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1、第一章 概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。 1． 精餾塔 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。 簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。 本設(shè)計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研

2、究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。 2． 再沸器 作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行。 本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 立式熱虹吸特點： ▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 ▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。 ▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。 ▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。 3． 冷凝器 （設(shè)計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣

3、液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。 4. 分離序列綜合 多組分物系的分離序列綜合問題，可以采用直觀推斷法、漸進調(diào)優(yōu)法和數(shù)學(xué)規(guī)劃等經(jīng)典方法，最為常用的是根據(jù)經(jīng)驗規(guī)則進行的直觀推斷法（M、D、S、C規(guī)則）。 第二章 方案流程簡介 1. 精餾裝置流程 精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，是混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如下： 原料（丙烯和丙烷混和液體）經(jīng)過料管由精餾塔的某一位置（進料板處）流入精餾塔內(nèi)，開始精餾操作，塔底設(shè)再沸器加熱釜液中的液體，產(chǎn)生蒸汽通過塔板

4、的浮閥上升，與沿降液管下降并橫向流過塔板的液體在各級浮閥上錯流接觸并進行傳熱及傳質(zhì)，釜液定期作為塔底產(chǎn)品輸出;塔頂設(shè)冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產(chǎn)品輸出精餾塔。 2. 工藝流程 1）物料的儲存和運輸 精餾裝置必須在實彈的位置設(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證精餾裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。 2）必要的檢測手段 為了隨時了解操作情況及各設(shè)備的運行狀況，及時地發(fā)現(xiàn)操作中存在問題并采取相應(yīng)的措施予以解決，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的測量儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項參數(shù)，從而間接了解運行情況。 另外，常在特定地

5、方設(shè)置人孔和手孔，以便定期檢修各設(shè)備及檢查裝置的運行情況。 3）調(diào)節(jié)裝置 由于實際生產(chǎn)過程中各種狀態(tài)參數(shù)都不是定值，都會或多或少隨著時間有所波動，應(yīng)在適當(dāng)位置設(shè)置一定數(shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，有時還可以根據(jù)需求設(shè)置雙調(diào)節(jié)，即自動調(diào)節(jié)和手動調(diào)節(jié)兩種調(diào)節(jié)方式并可以根據(jù)需要隨時進行切換。 3. 設(shè)備選用 精餾塔選用浮閥塔，配合使用立式熱虹吸式再沸器 4. 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量 處理量：60koml/h 產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙烯摩爾質(zhì)量計）進料 65% ，塔頂產(chǎn)品 98% 塔底產(chǎn)品≤2%。 第三章 精餾塔工藝設(shè)計 第一節(jié) 設(shè)計條件 1.

6、工藝條件： 飽和液體進料， 進料丙烯含量=65%（摩爾分數(shù)，下同） 塔頂丙烯含量=98% 釜液丙烯含量≤2% 總板效率為0.6 2.操作條件： 塔頂壓力1.62MPa（表壓） 加熱劑及加熱方式：加熱劑：蒸汽；加熱方式：間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 回流比系數(shù)：R/Rmin=1.2 3.塔板形式：浮閥 4.處理量：60 kmol/h， 5.安轉(zhuǎn)地點：大連 6.塔板位置：塔頂 第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算 物料衡算 = + =+ 解得：=39.375 kmol/h ，=20.625 kmol/h 塔內(nèi)氣、液相流量 精餾段：=R , = 提餾段：=

7、, = 熱量衡算 再沸器熱流量 再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量流量 冷凝器熱流量 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量 第三節(jié) 塔板計算 1. 相對揮發(fā)度的確定 逐板計算值（具體數(shù)據(jù)見文后數(shù)據(jù)表） 最后取相對揮發(fā)度為= 1.19 2. 回流比及流量確定 （1）由于=，所以先求解， 由平衡方程和q線方程求解出， q線方程：==0.65 = =0.65 , =0.6885 則==7.358，R=1.2=8.83 （2）摩爾流量 =R=347.681kmol/h ==387.056 kmol/h = =407.681 kmol/h ==387.056 kmol/h 3.

