化工原理课程设计-丙烯-丙烷-筛板-精馏塔.pdf

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1、化工原理课程设计 丙烯-丙烷精馏装置设计 处 理 量：60kmol/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 安装地点：总板效率：0.6 塔板位置：塔底 塔板形式：筛板 回 流 比：1.2 班 级：姓 名：学 号：指导老师：设计日期：成 绩：化工原理 课程设计 -2-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！化工原理 课程

2、设计 -3-目录 第一章 精馏过程工艺设计概述.-1-一、概述.-1-二、工艺设计基本内容.-1-1、塔型选择.-1-2、板型选择.-1-3、进料状态.-2-4、回流比.-2-5、加热剂和再沸器的选择.-2-6、冷凝器和冷却剂选择.-3-三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）.-3-第二章 筛板塔的工艺设计.-4-一、物性数据的确定.-4-1、塔顶、塔底温度确定.-4-2、回流比计算.-5-3、全塔物料衡算.-5-4、逐板计算塔板数.-6-5、确定实际塔底压力、板数：.-6-二、塔板设计.-7-1、塔高计算.-7-2、塔径计算.-7-3、塔板布置和其余结构尺寸的选取.-8-4、塔板校核.-9-5

3、、负荷性能图.-11-第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计.-14-一、设计条件及物性参数.-14-二、工艺设计.-14-1、估算再沸器面积.-14-2、传热系数校核.-15-3、循环流量校核.-18-第四章 管路设计.-22-一、物料参数.-22-二、设计.-22-第五章 辅助设备的设计.-24-一、储罐设计.-24-二、传热设备.-25-三、泵的设计.-26-第六章 控 制 方 案.-30-附录 1.理论塔板数计算.-31-化工原理 课程设计 -4-附录 2.过程工艺与设备课程设计任务书.-33-附录 3.主要说明符号.-37-参考资料：.-38-化工原理 课程设计 -1-第一章 精馏过程工

4、艺设计概述 一、概述 化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序列化的、能够达到预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目建设过程大致可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段 2）工程设计阶段 3）项目的施工阶段 4）项目的开车、考核及验收 单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性 2）过程的经济性 3）过程的安全性 4）清洁生产 5）过程的可操作性和可控制性 蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简单蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得

5、混合物的气、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标可采用精馏的方法予以实现。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。二、工艺设计基本内容 1、塔型选择 一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，主要有两大类，板

6、式塔和填料塔。本设计选取的是板式塔，相比较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选

7、择其作为分离设备的原因。2、板型选择 板式塔大致分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板等；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。本设计为筛板塔，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，化工原理 课程设计 -2-板上液面落差小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘度性大的、脏的和带固体粒子的料液。操作压力 精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量

8、，增加塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度降低，不利分离，回流比增加或塔高增加，同时还使再沸器所用的热源品位增加，导致操作费用与设备费用的增加。对于我们所要处理的丙烯丙烷物系来说，加压操作是有利的。因为本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在 1.6MPa 的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为 42.99，塔底温度为 51.22，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低廉价的热源，这样反而降低了能耗，也就降低了操作费用。3、进料状态 进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通

9、常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，如果进料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于 r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，降低系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增加，为此削弱了提馏段各板的分离能力，使其所需的塔板数增加。4、回流比 回

10、流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达到分离要求所需的最小回流比为 Rmin=11.02。由经验操作，回流比为最小回流比的 1.22.0 倍，根据任务书要求，取回流比系数为 1.2，所以计算时所用的回流比为 R=13.22。5、加热剂和再沸器的选择 再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，因为其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中采用的是 100下的饱和水蒸气（1 个标准大气压）。我们所要分离的物系为丙烯丙烷，加热剂

11、热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。本设计采用立式热虹吸式再沸器，该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热化工原理 课程设计 -3-介质。同时由于是立式安装，因而，增加了塔的裙座高度。6、冷凝器和冷却剂选择 本设计用水作为冷却剂。冷凝器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

12、间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器 三、工艺流程（见丙烯丙烷工艺流程图）由 P-101A/B 泵将要分离的丙烯丙烷混合物从原料罐V-101 引出，送入塔T-101 中。T-101 塔所需的热量由再沸器 E-102 加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器 E-102 从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-104中。T-101塔排出的釜液，由泵 P-102A/B 送入丙烷产品罐V-103 中。化工原理 课程设计 -4-第二章 筛板塔的工艺设计

