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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(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，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(jìn)料，進(jìn)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(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)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(jìn)行。 本設(shè)計(jì)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(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 立式熱虹吸特點(diǎn)： ▲循環(huán)推動(dòng)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(jī)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(jì)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(jìn)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(jìn)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(yàn)規(guī)則進(jìn)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(jí)蒸餾，使混合氣、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，是混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)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(jìn)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(jí)浮閥上錯(cuò)流接觸并進(jìn)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(chǔ)存和運(yùn)輸 精餾裝置必須在實(shí)彈的位置設(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐，泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)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(yùn)行。 2）必要的檢測手段 為了隨時(shí)了解操作情況及各設(shè)備的運(yùn)行狀況，及時(shí)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(shí)獲取壓力，溫度等各項(xiàng)參數(shù)，從而間接了解運(yùn)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(yùn)行情況。 3）調(diào)節(jié)裝置 由于實(shí)際生產(chǎn)過程中各種狀態(tài)參數(shù)都不是定值，都會(huì)或多或少隨著時(shí)間有所波動(dòng)，應(yīng)在適當(dāng)位置設(shè)置一定數(shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，有時(shí)還可以根據(jù)需求設(shè)置雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)調(diào)節(jié)和手動(dòng)調(diào)節(jié)兩種調(diào)節(jié)方式并可以根據(jù)需要隨時(shí)進(jìn)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(jì)）進(jìn)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(jì) 第一節(jié) 設(shè)計(jì)條件 1.

6、工藝條件： 飽和液體進(jìn)料， 進(jìn)料丙烯含量=65%（摩爾分?jǐn)?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(diǎn)：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(jì)算 1. 相對揮發(fā)度的確定 逐板計(jì)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(jì)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(jìn)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(shí)際板數(shù)：92/0.6=153.3，取整：154 實(shí)際進(jìn)料：從上至下第75塊 第四節(jié) 精餾塔工藝計(jì)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(jì)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(jì)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(dòng)參數(shù) =0.3002 設(shè)間距： =0.45m 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得=0.056 氣體負(fù)荷因子C：=0.03724 液泛氣速： =0.1406 泛點(diǎn)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(shí)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(shí)際操作氣速u=0.09859 m/s 實(shí)際泛點(diǎn)率=0.7013 圓整 0.7 且=0.45m，D=1.4m 符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)系 所以塔間距=0.45m 塔徑 D=1.4m 3. 塔高計(jì)算 實(shí)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(shí)間為20min 釜液高度: ==8.185m 進(jìn)料處兩板間距增至0.8m 154塊塔板，共設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)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(jì) 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(qiáng)度=36.885<100 所以液流強(qiáng)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(dòng)能因子 =9 計(jì)算閥孔氣速 ==1.614 m

14、/s 浮閥數(shù)==70.85 取71個(gè) 2. 浮閥排列方式 通過計(jì)算及實(shí)際試排確定塔盤的浮閥數(shù)n。在試排浮閥時(shí)，要考慮塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣區(qū)寬度、液體進(jìn)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(jìn)、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(cuò)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(jìn)行布孔，并按實(shí)際可能情況進(jìn)行調(diào)整來確定

15、浮閥數(shù)n=66 閥孔氣速 ==1.7323 m/s 動(dòng)能因子 ==9.66 板開孔率 ==0.0512<10% 符合要求 第七節(jié) 塔板流動(dòng)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(diǎn)0.8～0.82。浮閥塔板泛點(diǎn)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(diǎn)率均低于0.8，故不會(huì)產(chǎn)生過量的液沫夾帶。 2. 塔板阻力計(jì)算 （1）干

16、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(jì)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(xiàng)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(jì)，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，則可求降液管中泡沫層的高度=/=0.

17、314m 而+=0.45+0.05=0.45> 故不會(huì)發(fā)生降液管液泛 4. 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)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(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子低于5時(shí)將發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點(diǎn)的孔速可取=5時(shí)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(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。 第八節(jié) 塔板性能負(fù)荷圖 （1）過量液沫夾帶線 在式=或是=中，已知物系性質(zhì)及塔盤尺寸結(jié)構(gòu)，同時(shí)給定泛點(diǎn)率時(shí)，即可表示出氣、液相

18、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(dá)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(yán)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(shí)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， ， =, 將各式代入，得 五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能

19、圖 其中: 操作點(diǎn)為 =491.76 m3/h =37.8 m3/h 在可見操作點(diǎn)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(jì) 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(jì)條件 殼程/加熱蒸氣 管程/釜液 溫度/℃ 100 52.1 壓

20、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=0.075 mPa·s 密度=445 kg/ m3