8、 操作線方程 精餾段操作方程: , =0.8983+0.09969 提餾段操作方程：，=1.053-0.001066 4.確定塔板數(shù) 由相平衡方程，精餾段操作方程， 提餾段操作方程， == =0.8983+0.09969 =1.053-0.001066 通過逐板計算，由塔頂?shù)谝粔K板開始借用Excel 得到結(jié)果：理論板數(shù)：92（包括釜）； 進料位置：從上至下第45塊 與假設(shè)90塊大致吻合。故理論板數(shù)即為92塊。 實際板數(shù)：92/0.6=153.3，取整：154 實際進料：從上至下第75塊 第四節(jié) 精餾塔工藝計算 1. 物性數(shù)據(jù) 液相 ρ

9、 （42.96℃，1720 Kpa） ρ （52.1℃，1762 Kpa） 表面張力mN/m 42.96℃ 52.1℃ 丙烷C3H8 460.92 kg/m3 442.9 kg/m3 3.8 2.6 丙烯C3H6 474.8 kg/m3 451.8 kg/m3 4.6 ４.294 氣相 　ρ （42.96℃，1720Kpa） ρ （52.1℃，1762 Kpa） 丙烷C3H8 31.2 kg/m3 35.5 kg/m3 丙烯C3H6 31.1 kg/m3 31.0 kg/m3 設(shè)計中取氣相

10、密度=31.1kg/m3 液相密度=474.5kg/m3 液相表面張力取σ=2.6 mN/m 2. 塔徑計算 質(zhì)量流量 氣相： =4.2494 kg/s 液相：=4.9828 kg/s 體積流量： 氣相：=== 0.1366 /s 液相：== 0.01050 /s 兩相流動參數(shù) =0.3002 設(shè)間距： =0.45m 查費克關(guān)聯(lián)圖得=0.056 氣體負荷因子C：=0.03724 液泛氣速： =0.1406 泛點率取=0.7 操作氣速u=0.09842m/s 又 =0.1366 /s 所需氣體流道截面積A：=1.3

11、883 m2 選取單流型，弓形降液管塔板，取=0.1 則=1-=0.9 故塔板截面積==1.5425 m2 塔徑D：=1.4014 m 圓整：取1.4m 則實際塔板截面面積=1.5394 m2 降液管截面積=0.15394 m2 氣體流道截面積A=1.3854 m2 實際操作氣速u=0.09859 m/s 實際泛點率=0.7013 圓整 0.7 且=0.45m，D=1.4m 符合經(jīng)驗關(guān)系 所以塔間距=0.45m 塔徑 D=1.4m 3. 塔高計算 實際板數(shù)=154 精餾段75，提餾段79 塔有效高度=0.45154=69.

12、3m 釜液流出量：=407.681 kmol/h 質(zhì)量流量為： =17937.964 kg/h 體積流量: ==37.804m3/h 設(shè)釜液停留時間為20min 釜液高度: ==8.185m 進料處兩板間距增至0.8m 154塊塔板，共設(shè)置4個人孔，每個人孔處 =0.8m 裙坐取5m 塔頂及釜液上方氣液分離高度取 1.5m 總塔高= ++（0.8-0.45）5+1.52+5=87.400m 第五節(jié) 溢流裝置的設(shè)計 1. 弓型降液管 根據(jù)課設(shè)p207 =1.4m =1.5394 m2 =0.1 =0.15394 m2 查得=0.732

