丙烯-丙烷說明書格式 化工課程設計

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1、課程設計 （丙烯-丙烷精餾塔及輔助設備設計） 班 級： 姓 名： 學 號： 指導老師： 設計日期：2011?2.28-2011?3?11 成 績： 目錄 前言 x 第一章精餾過程工藝及設備概述 ?x 第二章精餾塔工藝設計 ?x 第三章再沸器的設計 x 第四章 輔助設備及管路的設計 x 第五章控制方案 x 附錄一主要符號說明 x 附錄二參考文獻 x 前言 本設計說明書包括概述、精餾塔、再沸器、輔助設備及管路設計 及控制方案共5章內容。 說明書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

2、有限，設計中難免存在錯誤和不妥之處，希望老師 給予指正。 感謝老師的指導和參閱！ 第一章、精餾過程工藝及設備概述 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、 煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），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揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向 氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時 傳熱、傳質的過程。為實現精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、 控制等的設備、儀表。 1. 精餾裝置流程 精餾就是通過多級蒸餾，使混合

3、氣、液兩相經過多次混合接觸和分離，并進行質量和熱 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品。其流程如下：原 料（乙烯和乙烷混和液體）經過料管由精餾塔的某一位置（進料板處）流入精餾塔內，開始 精餾操作，塔底設再沸器加熱釜液中的液體，產生蒸汽通過塔板的篩孔上升，與沿降液管下 降并橫向流過塔板的液體在各級篩板上錯流接觸并進行傳熱及傳質，釜液定期作為塔底產品 輸出;塔頂設冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產品輸出精餾塔。 2. 工藝流程 （1） 精餾裝置必須在實彈的位置設置一定數量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以 暫時儲存，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而

4、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備的運行狀況，及時地發(fā)現操作中存在問題并采取相應的 措施予以解決，需在流程中的適當位置設置必要的測量儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項 參數，從而間接了解運行情況。另外。常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期檢修各設備 及檢查裝置的運行情況。 （3） 調節(jié)裝置 由于實際生產過程中各種狀態(tài)參數都不是定值，都會或多或少隨著時間有所波動，應在 適當位置設置一定數量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產要求，有時還可以根據需求設置雙 調節(jié)，即自動調節(jié)和手動調節(jié)兩種調節(jié)方式并可以根據需要隨時進行切換。 3. 設備簡介及選用

5、 所用設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，塔內裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設有進料板。兩相在 塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相 中難揮發(fā)組分向液相中轉移，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 引出一股產品。精餾塔內，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。 本設計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結構簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏 液，易堵塞。然而經長期研究發(fā)現其尚能滿足生產要求，目前應用較為

6、廣泛。 2） .再沸器（設計從略） 作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間接觸傳質得以進行。 本設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。 ※結構緊湊、占地面積小、傳熱系數高。 ※殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質。 ※塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。 3）.冷凝器（設計從略） 用以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

7、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 （建議根據自己所查資料進行補充!） 第二章精餾塔工藝設計 一、 設計任務書 （將任務書中本人的設計條件詳細列舉！例如：） 1. 工藝條件：飽和液體進料， 進料丙烯含量xf == **摩爾分數，下同） 塔頂丙烯含量x D =**% 釜液丙烯含量X w W2%，總板效率為0.6 2. 操作條件 塔頂壓力****MPa （表壓） 加熱劑及加熱方式：加熱劑：熱水； 加熱方式：間壁換熱 冷卻劑：循環(huán)冷卻水 回流比系數：R/Rmin=**** 塔板形式：****** 處理量：***** kmol/h，

8、安轉地點：煙臺 塔板位置：塔頂 二、精餾過程工藝計算 精餾塔的分離計算是精餾裝置過程設計的關鍵。通過分離計算確定給定原料達到規(guī)定分 離要求所需理論級數、進料位置、再沸器及冷凝器的熱流量；確定塔頂、塔底以及側線采出 產品的流量、組成、溫度及壓力；確定精餾塔內溫度、壓力、組成及氣相、液相流量的分布。 1. 處理能力及產品質量（物料衡算） 物料衡算 rq nF qnD + q nW q nF 解得：q nD = kmol/h，q nw = kmol/h 2. 塔板計算 經過模擬計算，得到理論板數N廣塊（包括精餾段、提餾段及總塔板數）。 （須附上：程序及計算機輸出的計

9、算數據！） 3. 初估塔徑 4. 塔高計算 5. 溢流裝置的設計 6. 溢流堰 7. 塔板布置及其他結構尺寸的選取 8. 塔板流動性能的校核 1） .液沫夾帶量的校核 2） .塔板阻力hf計算 3） .降液管液泛校核 4） .液體在降液管內停留時間 5） .嚴重漏液校核 9. 塔板性能負荷圖 1） 過量液沫夾帶線 2） 液相下限線 3） 嚴重漏液線 4） 液相上限線 5） 降液管液泛線 10. 五條曲線聯合構成負荷性能圖 （須附上坐標紙或者電腦畫出的負荷性能圖?。? 其中：操作點為V h = ma/h, L h = ma/h V h m a y 塔板的