21、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(jì)算熱流量為1324.42kw （2） 計(jì)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） 擬用傳熱管規(guī)格為，管長L=3m，則可用式計(jì)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(jì)算殼徑為0.8m 且取

22、管程進(jìn)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(jì)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(jì)算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流量=312.4845 kg/(m2·s) 用式計(jì)算=雷諾數(shù)= 83329.19 =普朗特?cái)?shù)為= 1.71 >,0.6<<160,顯熱段管長與管徑之比大于50時(shí)，用式=計(jì)算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) =886.7537 W/(m2·K) 3）計(jì)算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用式計(jì)算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量為=0.5868 kg/

23、s 用式計(jì)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(jì)算冷凝液膜的= 520.1693，要求<2100 用式計(jì)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(jì)算顯熱段傳熱系數(shù) = 481.62 W/(m2·K) （2）蒸發(fā)段傳熱系數(shù) 1)用式計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量=1124944 kg/（m3h） 當(dāng)=0.25時(shí)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)為= 0.88， 1.136，由及，查垂直管內(nèi)流型圖（

24、Fair）得=0； 當(dāng)，用式計(jì)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(jì)算泡核沸騰壓抑系數(shù)=0.25 用式計(jì)算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 3823.596 W/(m2·K) 3）用式計(jì)算以液體單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 827.1269 W/(m2·K) 4）計(jì)算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用式計(jì)算對流沸騰因子= 2.275 用式計(jì)算兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 1881.924W/(m2·K) 用式計(jì)算沸騰傳熱膜系數(shù)= 2837.823 W/(m2·K) 用式計(jì)算沸騰傳熱系數(shù): = 903.2

25、0 W/(m2·K) （3）顯熱段和蒸發(fā)段的長度 用式計(jì)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(jì)算傳熱系數(shù)= 830.26 W/(m2·K) 實(shí)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 4. 循環(huán)流量的校核 （1） 循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力 當(dāng)= 0.0833 時(shí)， 用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù) = 2.835 用式計(jì)算兩相流的液相分率= 0.342 用式計(jì)算兩相流平均密度= 172.80 kg/m3 當(dāng)=0.2

26、5時(shí)， 用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù) = 0.8804 用式計(jì)算兩相流的液相分率= 0.1956 用式計(jì)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(jì)算的循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力為=5498.21 Pa （2） 循環(huán)阻力 1）管程進(jìn)口管阻力的計(jì)算 用式計(jì)算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速= 575.37 kg/（m2s） 用式計(jì)算釜液在進(jìn)口段內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)=1611031 用式計(jì)算進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度 = 24.7m 用式計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流 動(dòng)的摩擦系數(shù)= 0.015573 用式計(jì)算管程

27、進(jìn)口管阻力=681.41 Pa 2） 傳熱管顯熱段阻力的計(jì)算 用式計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 312.48 kg/(m2·s) 用式計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)= 83329.19 用式計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)的摩擦系數(shù)= 0.022448 用式計(jì)算傳熱管顯熱段阻力= 63.914 Pa 3）傳熱管蒸發(fā)段阻力 的計(jì)算 汽相流動(dòng)阻力的計(jì)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(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量=52.08 kg/(m2·s) 用式計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)=118365.3 用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)

28、=0.0212 用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力=114.56Pa 液相流動(dòng)阻力的計(jì)算 用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速=260.4 kg/(m2·s) 用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)=69440.99 用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.023178 用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力=219.061Pa 用式計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力=2568.075Pa 4） 蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力的計(jì)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(jì)算蒸發(fā)段管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)為2.987834 用式計(jì)算蒸發(fā)段管程

29、內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力=655.62 Pa 5）管程出口阻力的計(jì)算 氣體流動(dòng)阻力的計(jì)算 用式計(jì)算管程出口管中汽、液相總質(zhì)量流速=281.93 kg/(m2·s) 用式，計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=46.99 kg/(m2·s) 用式計(jì)算管程出口管的長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和=35.04m 用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)=1601877 用式計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.01558 用式計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力=64.599 液體流動(dòng)阻力的計(jì)算 用式計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=234.942 kg/(m2·s) 用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷

30、諾數(shù)=939768.1 用式計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.016323 用式計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力=118.2526 Pa 用式計(jì)算管程出口阻力=1414.47Pa 用式=計(jì)算系統(tǒng)阻力阻力=5383.50 Pa 循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值為=1.021 循環(huán)推動(dòng)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(jì)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(jì) 第一節(jié) 輔助容器的設(shè)計(jì) 容器填充系數(shù)取=0.7 1. 進(jìn)料罐（常溫貯料） 20℃ 丙烯 =526 kg/m3