13、设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量xf=65%（摩尔百分数）塔顶丙烯含量Dx=98%，釜液丙烯含量wx2%，总板效率为 0.6。操作条件：建议塔顶压力1.62MPa（表压）安装地点：大连 设计方案：塔板设计位置 塔板形式 处理量（kmol/h）回流比系数 R/Rmin 塔顶 筛板 60 1.4 一、物性数据的确定 1、塔顶、塔底温度确定、塔顶压力 Pt=1620+101.325=1721.325KPa；假设塔顶温度 Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度 Tt=316.145K 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.98 0006.01/1/1xBAAAniiK

14、YKY 结果小于 10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为 316.145。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.15、塔底温度 设 NT=128（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=213 按每块阻力降 100 液柱计算 pL=470kg/m3 则 P 底=P 顶+NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000 =1885KPa 假设塔顶温度 Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度 T=324.37K 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 XA=0.02 0004.01/11yBAAAniiKXKX 结果小于 10-3。所

15、以假设正确，得出塔顶温度为 324.37。用同样的计算，可以求出其他塔化工原理 课程设计 -5-板温度。2=KA/KB=1.112 所以相对挥发度=（1+2）/2=1.131 2、回流比计算 泡点进料：q=1 q 线：x=xf=65%2.0115.60-8.608.60-8.90mineeeDxyyxR 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.677;R=1.2Rmin=13.2189;3、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得：qnDh=39.375kmol/h;qnWh=20.625kmol/h 塔内气、液相流量：精馏段：qnLh=Rq

16、nDh;qnVh=(R+1)qnDh 提留段：qnLh=qnLh+qqnFh;qnVh=qnVh-(1-q)qnFh 代入回流比 R 得：精馏段：qnLh=520.494kmol/h；qnVh=559.869kmol/h；提馏段：qnLh=580.494 kmol/h；qnVh=559.869 kmol/h；M=xfMA+(1-xf)MB=0.65420.3544=42.7kg/kmol MD=xdMA+(1-xd)MB=0.98420.0244=42.04kg/kmol MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02420.9844=43.96kg/kmol xxxxy131.0113.11)1

17、(1化工原理 课程设计 -6-qmfs=qnfhM/3600=0.7117kg/s qmDs=qnDhMD/3600=0.4598 kg/s qnWs=qnWhMW/3600=0.25 kg/s qmLs=RqmDs=6.078 kg/s qmVs=(R+1)qmDs=6.538 kg/s qmLS=qmLs+q qmfs=6.7899 kg/s qmVs=qmVs-(1-q)qmfs=6.538 kg/s 4、逐板计算塔板数 精馏段：y1=xD=0.98 nnnnnyyyyx0.1311.131)1(直至 xi xf 理论进料位置：第 51 块板 进入提馏段：nnnnnyyyyx0.1311

18、.131)1(000736779.0683x3.01qqynnF1nWnWnFLnWnnWnFLnnLnxqqqqxqqqqqq 直至 xn xW 计算结束。理论板数：Nt=128（含釜）由 excel 计算的如表附录 1.5、确定实际塔底压力、板数：进料板 Nf=i/0.6=101,实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=213；塔底压力 Pb=Pt+0.479.810.1213（Np）=1819KPa;（0.47 为塔顶丙烯密度）89226.0029679.0111nDnnxRxxRRy化工原理 课程设计 -7-二、塔板设计 1、塔高计算 取塔板间距 HT=0.45m 塔的有效高度 Z=

19、HT(NP-1)=0.45212=95.4 顶部高度取 1.3m 釜液高度取 2m，液面-板取 0.6m 每 20 块板设一人孔，则共有 10 个人孔，人孔高为 0.6m 10*0.6=6m 进料板与上一板间距为 2HT=0.9m 塔体高度=塔有效高度 Z+顶部高度+底部高度+其他 =95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45)=106 2、塔径计算 物性参数确定 塔顶压力 温度 气相密度 液相密度 液相表面张力 1721.325KPa 42.995 26kg/m3 470kg/m3 4.76mN/m 塔底压力 温度 气相密度 液相密度 液相表面张力 1885 52.22 35k

