液罐的容积VmWh404.86m3k取V=405m3 L2二传热设备1．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45℃，走管程传热温差：tt1t2(9045)(7020)47.45Km t1 9045 lnt2 ln7020管程液体流率：q=3600q=2989.08kg/h mfh mfs管程液体焓变：ΔH=401kj/kg传热速率：Q=qΔH=2989.08×401/3600=332.99kwmfs壳程水焓变：ΔH’=125.6kj/kg壳程水流率：q=9050kg/h假设传热系数：K=650w/(m2•K)Q则传热面积：A10.80m2Ktm圆整后取A=12m22．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℃tt1t2(4310)(4330)21.47Km t1 4310ln ln t2 4330管程流率：q=6.9639kg/smVs取潜热r=302.54kj/kg传热速率：Q=qr=2106.86kwmVs•壳程取焓变：ΔH=125.5kj/kg则壳程流率：qc=Q/ΔH=60435.82kg/h假设传热系数：K=650w/(m2•K)Q则传热面积：A151.04m2Ktm圆整后取A=152m23．塔顶产品冷却器拟用10℃水为冷却剂，出口温度为20℃。走壳程。管程温度由43℃降至25℃tt1t2(4310)(2520)14.8Km t1 4310ln ln t2 2520管程流率：qmDs=0.5364kg/s;取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q=qr=150.192kwmDs•壳程焓变：ΔH=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/ΔH=6437.14kg/h假设传热系数：K=650w/(m2•K)则传热面积AQ15.61m2Ktm圆整后取A=16m24．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52.5℃降到25℃tt1t2(52.510)(2520)17.52Km t1 52.510ln lnt2 2520管程流率：q=0.2939kg/smWs丙烷液体焓变：ΔH=282kj/kg传热速率：Q=qΔH=82.88kwmVs•壳程取焓变：ΔH’=84.0kj/kg则壳程流率：qc=Q/ΔH=3552kg/h假设传热系数：K=650w/(m2•K)Q则传热面积：A7.28m2Ktm圆整后取A=8m2三泵的设计1．进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s 液体密度：kg/m516.3 3Lq=q/=0.0016m3/s Vfs mfs L4qd Vfs0.064mu取d=65mm液体粘度0.068mPas取ε=0.2相对粗糙度：ε/d=0.003 du 5 Re 2.4710查得：λ=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hf(1le)u2pc2.535md 2gg取Z50m则HeZpfu2hf53.7mg2gqVLh=d2u36005.97m3/h4选取泵的型号：AY扬程：30～65m流量：2.5～60m3/s2．回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s 液体密度：kg/m470 3Lq=q/=0.0137m3/s VLs mLs Ld4qVLs0.187mu液体粘度0.066mPas取ε=0.2相对粗糙度：ε/d=0.00107 du 5 Re 6.6210查得：λ=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hf(1le)u2pc2.43md 2gg取Z100m则HeZpfu2hf103.71mg2gq=d2u360049.44m3/hVLh4选取泵的型号：DSJH扬程：38～280m流量：95～1740m3/s3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s 液体密度：kg/m442 3Lq=q/=0.00089m/s VWs mWs Ld4qVWs0.046mu液体粘度0.0091mPas取ε=0.2相对粗糙度：ε/d=0.0045Redu8.93105查得：λ=0.04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hf(1le)u2pc2.51md 2gg取Z6m则HeZpfu2hf3.49mg2gq=d2u36002.393m3/hVLh4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：10～1510m流量：0.1～90m3/s第六章管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则d4qVfs0.064mu取管子规格Ф68×5。其它各处管线类似求得如下：名称名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5Ф70