1、化工原理課程設計丙烯 -丙烷精餾裝置設計處 理 量： 50kmol/h產品質量：（以丙稀摩爾百分數計）進料： xf 65塔頂產品： xD98塔底產品 : x w2安裝地點：大連總板效率： 0.6塔板位置：塔底塔板形式：浮閥回 流 比：1.2班級：姓名：學號：指導老師：設計日期：成績：化工原理課程設計前言本設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章。說明中對精餾塔的設計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設備和管路的設計也做了正確的說明。鑒于本人經驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正感謝老師的指導和參閱！- 2 -化工原理課程設計目錄第一章

2、精餾過程工藝設計概述 .- 1 -一、概述 .- 1 -二、工藝設計基本內容 .- 1 -1、塔型選擇 .- 1 -2、板型選擇 .- 1 -3、進料狀態 .- 2 -4、回流比 .- 2 -5、加熱劑和再沸器的選擇 .- 2 -6、冷凝器和冷卻劑選擇 .- 3 -三、工藝流程（見丙烯丙烷工藝流程圖） .- 3 -第二章 篩板塔的工藝設計 .- 4 -一、物性數據的確定 .- 4 -1、塔頂、塔底溫度確定 .- 4 -2、回流比計算 .- 5 -3、全塔物料衡算 .- 5 -4、逐板計算塔板數 .- 6 -5、確定實際塔底壓力、板數： .- 6 -二、塔板設計 .- 7 -1、塔高計算 .-

3、7 -2、塔徑計算 .- 7 -3、塔板布置和其余結構尺寸的選取 .- 8 -4、塔板校核 .- 9 -5、負荷性能圖 .-11-第三章 立式熱虹吸再沸器的工藝設計 .-14-一、設計條件及物性參數 .-14-二、工藝設計 .-14-1、估算再沸器面積 .-14-2、傳熱系數校核 .-15-3、循環流量校核 .-18-第四章 管路設計 .-22-一、物料參數 .-22-二、設計 .-22-第五章 輔助設備的設計 .-24-一、儲罐設計 .-24-二、傳熱設備 .-25-三、泵的設計 .-26-第六章 控 制 方 案 .-30-附錄 1.理論塔板數計算 .-31- 3 -化工原理課程設計附錄 2

4、.過程工藝與設備課程設計任務書. - 33 -附錄 3.主要說明符號 .-37-參考資料： .-38- 4 -化工原理課程設計第一章精餾過程工藝設計概述一、概述化學工程項目的建設過程就是將化學工業范疇的某些設想， 實現為一個序列化的、能夠達到預期目的的可安全穩定生產的工業生產裝置。 化學工程項目建設過程大致可以分為四個階段： 1）項目可行性研究階段 2）工程設計階段 3）項目的施工階段 4）項目的開車、考核及驗收單元設備及單元過程設計原則：1）技術的先進性和可靠性2）過程的經濟性 3）過程的安全性 4）清潔生產 5）過程的可操作性和可控制性蒸餾是分離液體混合物 （含可液化的氣體混合物） 常用的

5、一種單元操作， 在化工、煉油、石油化工等工業中得到廣泛的應用。其中，簡單蒸餾與平衡蒸餾只能將混合物進行初步的分離。 為了獲得較高純度的產品， 應使得混合物的氣、 液兩相經過多次混合接觸和分離， 使之得到更高程度的分離， 這一目標可采用精餾的方法予以實現。精餾過程在能量劑驅動下， 使氣、液兩相多次直接接觸和分離， 利用液相混合物中各組分由液相向氣相轉移，難揮發組分由 氣相向液相轉移，實現原料中各組分的分離。該過程是同時進行的傳質、傳熱的過程。為實現精餾過程，必須為該過程提供物流的存儲、輸送、傳熱、分離、控制等的設備、儀表。由這些設備、儀表等構成精餾過程的生產系統，即所要設計的精餾裝置。二、工藝設

6、計基本內容1、塔型選擇一個精餾塔的分離能力或分離出的產品純度如何， 與原料體系的性質、 操作條件以及塔的性能有關。實現精餾過程的氣、液傳質設備，主要有兩大類，板式塔和填料塔。本設計選取的是板式塔，相比較而言，在塔效率上，板式塔效率穩定；在液氣比方面，板式塔適應范圍較達， 而填料塔則對液體噴淋量有一定要求；在安裝維修方面，板式塔相對比較容易進行；由于所設計的塔徑較大，所以在造價上，板式塔比填料塔更經濟一些；而且，板式塔的重量較輕，所以，在本次設計中，設計者選擇了板式塔。在眾多類型的板式塔中， 設計者選擇了溢流型篩板塔， 相比較其它類型的板式塔，溢流型篩板塔價格低廉，裝卸方便，而且金屬消耗量少，非