20、g/m3 447kg/m3 3.6 mN/m 气相流量：qmVs=6.538kg/s qVVs=qmVs/v=0.25146m3/s 液相流量：qmLs=6.0782kg/s qVLs=qmLs/L=0.0129m3/s 两相流动参数：=0.219 初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P237 筛板塔泛点关联图，得：C20=0.062 所以，气体负荷因子：=0.0465 液泛气速：0.1923m/s 取泛点率0.7 则操作气速：u=泛点率 uf=0.135 m/s 气体流道截面积：=1.868 m2 选取单流型弓形降液管塔板，取Ad/AT=0.103;(查书 164)则A/AT=

21、1-Ad/AT=0.897 LVmmsVsVLVqqqqFVsLsVLVL2.02020CCVVLfCuuqAVVs化工原理 课程设计 -8-截面积:AT=A/0.88=2.0828 m2 塔径：=1.628m 圆整后，取 D=1.7m 符合化工原理书 P237 表 10.2.6 及 P231 表 10.2.2 的要求。塔板实际结构参数校正：实际面积：=2.2698 m2 降液管截面积：Ad=AT0.103=0.233m2 气体流道截面积：A=AT-Ad=2.036 m2 实际操作气速：=0.124 m/s 实际泛点率：u/uf=0.6423（要求在 0.6-0.8 之间）降液管流速 ud=q

22、vLs/Ad=0.55 3、塔板布置和其余结构尺寸的选取 取进、出口安定区宽度mbbss1.0；边缘宽度mbc05.0 根据103.0TdAA，由化工原理图 10.2.23 可查得16.0Dbd，故降液管宽度mDbd272.07.116.016.0 由 mbDrmbbDxrxrxrxAcsda8.005.085.02478.0)1.0272.0(24.1)(2)arcsin180(2222 故，有效传质区面积 2628.0mAa 取筛孔直径mmd60，筛孔中心距mmdt1830 则开孔率1.0)31(907.0)(907.02200tdAAa 故，筛孔总截面积200628.0628.01.0m

23、AAa ATD424DATAquVVs化工原理 课程设计 -9-筛孔气速smAquVVs/007.400 筛孔个数22010640628.0462200dAn（个）选取塔板厚度mm4（书 241 页），取堰高mhw06.0（书 234 和 238 页）由103.0TdAA，查化工原理图 6.10.24 得73.0Dlw，mlw241.17.173.0 液流强度516.37wVLhlq 由式 mlqEhwVLhow0318.0)(1084.23/23 考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙mhb03.0（书 234）降液管低隙液体流速347.0bbwVLshlqU 4、塔板校核 、液沫夹带量

24、ve 由2187.0LVF和泛点率 0.6243，查化工原理图 10.2.27 得007.0，则ve006554.01mmVsLsqqkg 液体/kg 气体 ve30%该再沸器的传热面积合适。化工原理 课程设计 -18-3、循环流量校核 A、循环系统的推动力 当0716.03/exx时，计算 Lockhat-Martinell参数 4596.3)()()1(1.05.09.0VbbVttxxX计 算 两 相 流 的 液 相 分 率37386.0)121(5.02ttttttLXXXR 3/2190.189)1(mkgRRLbLVtp 当215.0exx时，计算 Lockhat-Martinel

25、l参数 1.1)()()1(1.05.09.0VbbVttxxX 计算两相流的液相分率2193.0)121(5.02ttttttLXXXR 计算215.0exx两相流的平均密度 3/59.125)1(mkgRRLbLVtp 根据公式，计算得出循环系统的推动力 atptpbCDDPglLp6379)(（查表 3-199.0l）B、循环阻力 a、管程进口管阻力1p的阻力 计算釜液在管程进口管内的质量流速)/(44.968422smkgDWGit 计算釜液在进口管内的流动雷诺数 2766997bieiGDR 计算进口管长度与局部阻力当量长度 mDDLiii556.23)1914.00254.0(34

26、26.0)0254.0(2 化工原理 课程设计 -19-计算进口管内流体流动的摩擦系数 38.07543.001227.0eiiR=0.0496 计算管程进口管阻力 abiiiPGDLp3446.1848221 b、传热管显热段阻力 计算釜液在传热管内的质量流速 TitNdWG24)/(832.2232smkg 计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 bieGdR102277 计算进口管内流体流动的摩擦系数 0217.07543.001227.038.0eR 计算传热管显热段阻力 abiBCPGdLp05.1222 c、传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力3Vp的计算 计算汽相在传热管内的质量流速)/(0