13、 =0.732=1.0248m 即為堰長 堰寬 =210 mm 降液管面積=0.15394 2. 溢流堰 液流強度=36.885<100 所以液流強度合格 =35.554 查p211圖5-12 得E=1.053 堰高取 =50mm 堰上液頭高 = =0.03314 m=33.14mm>6mm 取底隙 =40mm=0.04m 則液體流經(jīng)底隙的流速 = =0.2561 m/s<0.5 m/s 故合格 第六節(jié) 塔板布置及其他結(jié)構(gòu)尺寸的選取 1. 浮閥數(shù)的確定 選取型，重型，閥孔直徑=0.039m 初取閥孔動能因子 =9 計算閥孔氣速

14、==1.614 m/s 浮閥數(shù)==70.85 取71個 2. 浮閥排列方式 通過計算及實際試排確定塔盤的浮閥數(shù)n。在試排浮閥時，要考慮塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣區(qū)寬度、液體進出口的安定區(qū)寬度、以及塔盤支撐梁所占的面積。 取塔板上液體進、出口安定區(qū)寬度==70mm=0.07m，取邊緣區(qū)寬=50mm=0.05m =0.2m 有效傳質(zhì)區(qū)=求得。 0.43m =0.65m =1.03 開孔所占面積==0.08483 選擇錯排方式，其孔心距t估算。 ===0.08236， t==0.1294m=129.4mm 根據(jù)估算提供的孔心距t=125mm進行布孔，并按實際可能

15、情況進行調(diào)整來確定浮閥數(shù)n=66 閥孔氣速 ==1.7323 m/s 動能因子 ==9.66 板開孔率 ==0.0512<10% 符合要求 第七節(jié) 塔板流動性能的校核 1. 液沫夾帶量的校核 為了控制液沫夾帶量過大，應(yīng)使泛點0.8～0.82。浮閥塔板泛點率=或是= 式中由塔板上的氣相密度以及塔板間距查圖p217圖5-19得系數(shù)=0.120,根據(jù)p216表5-11查取，本物系取=1。塔板上液體流道長及液流面積分別為： =1.0m ==1.2315 m2 故得=0.3414 或是=0.2511 所得泛點率均低于0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。 2.

16、塔板阻力計算 （1）干板阻力 臨界孔速 =1.5961 m/s < =1.7323m/s 故應(yīng)按在浮閥全開狀態(tài)計算干板阻力 ==0.05359m （2）塔板清液層阻力 =0.5=0.5*0.08314=0.04157m （3）克服表面張力阻力 = =5.735 m 由以上三項阻力之和求得塔板阻力=++=0.09522m 3. 降液管液泛校核 降液管中清液層高度由式= 其中= 浮閥塔板上液面落差一般較小可以忽略不計，于是==0.05+0.03314+0.09522+0.01003=0.1884m 取降液管中泡沫層相對密度=0.6，則可求

17、降液管中泡沫層的高度=/=0.314m 而+=0.45+0.05=0.45> 故不會發(fā)生降液管液泛 4. 液體在降液管內(nèi)停留時間 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時間大于3～5s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出。 =6.6 s >5 s 故所夾帶氣體可以釋放。 5. 嚴重漏液校核 當(dāng)閥孔的動能因子低于5時將發(fā)生嚴重漏夜，故漏液點的孔速可取=5時相應(yīng)的孔流氣速。 =0.8966 m/s 穩(wěn)定系數(shù) K==1.932>1.5,故不會發(fā)生嚴重漏液。 第八節(jié) 塔板性能負荷圖 （1）過量液沫夾帶線 在式=或是=中，已知物系性質(zhì)及塔

18、盤尺寸結(jié)構(gòu)，同時給定泛點率時，即可表示出氣、液相流量之間的關(guān)系。根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇的表達式，本物系選擇式，令=0.8，則式可整理為0.8= 則得到= 0.4465-5.136 （2）液相下限線 規(guī)定 取E=1代入得到=3.158 m3/h （3）嚴重漏液線 取=5，則=3600 又==0.8966 =273.81 m3/h （4）液相上限線——保證液體在降液管中有一定的停留時間 令，則降液管最大流量=49.877 m3/h （5）降液管液泛線 或，顯然為避免降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使< 將上式表示為與的關(guān)系， 其中， ，E=1.005， ，