31、 丙烷 =500 kg/m3 壓力取1.818Mpa （絕對壓力） 又進(jìn)料=0.65 所以丙烯質(zhì)量分率為=63.9% =516.3 kg/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量=2562 kg/h 進(jìn)料罐容積，其中為停留時(shí)間，取4天 =4 24=96h m3 圓整取 681 m3 2. 回流罐（40℃） =483 kg/m3 取停留時(shí)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(shí)間為5天，即=120 h =39.375 kmol/h，所以=3.424 m3/h =586.957

32、 m3 圓整為600 m3 4. 釜液罐 取停留時(shí)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(jì) 1. 進(jìn)料預(yù)熱器 用90℃熱水為熱源，出口約為70℃，走殼程 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/(m

33、2?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=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 ℃

34、 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?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

35、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(jì) 1.進(jìn)料泵（兩臺(tái)，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==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(gè) =0.75，截止閥 1 個(gè) =7，文氏管流量計(jì) 1 個(gè)。 則===2.51m 取=50m 則=52.6 m = 5.

36、23 m3/h 選取泵揚(yáng)程為 60m，流量為30m3/h 2. 回流泵（兩臺(tái)，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=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(gè) =0.75，截止閥 1 個(gè) =7，文氏管流量計(jì) 1 個(gè)。 則===2.1m 取=60 m 則=62.8m =40.2 m3/h 選取泵揚(yáng)程為 70 m，流量為 105 m3/h 3. 釜液泵（

37、兩臺(tái)，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=0.036 取管路長度為l=30 m ，取90度彎管 4 個(gè) =0.75，截止閥 1 個(gè) =7，文氏管流量計(jì) 1 個(gè)。 則===2.41m 取= 5.2 m 則=2.06m =0.37 m3/h 這里揚(yáng)程為負(fù)值，說明工作時(shí)不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時(shí)，需用該泵，不可忽略。 第六章 管路設(shè)計(jì) 進(jìn)料管線取料液流速

38、 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(jìn)料管 0.5 684 塔頂蒸氣管 14 Ф133×5 塔頂產(chǎn)品管 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(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個(gè)方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)

39、品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。 控制方案 序號(hào) 位置 用途 控制參數(shù) 介質(zhì)物性ρL(kg/m3) 1 FIC-01 進(jìn)料流量控制 0~3000kg/h 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

40、℃ 丙烷 ρL=445 系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要參數(shù) 序號(hào) 位號(hào) 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 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 k

41、g/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*2.5*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 Tc

42、1=10℃ Tc2=20℃ Th1=52.1℃ Th2=25℃ 7 P-101 進(jìn)料泵2臺(tái) 離心泵 He=60m Q=30 m3/h 丙烯、丙烷混合液 8 P-102 釜液泵2臺(tái) 離心泵 He=-2.06m Q=0.37 m3/h 丙烷液 9 P-103 回流泵2臺(tái) 離心泵 He=70m Q=105 m3/h 丙烯液 10 P-104 塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái) 離心泵 丙烯液 11 P-105 塔底產(chǎn)品泵2臺(tái) 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

43、 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 立式 常壓 附錄一 主要符號(hào)說明 符號(hào) 意義與單位 符號(hào) 意義與單位 A 塔板上方氣體通道截面積，m2 FLV 兩相流動(dòng)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

44、降液管內(nèi)泡沫層高度，m b 液體橫過塔板流動(dòng)時(shí)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 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(jì)算液泛速度的負(fù)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(shí)的負(fù)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），

45、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 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(shí)際塔板數(shù) F0 氣體的閥孔動(dòng)能因子， n 浮閥個(gè)數(shù) F1 實(shí)際泛點(diǎn)率 q 進(jìn)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

46、 設(shè)計(jì)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(shí)間，s 嚴(yán)重漏液時(shí)閥孔氣速，m/s Φ 降液管中泡沫層的相對密度 qnV 氣相摩爾流量，kmol/h 塔板的開孔率 氣相體積流量，m3/h 嚴(yán)重漏液時(shí)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(jìn)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·

47、m2） x 液相組成，摩爾分?jǐn)?shù) k 塔板的穩(wěn)定性系數(shù) y 氣相組成，摩爾分?jǐn)?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，m3/h xF 進(jìn)料組成，摩爾分?jǐn)?shù) Ls 液相體積流量，m3/s 下 標(biāo) A,B 組分名稱 max 最大 c 冷凝器，冷卻水 n 塔板序號(hào) D 餾出液 q 精、提餾段交點(diǎn) E 平衡 R 再沸器，加熱蒸汽 F 進(jìn)料 s 秒 L 液相 V 氣相 min 最小 W 釜液 上 標(biāo) ＇ 提餾段

48、 附錄二 參考文獻(xiàn)： 1.《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)》，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(jì)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