27、68.32)3/2(2smkgGxxGGeV 计算汽相在传热管内的流动雷诺数102277bieVGdR 计算传热管内汽相流动的摩擦系数 V0217.07543.001227.038.0eVR 计算传热管内汽相流动阻力 3VpaVViCDVPGdL3397.2922 液相流动阻力3Lp的计算 计算液相在传热管内的质量流速 化工原理 课程设计 -20-)/(66.1912smkgGGGVL 计算液相在传热管内的流动雷诺数87618bLieLGdR 计算传热管内液相流动的摩擦系数 L02226.07543.001227.038.0eLR 计算传热管内液相流动阻力 3LpabLiCDLPGdL132.

28、8522 计算传热管内两相流动阻力 44/134/133)(LVpppaP42.828 d、蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数 559.21)1()1(22LeVbLeRxRxM计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 abPMGp286.287/24 e、管程出口管阻力 气相流动阻力的5Vp计算 计算管程出口管中汽、液相总质量流速)/(807.619422smkgDWGot 计算管程出口管中汽相质量流速)/(839.882smkgGxGeV 计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 mDDloo3.29)1914.00254.0(3426.0)0254.

29、0(2 计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数 86.3142VVieVGdR 计算管程出口管汽相流动的摩擦系数 化工原理 课程设计 -21-V0184.07543.001227.038.0eVR 计算管程出口管汽相流动阻力 5VpaVViCDVPGdL097.19122 液相流动阻力5Lp的计算 计算管程出口管中液相质量流速)/(968.5302smkgGGGVL 计算管程出口管中液相流动雷诺准数 242728bLieLGdR 计算管程出口管中液相流动的摩擦系数 L01905.07543.001227.038.0eLR 计算管程出口液相流动阻力 5LpabLiCDLPGdL87.20122 计

30、算管程出口管中的两相流动阻力 44/154/155)(LVpppaP86.3142 计算系统阻力 afPpppppp96.610754321 循环推动力Dp与循环阻力fp的比值为 044.196.61076379fDpp 循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率 Xe=0.215 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。化工原理 课程设计 -22-第四章 管路设计 一、物料参数 查 P-T-K 图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为 45.9，第 62 快理论版为进料板，第 101 块为实际进料板。进料出压力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=

31、1658.26kpa.此温度下，丙烯的密度 La=517kg/m3 丙烷的密度 Lb=499 kg/m3 平均密度=510.19 kg/m3 二、设计 进料管线 取流体流速 u=0.5 液体密度=510.19 kg/m3 qVfs=qnfh42.7/510.19/3600=0.001395m3/s 则管内径uVd40.0596m 选取管规格 703.5 实际流速2d4uV0.4475m/s 塔顶蒸汽管线 取流体流速 u=10 液体密度=26 kg/m3 qVVS=qmVs/26=0.25146 m3/s 则管内径uVd40.1789m 选取管规格 1976 实际流速2d4uV9.66m/s 塔

32、顶产品接管线 取流体流速 u=0.5 液体密度=470kg/m3 qVDS=qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m3/s 则管内径uVd40.0497m 选取管规格 573 实际流速2d4uV0.474m/s 回流管线 取流体流速 u=0.5 液体密度=470kg/m3 qVLS=qmLs/470=0.014447 m3/s 化工原理 课程设计 -23-则管内径uVd40.1918m 选取管规格 2198 实际流速2d4uV0.446m/s 釜液流出管线 取流体流速 u=0.5 液体密度=447kg/m3 qvWs=qmWs/447=4.5206/447=0.000563

33、m3/s 则管内径uVd40.037878m 选取管规格 452 实际流速2d4uV0.42676m/s 塔底蒸汽回流管 取流体流速 u=10 液体密度=26kg/m3 qVVS=qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s 则管内径uVd40.154m 选取管规格 1946 实际流速2d4uV7.11m/s 仪表接管 选取规格为 252.5 的管子 管路设计结果表 名称 管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管 0.4475 703.5 顶蒸气管 9.666 1946 顶产品管 0.475 573 回流管 0.4464 2198 釜液流出管 0.42676 452 塔底蒸气回