19、=, 將各式代入，得 五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能圖 其中: 操作點為 =491.76 m3/h =37.8 m3/h 在可見操作點在圖中，基本處于圖形中間偏右下位置，故基本滿足要求 。 =1145 m3/h, =273.81 m3/h 塔板的操作彈性：=4.182 第四章 再沸器的設(shè)計 1. 選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：1720Kpa（絕對壓力） 壓力降=154*0.09522*474.5*9.8=68.19Kpa 塔底壓力：1788.19kpa（絕對壓力） 再沸器殼程與管程的設(shè)計條件 殼程/加熱蒸氣

20、 管程/釜液 溫度/℃ 100 52.1 壓力 （絕壓）/Kpa 101 1788.19 ==387.056 kmol/h = =407.681 kmol/h 殼程冷液在定性溫度100℃下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱=2256.9 kj/kg 熱導(dǎo)率=0.683 w/(m·K) 粘度=0.283 mPa·s 密度=958.1 kg/m3 管程流體在52.1℃下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱=265.8 kj/kg 熱導(dǎo)率=0.072 w/(m·K) 粘度=0

21、.075 mPa·s 密度=445 kg/ m3 液相定壓比熱容=1.641 kj/(kg·K) 表面張力=4.3 mN·m 氣相粘度=0.0088 mPa·s 氣相密度 =31.1 kg/ m3 蒸汽壓曲線斜率=4.23*10-3 2. 估算設(shè)備尺寸 （1） 用式計算熱流量為1324.42kw （2） 計算傳熱溫差=T－tb =100-52.1=47.9K （3） 假設(shè)傳熱系數(shù)K=580 W/(m2·K)，則可以用式估算傳熱面積為47.672 m2 （4） 擬用傳熱

22、管規(guī)格為，管長L=3m，則可用式計算傳熱管數(shù)為203 （5） 若將傳熱管按正三角形排列，則可以用式=、、計算殼徑為0.8m 且取管程進口管直徑= 0.21m，出口管直徑=0.3m 3. 傳熱系數(shù)校核 （1）顯熱段傳熱系數(shù) 1）釜液循環(huán)量 設(shè)傳熱管出口汽化率=0.25，則用式計算循環(huán)流量為19.93 kg/s 2）顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用式，,計算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流量=312.4845 kg/(m2·s) 用式計算=雷諾數(shù)= 83329.19 =普朗特數(shù)為= 1.71 >,0.6<<160,顯熱段管長與管徑之比大于50時，用式

23、=計算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) =886.7537 W/(m2·K) 3）計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用式計算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量為=0.5868 kg/s 用式計算傳熱管外單位潤濕周邊上凝液的質(zhì)量流量為= 0.0368 kg/(m·s) 用式計算冷凝液膜的= 520.1693，要求<2100 用式計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 7703.509 4）污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)= 0.000176，冷凝側(cè)= 0.00026，管壁熱阻= 0.0000512 5）用式計算顯熱段傳熱系數(shù) = 481.62 W/(m2·K) （2）蒸發(fā)段傳

24、熱系數(shù) 1)用式計算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量=1124944 kg/（m3h） 當(dāng)=0.25時，用式計算Lockhat-Martinell參數(shù)為= 0.88， 1.136，由及，查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得=0； 當(dāng)，用式計算Lockhat-Martinell參數(shù)= 2.366，= 0.423，再由及出查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得=0.5 2）用式計算泡核沸騰壓抑系數(shù)=0.25 用式計算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 3823.596 W/(m2·K) 3）用式計算以液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 827.1269 W/(m2·K) 4）計算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)