7、常適合板間距小、效率較高而且塔單位體積生產能力大的分離要求，同時其操作彈性大、 阻力降小、液沫夾帶量少以及板上滯液量少的優點也為之提供了廣闊的應用市場， 這些都是設計者選擇其作為分離設備的原因。2、板型選擇板式塔大致分為兩類：（ 1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板等；（ 2）無降液管的塔板，如穿流式篩板、穿流式波紋板等。工業應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。本設計為篩板塔， 其優點是結構簡單， 制造維修方便， 造價低，氣體壓降小，- 1 -化工原理課程設計板上液面落差小， 相同條件下生產能力高于浮閥塔， 塔板效率接近浮閥塔。 其缺點是穩定操作范圍窄， 小孔徑篩

8、板易堵塞， 不適宜處理粘度性大的、 臟的和帶固體粒子的料液。操作壓力精餾操作可以在常壓、 加壓或減壓下進行， 操作壓力的大小應根據經濟上的合理性和物料的性質來決定。 提壓操作可以減少氣相體積流量，增加塔的生產能力，但也使物系的相對揮發度降低，不利分離，回流比增加或塔高增加，同時還使再沸器所用的熱源品位增加，導致操作費用與設備費用的增加。對于我們所要處理的丙烯 丙烷物系來說， 加壓操作是有利的。 因為本次設計中， 塔頂蒸汽要作為熱源，所以當我們在1.6MPa 的絕對壓力下進行操作時，精餾塔內塔頂溫度為 42.99，塔底溫度為 51.22，這使得我們在冷凝器中可以使用品位較低的冷劑，再沸器可以使用

9、品位較低廉價的熱源， 這樣反而降低了能耗， 也就降低了操作費用。3、進料狀態進料可以是過冷液體、飽和液體、飽和蒸汽、氣液混合物或過熱蒸汽。不同的進料狀態對塔的熱流量、 塔徑和所需的塔板數都有一定的影響， 通常進料的熱狀態由前一工序的原料的熱狀態決定。 從設計的角度來看，如果進料為過冷液體，則可以考慮加原料預熱器，將原料預熱至泡點，以飽和液態進料。這樣，進料為飽和液體，汽化每摩爾進料所需熱量等于 r。這時，精餾段和提餾段的氣相流率接近，兩段的塔徑可以相同，便于設計和制造，另外，操作上也易于控制。對冷進料的預熱器， 可采用比再沸器熱源溫位低的其他熱源或工藝物流作為熱源， 從而減少過冷液體進料時再沸

10、器熱流量， 節省高品位的熱能， 降低系統的有效能損失，使系統的用能趨于合理。但是，預熱進料導致提餾段氣、液流量同時減少，從而引起提餾段液氣比的增加， 為此削弱了提餾段各板的分離能力， 使其所需的塔板數增加。4、回流比回流比是精餾塔的重要參數， 它不僅影響塔的設備費還影響到其操作費。對總成本的不利和有利影響同時存在， 只是看哪種影響占主導。 根據物系的相對揮發度與進料狀態及組成我們可以算出達到分離要求所需的最小回流比為Rmin=11.02。由經驗操作， 回流比為最小回流比的 1.22.0 倍，根據任務書要求，取回流比系數為 1.2，所以計算時所用的回流比為 R=13.22。5、加熱劑和再沸器的選

11、擇再沸器的熱源一般采用飽和水蒸氣，因為其相對容易生產、輸送、控制，并且具有較高的冷凝潛熱和較大的表面傳熱系數。 所以，設計者在本次設計中采用的是 100下的飽和水蒸氣（ 1 個標準大氣壓）。我們所要分離的物系為丙烯 丙烷，加熱劑熱水不能與塔內物料混合，故采用間壁式換熱器。本設計采用立式熱虹吸式再沸器， 該再沸器是利用塔底單相釜液與換熱管內氣液混合物的密度差形成循環推動力， 構成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流動循環。這種再沸器具有傳熱系數高，結構緊湊，安裝方便，釜液在加熱段停留時間短，不易結垢，調節方便，占地面積小，設備及運行費用低等顯著優點。但由于結構上的原因， 殼程不易清洗， 因此不適宜用