34、流管 7.119 1946 仪表接管/252.5 化工原理 课程设计 -24-第五章 辅助设备的设计 一、储罐设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料）20丙稀 L1=499kg/m3 丙烷 L2=517kg/m3 压力取 p=1.819MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65%Wf=63.93%则 =510.19 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 取 停留时间：x 为 2 天，即 x=48h 进料罐容积：344.34m3 圆整后 取 V=345 m3 2回流罐（43）质量流量 qmLh=3600RqmDs=21881.52kg/h 设凝液

35、在回流罐中停留时间为 0.25h，填充系数=0.7 则回流罐的容积 16.627 m3 取 V=17m3 3塔顶产品罐 质量流量 qmDh=3600qmDs=1653.75 kg/h；产品在产品罐中停留时间为 72h，填充系数=0.7 则产品罐的容积 340.88m3 取 V=340m3 4.釜液罐 取停留时间为 72h 质量流量 qmWh=3600qmWs=906.67kg/h 则釜液罐的容积 186.88 m3 50093.6310052693.63100LkxqVLmLh1kxqVLmfhkxqVLmDh1kxqVLmWh2化工原理 课程设计 -25-取 V=190m3 储罐容积估算结果

36、表 序号 位号 名称 停留时间/h 容积/3m 1 V101 原料罐 48 345 2 V102 回流罐 0.25 17 3 V103 塔顶产品罐 72 340 4 V104 塔底产品罐 72 190 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 46，走管程传热温差：管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h 管程液体焓变：H=370kj/kg 传热速率：Q=qmfsH=2562370/3600=263.317kw 壳程水焓变：H=175kj/kg 壳程水流率：q=5416.8kg/h 假设传热系数：K=600w/(m2K)则传热面

37、积：圆整后取 A=10m2 2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 管程流率：qmVs=4.52kg/s 取潜热 r=504kj/kg 传热速率：Q=qmVsr=2278.371kw 壳程取焓变：H=128kj/kg Ktttttm94.4620704690ln)2070()4690(21ln21235.9mtmKQAKtttttm47.2130431043ln)3043()1043(21ln21化工原理 课程设计 -26-则壳程流率：qc=Q/H=64079.19kg/h 假设传热系数：K=700 w/(m2K)则传热面积：圆整后 取 A=152m2

38、根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积 A，其结果列与表中：序号 位号 名称 热 流 量/kW 传热系数/W(/m2k)传热温 差/传热面积/备注 1 E101 进料预热器 263.31 370 46.94 10 90水 2 E102 塔顶冷凝器 2279.37 504 21.464 152 30循环水 3 E103 塔底再沸器 1961.4 800 48.78 5026 100饱和水蒸气 4 E104 塔顶产品冷却器 128.625 280 14.84 13 20循环水 5 E105 塔底产品冷却器 79.12 328 17.17 7 20循环水 三、泵的设计 1进料

39、泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.4475m/s 液体密度：kg/m3 选用 703.5 di=63mm 液体粘度 smPa071.0 取=0.2 相对粗糙度：/d=0.003175 202585Redu 查得：=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 mgpcgudlehf535.22)1(2 取Z=N*HT+2=83*0.45+240 204.151mtmKQA19.510L化工原理 课程设计 -27-P=0.06MPa 则mhfgugpfZHe.76222 qVLh=360042ud5.021m3/h 选取泵的型号：GL 扬程：

40、101500m 流量：0.190m3/h 参考(化工原理上册 400 页)2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.48248m/s 液体密度：kg/m3 选用 1594 di=151mm 液体粘度 sPa000071.0 取=0.2 相对粗糙度：/d=0.001325 482276Redu 查得：=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 mgpcgudlehf43.22)1(2 取mZ100 P=0.005MPa 则mhfgugpfZHe15.71022 qVLh=360042ud31.104m3/h 选取泵的型号：HY 扬程：120

41、0m 流量：15220m3/h 3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.388741m/s 液体密度：kg/m3 选用 1946 di=182mm 470L447L化工原理 课程设计 -28-液体粘度 sPa000078.0 取=0.02 相对粗糙度：/d=0.0011 405457Redu 查得：=0.02 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 mgpcgudlehf51.22)1(2 取2*THNZ=70*0.45+235 P=0.1MPa 则mhfgugpfZHe4.86922 qVLh=360042ud36.407m3/h 选取泵的型