25、 用式計算對流沸騰因子= 2.275 用式計算兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 1881.924W/(m2·K) 用式計算沸騰傳熱膜系數(shù)= 2837.823 W/(m2·K) 用式計算沸騰傳熱系數(shù): = 903.20 W/(m2·K) （3）顯熱段和蒸發(fā)段的長度 用式計算顯熱段長度與傳熱管總長的比值= 0.173, = 0.827 （4）傳熱系數(shù) 用式計算傳熱系數(shù)= 830.26 W/(m2·K) 實際需要傳熱面積為= 33.302 m2 （5）傳熱面積裕度 用式= 43.15% 該再沸器傳熱面積合適

26、4. 循環(huán)流量的校核 （1） 循環(huán)系統(tǒng)的推動力 當(dāng)= 0.0833 時， 用式計算Lockhat-Martinell參數(shù) = 2.835 用式計算兩相流的液相分率= 0.342 用式計算兩相流平均密度= 172.80 kg/m3 當(dāng)=0.25時， 用式計算Lockhat-Martinell參數(shù) = 0.8804 用式計算兩相流的液相分率= 0.1956 用式計算兩相平均密度= 112.049 kg/m3 式中值，參照表p98表3-19并根據(jù)焊接需要取為1.02，于是計算的循環(huán)系統(tǒng)的推動力為=5498.21 Pa （2） 循環(huán)阻力 1）管程進口管阻力的計算

27、用式計算釜液在管程進口管內(nèi)的質(zhì)量流速= 575.37 kg/（m2s） 用式計算釜液在進口段內(nèi)的流動雷諾數(shù)=1611031 用式計算進口管長度與局部阻力當(dāng)量長度 = 24.7m 用式計算進口管內(nèi)流體流 動的摩擦系數(shù)= 0.015573 用式計算管程進口管阻力=681.41 Pa 2） 傳熱管顯熱段阻力的計算 用式計算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 312.48 kg/(m2·s) 用式計算釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù)= 83329.19 用式計算進口管內(nèi)流動的摩擦系數(shù)= 0.022448 用式計算傳熱管顯熱段阻力= 63.914 Pa 3）傳熱管蒸發(fā)段阻力 的

28、計算 汽相流動阻力的計算 釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 453.6209 kg/s 當(dāng)=0.1667 用式計算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量=52.08 kg/(m2·s) 用式計算汽相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)=118365.3 用式計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù)=0.0212 用式計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力=114.56Pa 液相流動阻力的計算 用式計算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速=260.4 kg/(m2·s) 用式計算液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)=69440.99 用式計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù)=0.023178 用式計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力=219.06

29、1Pa 用式計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力=2568.075Pa 4） 蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力的計算 管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速（釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速）=453.6209 kg/(m2·s) 用式計算蒸發(fā)段管內(nèi)因動量變化引起的阻力系數(shù)為2.987834 用式計算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力=655.62 Pa 5）管程出口阻力的計算 氣體流動阻力的計算 用式計算管程出口管中汽、液相總質(zhì)量流速=281.93 kg/(m2·s) 用式，計算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=46.99 kg/(m2·s) 用式計算管程出口管的長度與局部阻力的當(dāng)

30、量長度之和=35.04m 用式計算管程出口管中汽相質(zhì)量流動雷諾數(shù)=1601877 用式計算管程出口汽相流動的摩擦系數(shù)=0.01558 用式計算管程出口管汽相流動阻力=64.599 液體流動阻力的計算 用式計算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=234.942 kg/(m2·s) 用式計算管程出口管中汽相質(zhì)量流動雷諾數(shù)=939768.1 用式計算管程出口汽相流動的摩擦系數(shù)=0.016323 用式計算管程出口管汽相流動阻力=118.2526 Pa 用式計算管程出口阻力=1414.47Pa 用式=計算系統(tǒng)阻力阻力=5383.50 Pa 循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值為=1.021