12、于高粘度的液體或較臟的加熱- 2 -化工原理課程設計介質。同時由于是立式安裝，因而，增加了塔的裙座高度。6、冷凝器和冷卻劑選擇本設計用水作為冷卻劑。冷凝器將塔頂蒸氣冷凝成液體， 部分冷凝液作塔頂產品， 其余作回流液返回塔頂，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行， 最常用的冷凝器是管殼式換熱器。精餾塔選用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再沸器三、工藝流程（見丙烯丙烷工藝流程圖）由 P-101A/B 泵將要分離的丙烯 丙烷混合物從原料罐 V-101 引出，送入塔 T-101 中。 T-101 塔所需的熱量由再沸器 E-102 加入，驅動精餾過程后，其熱量由冷凝器 E-102 從塔頂移出，使塔頂蒸汽全部冷

13、凝。凝液一部分經回流泵 P-103A/B 一部分送至 T-101 塔頂作為回流，余下部分作為產品送入丙烯產品罐 V-104 中。 T-101 塔排出的釜液，由泵 P-102A/B 送入丙烷產品罐 V-103 中。- 3 -化工原理課程設計第二章篩板塔的工藝設計設計條件工藝條件：飽和液體進料，進料量丙烯含量 x f（摩爾百分數）=65%塔頂丙烯含量 xD =98%，釜液丙烯含量 xw 2%，總板效率為 0.6。操作條件：建議塔頂壓力1.62MPa（表壓）安裝地點：大連設計方案：塔板設計位置塔板形式處理量（ kmol/h）回流比系數 R/Rmin塔底浮閥501.2一、物性數據的確定1、塔頂、塔底溫

14、度確定、塔頂壓力 Pt=1720+101.325=1821.325KPa；假設塔頂溫度 Tto=316K經泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=316.145K查 P-T-K 圖 得 KA 、KB 因為 YA=0.98nx i1YA / K A1YA / K B10.0006i結果小于 10-3。所以假設正確，得出塔頂溫度為 316.145。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。1=KA/KB=1.15、塔底溫度設 NT=130（含塔釜）則 NP=(NT-1)/NT=217 按每塊阻力降 100 液柱計算 pL=470kg/m3則 P 底=P 頂+NP*hf*p L*g=1620+101.325+213*

15、0.1*470*9.81/1000=1885KPa假設塔頂溫度 Tto=324K經泡點迭代計算得塔頂溫度T=324.37K查 P-T-K 圖 得 KA 、KB 因為 XA=0.02ny i1X AK A1X A / K B10.0004i結果小于 10-3。所以假設正確， 得出塔頂溫度為324.37。用同樣的計算， 可以求出其他塔板- 4 -化工原理課程設計溫度。2=KA/KB=1.112所以相對揮發度 =（ 1+2）/2=1.1312、回流比計算泡點進料： q=1q 線： x=xf = 65%yx1.131x(1) x1 0.131x1xDye0.98 - 0.68R minxe11.02y

16、e0.68 - 0.65代入數據，解得xe=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.2189;3、全塔物料衡算qnDh+qnWh=qnFhq nDhxd+qnWhxw=qnFhxf解得： q nDh =39.375kmol/h ;qnWh=20.625kmol/h塔內氣、液相流量：精餾段 ：qnLh=RqnDh;qnVh =(R+1)q nDh提 留段： qnLh = q nLh+qqnFh; q nVh = q nVh-(1-q) q nFh代入回流比 R 得：精餾段：qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h；提餾段 ：qnLh =580.

17、494 kmol/h ；qnVh =559.869 kmol/h；M=xf MA+(1- xf ) MB=0.65 420.35 44=42.7kg/kmolMD=x d MA+(1- xd) MB=0.98 420.02 44=42.04kg/kmolMW=x w MA+(1- xw) MB=0.02 420.98 44=43.96kg/kmol- 5 -化工原理課程設計qmfs= q nfh M/3600=0.7117kg/sqmDs= q nDh MD/3600=0.4598 kg/sqnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/sqmLs=R qmDs =6.078 kg/sqmV

18、s=(R+1) q mDs =6.538 kg/sqmLS=qmLs +q q mfs =6.7899 kg/sqmVs =qmVs -(1-q) q mfs =6.538 kg/s4、逐板計算塔板數精餾段：y1=xD =0.98xnynyn(1) yn1.131 0.131ynyn1RxnxD0.92967 xn 0.068922R1R1直至 xi xf理論進料位置：第51 塊板進入提餾段：ynynxn1) yn 1.131 0.131yn(yn 1qnLqqnFxnqnWxW 1.03683x n 0.000736779qqnF qnWqqnFqnLq nLqnW直至 xnW計算結束。理論