42、号：HY 扬程：1200m 流量：15220m3/h 4.塔顶产品泵 取液体流速：u=0.474848m/s 液体密度：kg/m3 选用 573 di=51mm 液体粘度 smPa0071.0 取=0.02 相对粗糙度：/d=0.003922 160311Redu 查得：=0.25 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 mgpcgudlehf51.22)1(2 取mZ50 470L化工原理 课程设计 -29-则mhfgugpfZHe19.66122 qVLh=360042ud3.492m3/h 选取泵的型号：HY 扬程：1200m 流量：15220

43、m3/s 5.塔底产品泵 为了方便储罐中的产品运输出去，在两个储罐中还设置了两个料液输出泵。泵设备及主要参数 序号 位号 名称 型号 扬程/m 流量 m3/h 1 P-101 进料泵 GL 10-1500 0.1-90 2 P-102 釜液泵 HY 1-200 15-220 3 P-103 回流泵 HY 1-200 15-220 4 P-104 塔顶产品泵 HY 1-200 15-220 5 P-105 塔底产品泵 HY 1-200 15-220 化工原理 课程设计 -30-第六章 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

44、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)1 FIC-01 进料流量控制 03000kg/h 丙烯、丙烷 470 2 FIC-02 回流定量控制 01500kg/h 丙烯 470 3 PIC-01 塔压控制 03MPa 丙烯 470 4 HIC-02 回流罐液面控制 01m 丙烯 470 5 HIC-01 釜液面控制 03m 丙烷 447 6 TIC-01 釜液温控制 060C 丙烷 447 化工原理 课程设计 -31-附录 1.理论塔板数计算 精馏段 xf=0.65 提留

45、段 xw0.02 序号 y x y x 1 0.98 0.977439 62 0.681687 0.6544 2 0.977619 0.974761 63 0.677764 0.650313 3 0.97513 0.971963 64 0.673527 0.645903 4 0.972528 0.969041 65 0.668955 0.64115 5 0.969812 0.965992 66 0.664027 0.636034 6 0.966977 0.962812 67 0.658722 0.630533 7 0.96402 0.959498 68 0.653018 0.624626 8

46、0.96094 0.956048 69 0.646894 0.618294 9 0.957732 0.952459 70 0.640329 0.611516 10 0.954396 0.948728 71 0.633302 0.604274 11 0.950927 0.944853 72 0.625792 0.596549 12 0.947325 0.940833 73 0.617783 0.588325 13 0.943587 0.936665 74 0.609257 0.579589 14 0.939713 0.93235 75 0.600198 0.570328 15 0.935701

47、0.927885 76 0.590596 0.560534 16 0.93155 0.923271 77 0.580442 0.550201 17 0.927261 0.918509 78 0.569729 0.539329 18 0.922833 0.913598 79 0.558456 0.52792 19 0.918268 0.90854 80 0.546626 0.515981 20 0.913566 0.903338 81 0.534248 0.503526 21 0.908729 0.897992 82 0.521334 0.490572 22 0.90376 0.892508 8

48、3 0.507904 0.477145 23 0.898661 0.886887 84 0.493981 0.463271 24 0.893436 0.881135 85 0.479597 0.448988 25 0.888088 0.875256 86 0.464788 0.434335 26 0.882623 0.869257 87 0.449595 0.419358 27 0.877045 0.863143 88 0.434066 0.404107 28 0.871361 0.85692 89 0.418253 0.388636 29 0.865576 0.850598 90 0.402

49、212 0.373003 30 0.859699 0.844183 91 0.386003 0.357267 31 0.853735 0.837684 92 0.369689 0.341491 32 0.847693 0.831111 93 0.353332 0.325737 33 0.841582 0.824472 94 0.336997 0.310067 34 0.83541 0.817778 95 0.32075 0.294541 35 0.829186 0.811038 96 0.304652 0.279218 36 0.822921 0.804264 97 0.288765 0.26

50、4153 化工原理 课程设计 -32-37 0.816624 0.797467 98 0.273145 0.249398 38 0.810304 0.790656 99 0.257847 0.235 39 0.803972 0.783844 100 0.242918 0.221 40 0.797639 0.77704 101 0.228402 0.207435 41 0.791314 0.770257 102 0.214338 0.194337 42 0.785008 0.763505 103 0.200757 0.18173 43 0.778731 0.756794 104 0.187686