31、 循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設(shè)的出口汽化率=0.25基本正確，因此所設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計 第一節(jié) 輔助容器的設(shè)計 容器填充系數(shù)取=0.7 1. 進料罐（常溫貯料） 20℃ 丙烯 =526 kg/m3 丙烷 =500 kg/m3 壓力取1.818Mpa （絕對壓力） 又進料=0.65 所以丙烯質(zhì)量分率為=63.9% =516.3 kg/m3 進料質(zhì)量流量=2562 kg/h 進料罐容積，其中為停留時間，取4天 =4 24=96h m3

32、圓整取 681 m3 2. 回流罐（40℃） =483 kg/m3 取停留時間為=0.5 h 所以= =16.83 m3 =24.04 m3 ，圓整后取25 m3 3. 餾出產(chǎn)品罐 取產(chǎn)品停留時間為5天，即=120 h =39.375 kmol/h，所以=3.424 m3/h =586.957 m3 圓整為600 m3 4. 釜液罐 取停留時間為5天，即=120 h =20.625 kmol/h =244.72 m3 =349.59 m3 圓整取350 m3 第二節(jié) 傳熱設(shè)備的設(shè)計 1. 進料預(yù)熱器 用90℃熱水為熱源，出口約為70℃，走

33、殼程 料液由20℃加熱至45℃，走管程 傳熱溫差 47.456 K 管程液體流率 Wh=2562 kg/h 管程流體焓變 =401 kj/kg 傳熱量 Q= Wh=1.03*106 kj/h 殼程水焓變 =125.6 kj/kg 殼程水流率q=8179.63 kg/h 假設(shè)傳熱系數(shù)K=650 w/(m2?K) 傳熱面積=9.28m2 圓整后取10 m2 2. 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℃ 17.54℃ 管程流率Wh=42=16256.352kg/h 取潛熱r=302.23kj/kg 傳熱速率Q=Whr=

34、1364.8 kw 殼程取焓變 =125.8 kj/kg 殼程流率q=39055.3 kg/h 假設(shè)傳熱系數(shù)K=650 w/(m2?K) 作為傳熱面積=119.7 m2 圓整后取120 m2 3. 塔頂產(chǎn)品冷卻器 用10℃水做為冷卻劑，出口溫度為20℃,走殼程 管程溫度由43℃降至25℃ 14.84 ℃ 管程流率Wh=39.375 kmol/h42kg/lmol=1653.75 kg/h 取潛熱r=280 kj/kg 則傳熱量Q=128.625 kw 殼程焓變?nèi)?84.0kj/kg 則殼程流率為q=5512.5 kg/h 假定傳熱系數(shù)為K=650 w/(m2?

35、K) 則傳熱面積=13.33 m2 圓整后取14 m2 4. 釜液冷卻器 用10℃水做為冷卻劑，出口溫度為20℃，走殼程 管程溫度由52.1℃降至25℃ 17.41℃ 管程流率Wh=0.252 kg/s 丙烷液體焓變=282kj/kg 則傳熱量Q=71.1 kw 殼程水焓變?nèi)?84.0kj/kg 則殼程水的流率為q=3047.14 kg/h 假定傳熱系數(shù)為K=650 w/(m2?K) 則傳熱面積=6.28 m2 圓整后取7 m2 第三節(jié) 泵的設(shè)計 1.進料泵（兩臺，一用一備） 流體流速 u=0.5 m/s 流體密度 =516.3 kg/m3 管路直徑d==

36、0.059m 取d=60mm 粘度=0.068 mPa·s 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.003 Re==2.47105 查得=0.024 去管路長度為l= 80，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。 則===2.51m 取=50m 則=52.6 m = 5.23 m3/h 選取泵揚程為 60m，流量為30m3/h 2. 回流泵（兩臺，一用一備） 流體流速 u=0.5 m/s 流體密度 =451.8kg/m3 管路直徑d==0.151m 取d=152mm 粘度=0.066 mPa·s 取=