19、板數： Nt=128（含釜） x由 excel 計算的如表附錄 1.5、確定實際塔底壓力、板數：進料板 Nf=i/0.6=101, 實際板數 Np=(Nt-1)/0.6+1=213 ；塔底壓力 Pb=Pt+0.479.810.1213（Np）=1819KPa; （0.47 為塔頂丙烯密度）- 6 -化工原理課程設計二、塔板設計1、塔高計算取塔板間距H T=0.45m塔的有效高度Z=H T (NP-1)=0.45 212=95.4頂部高度取1.3m釜液高度取2m，液面 -板取 0.6m每 20 塊板設一人孔，則共有10 個人孔，人孔高為0.6m 10*0.6=6m進料板與上一板間距為2HT =0

20、.9m塔體高度 =塔有效高度Z+ 頂部高度 +底部高度 +其他=95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45)=1062、塔徑計算物性參數確定塔頂壓力溫度氣相密度液相密度液相表面張力1721.325KPa42.9953470kg/ m326kg/ m4.76mN/m塔底壓力溫度氣相密度液相密度液相表面張力188552.223447kg/ m335kg/ m3.6 mN/m氣相流量： qmVs=6.538kg/sqVVs=qmVs/ v=0.25146m3/s液相流量： qmLs=6.0782kg/sqVLs=qmLs/ L=0.0129m3/sqVL sLqmLsV兩相流動參數：

21、FLV=0.219LqVV sVqmVs初選塔板間距 HT=0.45m, 查化工原理（下冊） P237 篩板塔泛點關聯圖，得： C20=0.0620.2所以，氣體負荷因子：CC20 =0.046520液泛氣速：u fCLV0.1923m/s取泛點率 0.7V則操作氣速： u =泛點率 uf=0.135 m/s氣體流道截面積： AqVVs2=1.868 mu選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.103;( 查書 164)則 A / AT=1-Ad / AT = 0.897- 7 -化工原理課程設計截面積 : AT=A/0.88=2.0828 m4AT塔徑 ：D=1.628m圓整后，取

22、 D=1.7m2符合化工原理書P237表 10.2.6 及 P231 表 10.2.2 的要求。塔板實際結構參數校正：實際面積：AT=2.2698 m2D4降液管截面積： Ad=AT0.103= 0.233m2氣體流道截面積： A=AT-Ad=2.036 m2實際操作氣速： u= 0.124 m/sqVVsA之間）實際泛點率： u / uf =0.6423 （要求在 0.6-0.8降液管流速 ud =qvLs/A d =0.553、塔板布置和其余結構尺寸的選取取進、出口安定區寬度 bbm ；邊緣寬度 bc0.05mss 0.1根據 Ad0.103 ，由化工原理圖10.2.23 可查得 bd0.

23、16 ，ATD故降液管寬度 bd0.16D0.161.70.272m由Aa2(xr 2x 2r 2180arcsin x )rxD(bdbs )1.4(0.2720.1)0.478m22rDbc0.850.050.8m2故，有效傳質區面積Aa0.628m2取篩孔直徑 d06mm，篩孔中心距 t3d018mmA00.907d0)20.907120.1Aa( )則開孔率t3故，篩孔總截面積 A0Aa0.1 0.6280.0628m2- 8 -化工原理課程設計篩孔氣速 u0qVVs4.007m / sA0篩孔個數 nA00.0628220 （個）26210 64d04選取塔板厚度4mm （書 241

24、 頁），取堰高 hw0.06m （書 234 和 238 頁）由 Ad0.103 ，查化工原理圖6.10.24 得 l w0.73 ，ATDl w0.731.71.241m液流強度 qVLh37.516l w由式how2.8410 3 E( qVLh ) 2 / 30.0318mlw考慮到物料比較清潔，且液相流量不大，取底隙hb0.03m （書 234）降液管低隙液體流速 U bqVLs0.347l whb4、塔板校核 、液沫夾帶量 ev由 FLV0.2187 和泛點率 0.6243，查化工原理圖10.2.27 得0.007 ，則 ev qmLs0.006554 kg 液體 /kg 氣體1qm

25、Vsev 30%該再沸器的傳熱面積合適。-17-化工原理課程設計3、循環流量校核A、循環系統的推動力當 x xe / 30.0716 時，計算 Lockhat-Martinell 參數(1 x)0. 9X tt(V)0.5(b0.1計算兩相流的液相分率x)3.4596bVRLX tt0.37386( X tt221X tt1) 0.5tpV (1RL )b RL189.2190kg / m3當 xxe0.215時，計算 Lockhat-Martinell 參數(1 x)0. 9X tt( V)0.5 (b ) 0.11.1xbV計算兩相流的液相分率RLX tt0.2193( X tt221X