37、0.2，相對粗糙度為/d=0.00133 Re==5.13105 查得=0.018 取管路長度為l=100m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。 則===2.1m 取=60 m 則=62.8m =40.2 m3/h 選取泵揚程為 70 m，流量為 105 m3/h 3. 釜液泵（兩臺，一用一備） 流體流速 u=0.4 m/s 流體密度 =445 kg/m3 管路直徑d==0.044m 取d=45mm 粘度=0.0092 mPa·s 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.004 Re==7.26105 查得

38、=0.036 取管路長度為l=30 m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。 則===2.41m 取= 5.2 m 則=2.06m =0.37 m3/h 這里揚程為負值，說明工作時不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時，需用該泵，不可忽略。 第六章 管路設(shè)計 進料管線取料液流速 u=0.5 m/s 則d==0.059m 取管子規(guī)格為684mm，其他各處管線類似求得 管子名稱 管內(nèi)液體流速（m/s） 管線規(guī)格（mm） 進料管 0.5 684 塔頂蒸氣管 14 Ф133×5 塔頂產(chǎn)品管

39、 0.5 Ф60×3 回流管 0.5 1525 釜液流出管 0.4 452.5 儀表接管 / Ф25×2.5 塔底蒸汽回流管 14 Ф159×4.5 第七章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標是溫度。 控制方案 序號 位置 用途 控制參數(shù) 介質(zhì)物性ρL(kg/m3) 1 FIC-01 進料流量控制 0~3000kg/h

40、 丙烷、丙稀 ρL=516.3 2 FIC-02 回流定量控制 0~1500kg/h 丙稀 ρL=469.8 3 PIC-01 塔壓控制 0~2MPa 丙稀 ρV=31.1 4 HIC-02 回流罐液面控制 0~1m 丙稀 ρL=474.5 5 HIC-01 釜液面控制 0~3m 丙烷 ρL=445 6 TIC-01 釜溫控制 40~60℃ 丙烷 ρL=445 系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要參數(shù) 序號 位號 設(shè)備名稱 形式 主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能 操作條件 1 T-101 丙烯精餾塔 浮閥塔

41、 D=1400mm Np=154 H=87.235m 操作溫度t=52.1℃ 操作壓力P=1788kPa 2 E-101 原料預(yù)熱器 管殼式換熱器 q=8179.63 kg/h A=10m2 Tc1=20℃ Tc2=45℃ Th1=90℃ Th2=70℃ 3 E-102 塔T-101頂冷凝器 管殼式換熱器 q=39055.3 kg/h A=10m2 Tc1=10℃ Tc2=30℃ Th1=Th2=43℃ 4 E-103 塔T-101再沸器 立式熱虹吸式 D=0.6m =203 φ25*2

42、.5*3000mm P=1788.19kPa Tc=52.1℃ Tb=100℃ 5 E-104 塔頂產(chǎn)品冷卻器 管殼式換熱器 q=5512.5 kg/h A=14m2 Tc1=10℃ Tc2=20℃ Th1=43℃ Th2=25℃ 6 E-105 塔底產(chǎn)品冷卻器 換熱器 q=3047.14 kg/h A=7 m2 Tc1=10℃ Tc2=20℃ Th1=52.1℃ Th2=25℃ 7 P-101 進料泵2臺 離心泵 He=60m Q=30 m3/h 丙烯、丙烷混合液 8 P-102 釜液泵2臺

43、 離心泵 He=-2.06m Q=0.37 m3/h 丙烷液 9 P-103 回流泵2臺 離心泵 He=70m Q=105 m3/h 丙烯液 10 P-104 塔頂產(chǎn)品泵2臺 離心泵 丙烯液 11 P-105 塔底產(chǎn)品泵2臺 離心泵 丙烷液 12 V-101 原料中間罐 臥式 丙烯、丙烷混合液 13 V-102 回流罐 臥式 V=25 m3 丙烯液 14 V-103 塔頂產(chǎn)品罐 立式 600 m3 常壓 15 V-104 塔底產(chǎn)品罐 立式 350 m3 常壓 16 V-105 不合格產(chǎn)品罐

44、 立式 常壓 附錄一 主要符號說明 符號 意義與單位 符號 意義與單位 A 塔板上方氣體通道截面積，m2 FLV 兩相流動參數(shù) Ad 降液管截面積，m2 G 質(zhì)量流量，kg/h A0 浮閥塔板閥孔總截面積，m2 Hd 降液管內(nèi)清液層高度，m AT 塔截面積，m2 降液管內(nèi)泡沫層高度，m b 液體橫過塔板流動時的平均寬度，m HT 塔板間距，m b 塔板上邊緣區(qū)寬度，m hb 降液管底隙，m bd 降液管寬度，m uf 液泛氣速，m/s

45、bs 塔板上入口安定區(qū)寬度，m hd 液體流過降液管底隙的阻力（以清液層高度表示），m 塔板上出口安定區(qū)寬度，m hf 塔板阻力（以清液層高度表示），m C 計算液泛速度的負荷因子 hl 塔板上的液層阻力（以清液層高度表示），m C20 液體表面張力為20mN/m時的負荷因子 hL 塔板上清液層高度，m C0 孔流系數(shù) h0 干板阻力（以清液層高度表示），m D 塔徑，m lW 堰長，m d0 閥孔直徑，m M 摩爾質(zhì)量，kg/kmol dp 液滴直徑，m pf 塔板阻力降，N/ m2 E 液流收縮系數(shù) Q 熱流量，W

46、ET 塔板效率 NT 理論塔板數(shù) eV 單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量 Np 實際塔板數(shù) F0 氣體的閥孔動能因子， n 浮閥個數(shù) F1 實際泛點率 q 進料熱狀態(tài) R 回流比 α 相對揮發(fā)度 r 摩爾汽化潛熱，kj/kmol Δ 液面落差，m T 溫度，K（℃） μ 液體粘度，Pa·s t 閥孔中心距，m ρ 密度，kg/ m3 u 設(shè)計或操作氣速，m/s σ 液體的表面張力，mN/m u0 閥孔氣速，m/s τ 時間，s 嚴重漏液時閥孔氣速，m/s Φ 降液管中泡沫層的相對密度 qnV 氣相摩

47、爾流量，kmol/h 塔板的開孔率 氣相體積流量，m3/h 嚴重漏液時的干板阻力以清液層高度表示），m 氣相體積流量，m3/s 克服液體表面張力的阻力以清液層高度表示），m qnW 釜液摩爾流量，kmol/h hOW 堰上方液頭高度，m qnF 進料摩爾流量，kmol/h hW 堰高，m qnD 餾出液摩爾流量，kmol/h K 傳熱系數(shù)，W/（K·m2） x 液相組成，摩爾分數(shù) k 塔板的穩(wěn)定性系數(shù) y 氣相組成，摩爾分數(shù) qnL 液相摩爾流量，kmol/h Z0 塔的有效高度，m Lh 液相體積流量，

48、m3/h xF 進料組成，摩爾分數(shù) Ls 液相體積流量，m3/s 下 標 A,B 組分名稱 max 最大 c 冷凝器，冷卻水 n 塔板序號 D 餾出液 q 精、提餾段交點 E 平衡 R 再沸器，加熱蒸汽 F 進料 s 秒 L 液相 V 氣相 min 最小 W 釜液 上 標 ＇ 提餾段 附錄二 參考文獻： 1.《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》，匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年 2.《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》劉光啟，劉杰主編，化學(xué)化工出版社，2002年 3.《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年 4.《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章主編，化學(xué)工業(yè)出版社，1982年 5.《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，（續(xù)篇），馬沛生主編，化學(xué)工業(yè)出版社，1982年 6.《石油化工設(shè)計手冊》，王松漢主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年 7.《化工原理》（上、下冊）大連理工大學(xué)主編，高等教育出版社，2002年 32