26、tt 1) 0.5計算 xxe0.215兩相流的平均密度tpV (1RL )b RL125.59kg / m3根據公式，計算得出循環系統的推動力pDLCD ( btp ) l tp g 6379 Pa （查表 3-19l0.9 ）B、循環阻力a、管程進口管阻力p1 的阻力計算釜液在管程進口管內的質量流速GWt968.44kg /( m2 s)4Di2計算釜液在進口管內的流動雷諾數D i GRei2766997b計算進口管長度與局部阻力當量長度( Di)2Li0.025423.556m0.3426(Di0.02540.1914)-18-化工原理課程設計計算進口管內流體流動的摩擦系數0.7543i

27、0.01227Rei0. 38 =0.0496計算管程進口管阻力LiG2p1 i1848.3446PaDi2 bb、傳熱管顯熱段阻力計算釜液在傳熱管內的質量流速GWt223.832kg /(m2s)di2 NT4計算釜液在傳熱管內流動時的雷諾數di GRe102277b計算進口管內流體流動的摩擦系數0.012270.75430.0217Re0.38計算傳熱管顯熱段阻力p2LBC G2di 21.05Pabc、傳熱管蒸發段阻力汽相流動阻力pV 3 的計算計算汽相在傳熱管內的質量流速GVxG ( 2xe / 3)G32.068kg /(m 2s)計算汽相在傳熱管內的流動雷諾數di G102277R

28、eVb計算傳熱管內汽相流動的摩擦系數0.7543V0.01227ReV0.380.0217計算傳熱管內汽相流動阻力LCD2pV 3GV29.3397PaV2 Vdi液相流動阻力pL 3 的計算計算液相在傳熱管內的質量流速-19-化工原理課程設計GLGGV191.66kg /(m2 s)計算液相在傳熱管內的流動雷諾數ReLdi GL87618b計算傳熱管內液相流動的摩擦系數0.7543L0.01227ReL0.380.02226計算傳熱管內液相流動阻力pL 3LCD GL285.132PaL di2b計算傳熱管內兩相流動阻力p3( pV1 /34p1L/34 ) 4828.42Pad、蒸發段管程

29、內因動量變化引起的阻力計算蒸發段管內因動量變化引起的阻力系數M(1 xe ) 2b (xe2) 1 2.559 計算蒸發段管程內因動量變化引起的阻RLV 1RL力p4G 2 M / b287.286Pae、管程出口管阻力氣相流動阻力的pV 5 計算計算管程出口管中汽、液相總質量流速GWt619.807kg /( m2 s)4Do2計算管程出口管中汽相質量流速GVxeG88.839kg /( m2 s)計算管程出口管的長度與局部阻力的當量長度之和( Do) 2l 0.025429.3m0.3426( Do0.1914)0.0254計算管程出口管中汽相質量流動雷諾準數di GVReV3142.86

30、V計算管程出口管汽相流動的摩擦系數-20-化工原理課程設計0.7543V0.01227ReV0.380.0184計算管程出口管汽相流動阻力pV 5LCDGV2Vdi191.097Pa2 V液相流動阻力pL 5 的計算計算管程出口管中液相質量流速GLGGV530.968kg /( m2 s)計算管程出口管中液相流動雷諾準數di G LReL242728b計算管程出口管中液相流動的摩擦系數L 0.012270.75430.01905ReL0.38計算管程出口液相流動阻力pL 5LCD GL 2Ldi2201.87Pab計算管程出口管中的兩相流動阻力p5( pV1/54p1L5/4 ) 43142.

31、86Pa計算系統阻力p fp1p2p3p4p5 6107.96Pa循環推動力pD與循環阻力p f 的比值為pDp f 63796107.961.044循環推動力略大于循環阻力， 說明所設的出口氣化率 Xe=0.215 基本正確，因此所設計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環流量的要求。-21-化工原理課程設計第四章管路設計一、物料參數查 P-T-K 圖，用求塔頂溫度的方法得進料出溫度為 45.9，第 62 快理論版為進料板，第 101 塊為實際進料板。進料出壓力： P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.33丙烷的密度 Lb=499 kg/m3平均密度 =51

32、0.19 kg/m二、設計進料管線取流體流速 u=0.5液體密度 =510.19 kg/m3qVfs= q nfh 42.7/510.19/3600=0.001395m 3/s則管內徑 d4V0.0596mu選取管規格 70 3.54V實際流速 u d20.4475m/s 塔頂蒸汽管線取流體流速 u=10液體密度 =26 kg/m3qVVS= q mVs/26=0.25146 m 3/s則管內徑 d4V0.1789mu選取管規格 19764V實際流速 u d29.66m/s 塔頂產品接管線取流體流速 u=0.5液體密度 =470kg/m3qVDS= q mDs/470=0.4598/470=0

33、.00097 m 3 /s則管內徑 d4V0.0497mu選取管規格 57 34V實際流速 u d20.474m/s 回流管線取流體流速 u=0.5液體密度 =470kg/m3qVLS= q mLs/470=0.014447 m 3/s-22-化工原理課程設計則管內徑 d4V0.1918mu選取管規格 21984V實際流速 u d20.446m/s 釜液流出管線取流體流速 u=0.5液體密度 =447kg/m3qvWs= q mWs/447=4.5206/447=0.000563 m 3 /s則管內徑 d4V0.037878mu選取管規格 45 24V實際流速 u d20.42676m/s 塔

34、底蒸汽回流管取流體流速 u=10液體密度 =26kg/m3qVVS = q mvS/26=4.5206/26=0.1852m 3 /s則管內徑 d4V0.154mu選取管規格 19464V實際流速 u d27.11m/s 儀表接管選取規格為 25 2.5 的管子管路設計結果表名稱管內液體流速（ m/s）管線規格（ mm）進料管0.4475703.5頂蒸氣管9.6661946頂產品管0.47557 3回流管0.44642198釜液流出管0.4267645 2塔底蒸氣回流管7.1191946儀表接管/252.5-23-化工原理課程設計第五章輔助設備的設計一、儲罐設計容器填充系數取： k=0.71進

35、料罐（常溫貯料）丙稀 L1 =499kg/m3 丙烷 L2 =517kg/m3壓力取 p=1.819MPa由上面的計算可知進料 Xf=65%Wf=63.93%則63.931003L10063.93 =510.19 kg/m526500進料質量流量： qmfh=3600 qmfs=2562kg/h取 停留時間： x 為 2 天，即 x=48h進料罐容積：qmfh x344.34m3Vk圓整后 取 V=345 m32回流罐（ 43）質量流量 qmLh=3600RqmDs =21881.52kg/h設凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數 =0.7qmLh x3則回流罐的容積 V16.627

36、mL1 k取 V=17m33塔頂產品罐質量流量 qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h；產品在產品罐中停留時間為72h，填充系數 =0.7qmDh x340.88m3則產品罐的容積 V取 V=340m3L1 k4. 釜液罐取停留時間為 72h質量流量 qmWh=3600qmWs=906.67kg/hqmWh x則釜液罐的容積 V186.88 m3L 2 k-24-化工原理課程設計取 V=190m3儲罐容積估算結果表序號位號名稱停留時間 /h容積 / m31V101原料罐483452V102回流罐0.25173V103塔頂產品罐723404V104塔底產品罐72190二、傳熱設備

37、進料預熱器用 90水為熱源，出口約為 70走殼程料液由 20加熱至 46，走管程傳熱溫差：t1t 2(90 46) (70 20)t mln 9046.94Klnt146t 27020管程液體流率： qmfh=3600 q mfs=2562kg/h管程液體焓變：H=370kj/kg傳熱速率： Q= qmfsH=2562370/3600=263.317kw殼程水焓變：H=175kj/kg殼程水流率： q=5416.8kg/h假設傳熱系數： K=600w/(m2?K)Q則傳熱面積：A9.35m 2Ktm2圓整后取 A=10m2塔頂冷凝器擬用 10水為冷卻劑，出口溫度為30。走殼程。管程溫度為 43

38、t1t 2(43 10)(43 30)tmln 4321.47Klnt110t 24330管程流率： qmVs=4.52kg/s取潛熱 r=504kj/kg傳熱速率： Q= qmVs? r=2278.371kw殼程取焓變：H=128kj/kg-25-化工原理課程設計則殼程流率： qc=Q/H=64079.19kg/h假設傳熱系數： K=700 w/(m2 ?K)則傳熱面積： AQ151.04 m2tmK2圓整后 取 A=152m根據計算再沸器傳熱面積的相同方法，可獲得其他換熱設備的傳熱面積A ，其結果列與表中：序號位號名稱熱 流量傳熱系數傳熱溫差傳熱面積 /備注/kW/W(/m 2 k)/1E

39、 101進料預熱263.3137046.941090水器2E 102塔頂冷凝2279.3750421.46415230循環器水3E 103塔底再沸1961.480048.7850 26100飽和器水蒸氣4E 104塔頂產品128.62528014.841320循環冷卻器水5E 105塔底產品79.1232817.17720循環冷卻器水三、泵的設計1進料泵 ( 兩臺，一用一備 )液體流速： u=0.4475m/s3液體密度：L510kg/. 19m選用 703.5di=63mm液體粘度0.071mPa s取=0.2相對粗糙度： /d=0.003175duRe202585查得： =0.025取管路

40、長度： l=100m取 90 度彎管 4 個，截止閥一個，文氏管流量計1 個1leu 2pchf ()2.535md2gg取 Z=N*HT+2=83*0.45+2 40-26-化工原理課程設計P=0.06MPa則 Hepfu2Zhf 62.7mg2gqVLh =d 2 u 36005.021m3/h4選取泵的型號： GL 揚程： 101500m 流量： 0.190m3 /h參考 ( 化工原理上冊 400 頁 )2回流泵（兩臺，一開一用）取液體流速： u=0.48248m/s3液體密度：Lkg/470m選用 159 4di=151mm液體粘度0.000071Pa s取=0.2相對粗糙度： /d=

41、0.001325duRe482276查得： =0.02取管路長度： l=100m取 90 度彎管 4 個，截止閥一個，文氏管流量計1 個1le) u2pc2.43mhf (d2gg取 Z 100mP=0.005MPa則 HeZpfu2hf 10.715mg2gVLh2u36003q =d31.104m /h4選取泵的型號： HY揚程： 1200m3流量： 15220m/h釜液泵（兩臺，一開一用）取液體流速： u=0.388741m/s3液體密度：Lkg/447 m選用 194 6di=182mm液體粘度0.000078 Pa s取=0.02-27-化工原理課程設計相對粗糙度： /d=0.001

42、1duRe405457查得： =0.02取管路長度： l=40m取 90 度彎管 4 個，截止閥一個，文氏管流量計1 個1le) u2pchf2.51m(d2gg取 ZN*HT2=70*0.45+2 35P=0.1MPa則 HeZpfu2hf69.84mg2gVLh2u36003q =d36.407m /h4選取泵的型號： HY揚程： 1200m3流量： 15220m/h塔頂產品泵取液體流速： u=0.474848m/s3液體密度：Lkg/470 m選用 573di=51mm液體粘度0.0071mPa s取=0.02相對粗糙度： /d=0.003922duRe160311查得： =0.25取管

43、路長度： l=100m取 90 度彎管 4 個，截止閥一個，文氏管流量計1 個1le) u2pc2.51mhf (d2gg取 Z 50m則 HeZpfu2hf 61.619mg2gVLh2u36003q =d3.492m /h4選取泵的型號： HY揚程： 1200m3流量： 15220m/s-28-化工原理課程設計塔底產品泵為了方便儲罐中的產品運輸出去，在兩個儲罐中還設置了兩個料液輸出泵。泵設備及主要參數序號位號名稱型號揚程 /m流量 m3/h1P-101進料泵GL10-15000.1-902P-102釜液泵HY1-20015-2203P-103回流泵HY1-20015-2204P-104塔頂

44、產品泵HY1-20015-2205P-105塔底產品泵HY1-20015-220-29-化工原理課程設計第六章控制方案精餾塔的控制方案要求從質量指標、產品產量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質量指標是產品濃度。 由于檢測上的困難， 難以直接按產品純度進行控制。最常用的間接質量指標是溫度。將本設計的控制方案列于下表序號位置用途控制參數介質物性 L(kg/m 3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h丙烯、丙烷4702FIC-02回流定量控制01500kg/h丙烯4703PIC-01塔壓控制03MPa丙烯4704HIC-02回流罐液面控制0 1m丙烯4705HIC-01釜液面控

45、制0 3m丙烷4476TIC-01釜液溫控制0 60C丙烷447-30-化工原理課程設計附錄 1.理論塔板數計算精餾段xf=0.65提留段xw0.02序號yxyx10.980.977439620.6816870.654420.9776190.974761630.6777640.65031330.975130.971963640.6735270.64590340.9725280.969041650.6689550.6411550.9698120.965992660.6640270.63603460.9669770.962812670.6587220.63053370.964020.9594986

46、80.6530180.62462680.960940.956048690.6468940.61829490.9577320.952459700.6403290.611516100.9543960.948728710.6333020.604274110.9509270.944853720.6257920.596549120.9473250.940833730.6177830.588325130.9435870.936665740.6092570.579589140.9397130.93235750.6001980.570328150.9357010.927885760.5905960.56053

47、4160.931550.923271770.5804420.550201170.9272610.918509780.5697290.539329180.9228330.913598790.5584560.52792190.9182680.90854800.5466260.515981200.9135660.903338810.5342480.503526210.9087290.897992820.5213340.490572220.903760.892508830.5079040.477145230.8986610.886887840.4939810.463271240.8934360.881

48、135850.4795970.448988250.8880880.875256860.4647880.434335260.8826230.869257870.4495950.419358270.8770450.863143880.4340660.404107280.8713610.85692890.4182530.388636290.8655760.850598900.4022120.373003300.8596990.844183910.3860030.357267310.8537350.837684920.3696890.341491320.8476930.831111930.353332

49、0.325737330.8415820.824472940.3369970.310067340.835410.817778950.320750.294541350.8291860.811038960.3046520.279218360.8229210.804264970.2887650.264153-31-化工原理課程設計370.8166240.797467980.2731450.249398380.8103040.790656990.2578470.235390.8039720.7838441000.2429180.221400.7976390.777041010.2284020.20743

50、5410.7913140.7702571020.2143380.194337420.7850080.7635051030.2007570.18173430.7787310.7567941040.1876860.169635440.7724920.7501351050.1751460.158066450.7663010.7435381060.1631510.147032460.7601680.7370131070.151710.136537470.7541020.7305681080.1408290.126582480.7481110.7242131090.1305080.117162490.7

51、422030.7179561100.1207410.10827500.7363850.7118041110.1115210.099894510.7306660.7057651120.1028360.092021520.7250510.6998441130.0946730.084636530.7195470.6940491140.0870160.077721540.7141590.6883831150.0798460.071257550.7088920.6828511160.0731450.065225560.7037490.6774581170.0668910.059605570.698735

52、0.6722061180.0610630.054375580.6938530.6670991190.0556410.049515590.6891050.6621381200.0506020.045005600.6844930.6573251210.0459260.040823610.6800180.652661220.041590.036951620.6756810.6481451230.0375750.0333681240.033860.0300561250.0304260.0269971260.0272550.0241741270.0243280.0215711280.0216290.01

53、9171-32-化工原理課程設計附錄 2.過程工藝與設備課程設計任務書(二)丙烯丙烷精餾裝置設計學生姓名胡洪班級 化機 0802學號200642006表 1 中圈上序號的設計方案包括了個人本次課程設計的參數。一、設計條件工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量x f65% (摩爾百分數 )塔頂丙烯含量 x D98% ，釜液丙烯含量xw2% ，總板效率為0.6。操作條件：建議塔頂操作壓力1.62MPa(表壓 )。安裝地點：大連。設計方案序號塔板設計位置塔板形式處理量 (kmol/h)回流比系數R/R min4塔頂篩板601.2二、工藝設計要求完成精餾塔的工藝設計計算；塔高、塔徑溢流裝置的設計塔盤布置

54、塔盤流動性能的校核負荷性能圖完成塔底再沸器的設計計算；管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇；其余輔助設備的計算及選型；控制儀表的選擇參數；-33-化工原理課程設計6 用 3#圖紙繪制帶控制點的工藝流程圖及主要設備(精餾塔和再沸器 )的工藝條件圖各一張；7 編寫設計說明書。三、其它要求1本課程的設計說明書分兩本裝訂，第一本為工藝設計說明書， 第二本為機械設計說明書。21-2 周完成工藝設計后，將塔的計算結果表交由指導老師審核簽字合格后，方可進行 3-4 周的機械設計。3圖紙一律用計算機（電子圖板）出圖。四、參考資料化工單元過程及設備課程設計 ，匡國柱、史啟才主編，化學工業出版社，2002 年。

55、化學化工物性數據手冊 （有機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業出版社， 2002 年。化工物性算圖手冊，劉光啟、馬連湘、劉杰主編， 化學工業出版社， 2002 年。石油化工基礎數據手冊 ，盧煥章，劉光啟、馬連湘、劉杰主編 ,化學工業出版社， 1982 年。石油化工基礎數據手冊 （續篇），馬沛生，化學工業出版社， 1993 年。石油化工設計手冊，王松漢，化學工業出版社， 2002 年。五、時間安排1. 6 月 20 日上午 8 點上課，地點化工綜合B2026 月 21 日上午 8 點上課，地點待定答疑時間，見化院通知7 月 1 日下午提交報告，每人自行提交，在提交報告同時進行面試，提交報告同時帶塔的計算結果表經老師審核簽字，考試時間見附件。-34-化工原理課程設計塔計算結果表（ 1）操作條件及物性參數操作壓力：塔頂17213.25MPa （絕壓）塔底1819.4MPa（絕壓）操作溫度：塔頂42.9 塔底51.22 名稱氣相密度（ Kg/m 3）2