10、操作彈性：廣"^ = h , m in （詳細討論設計是否合理？） 第三章再沸器的設計 3. 1 再沸器類型選擇 我們選用立式熱虹吸式再沸器，需要加熱的流體為丙烯與丙烷的混合物，丙烯的摩爾百 分比為2%，溫度為47.88^，被加熱的流體走管程，因為被加熱的流體溫度較高，所以用 于加熱的流體選用常壓下的飽和水蒸氣，溫度為100°C，出口為飽和冷凝水，溫度為100°C。 3. 2 再沸器中管程、殼程的物性數據 殼程為水蒸氣，其物性數據如下： 殼程水蒸氣冷凝焓變（潛熱）為y c = 2258 kJ / kg 殼程水蒸氣粘度h = 0.2856 mPa - s 殼程水蒸氣密度p =

11、 965 .1kg / m 3 殼程水蒸氣熱導率人=0.6819 W /（m - K） 管程為釜液，釜液氣、液相混合物的物性數據如下： 管程混合物（釜液）總液相當量蒸發(fā)焓為y b = 325.37 kJ / kg 管程混合物流體總液相當量粘度七=0.075 mPa - s 管程混合物流體總氣相當量粘度h v = 0.0088 mPa - s 管程混合物流體總液相當量密度p. = 440 kg / m 3 管程混合物流體總氣相當量密度p v = 34.5kg / m 3 管程混合物流體總液相當量比熱容C = 2977 J /（kg - K） pb 管程混合物流體總液相當量熱導

12、率人=0.083 W /（m - K） b 管程混合物流體總液相當量表面張力c = 4.1mN /m 管程混合物流體總液相當量蒸汽壓曲線斜率(At / Ap ) = 5.2 x 10 -4 K - m 2 / kg 3. 3 再沸器面積的確定 釜液中的相變質量流量為D = 5.05 kg / s ， 傳熱速率 Qr = Dy c = 5.05 x 325 .37 = 1642 .94 kJ /s，塔底的溫度可視為恒定的47.88°C,由此可以 =700 W /(m 2 . K )，可以得出 得出At = 100 - 47.88 = 52.12 C。假定總傳熱系數K 1642

13、x 1000 =45.03 m 2。 700 x 52.12 取用中38 x 2.5mm L=3000 mm 作為 傳熱管，則傳熱管數 45.03 =126 兀 —D 2 4 (38 A I1000 ) 外徑計)為: 對管數取整得Nt= 130。則實際的總傳熱面積(以 兀 2 = 130 x—x 4 (38 A2 =46 .56 m2。 11000 3.4管束排列方式及管束、殼徑參數的確定 管束的排列方式為正三角形排列。 由公式N = 3a(a + 1) + 1可求得中間參量a = 5.97。 由公式b = 1.1*Nt可求得中間參量b =

14、12.94 取管心距t = 47.5 mm , 由公式 D $ = t (b — 1) + (2 ~ 3) d 0 可求殼徑 D $ = 47.5 x (12.94 — 1)+ 2 x 38 = 642 .9 ,取 整后可得D = 600 mm。L / D = 皿 =5，在4~6之間，故符合設計計算要求。管材 $ $ 600 料類型設計為普通碳鋼。 3. 5 傳熱能力核算 3. 5. 1顯熱段總傳熱系數Kl的求解 假設傳熱管 出口處氣含率 七=10.2% 則釜液循環(huán)質量流量 D 5.05 W = 一 = = 49 .27 kg / s e 總流通截面積

15、兀 k ( 33 A2 =—-d 2 - N = — x x 130 =0.111m2 管束內總質量流速 W 49.27 G = — = = 443 .11 kg /(m 2 - s)。 S 0.111 0 在顯熱段，管程內全部為釜液流出的泡點液體， 傳熱管內流動雷諾數 33 x 443 .11 1000 =195077 > 10 4 0.075 x 10 -3 2977 x 0.075 x 10 -3 =2.68 , 0.6 < P < 160 , 3000 =91 33 0.0831

16、 經驗關聯公式求 得顯熱段管內 傳熱 系數 =0.023 0.083 r Re 0.8 p n = 0.023 x 33 1000 x 195077 0.8 x 2.680.4 = 1467 .71W /(m 2 -K)(液體 被加熱，n =0.4 ) 對于管外的加熱蒸汽，蒸汽冷凝液質量流量m 1642 .94 0.728 38 =0.047 =0.728 kg / s，中間參 2258 程冷凝雷諾數 兀 x x 130 1000 Re 故可以用經驗管外傳熱系數公式 4 x 0.0

17、47 =656 .63 < 2100 ， 0.2856 x 10 -3 =1.88 R -1/3 1.88 R t/3 1.88 x 656 .63 3 、1 { ().2856 x 10 -3 ) =7110 W /(m 2 - K)，取沸騰側 [p2 g 沁 J [965.12 x 9.8x 0.6819 3 J 傳熱系數 污垢熱阻阻為3.3 x 10 - 4( m 2 - K)/W，冷凝側污垢熱阻為1.72 x 10 - 4( m 2 - K)/W，所用碳 鋼材料熱導率為48.85 W /(m - K)，由此可以得到顯熱 2.

18、5 38 + 3.3 x 10 -4 x 38 1000 1467 .71 x 33 33 48.85 38 x 35.5 + 1.72 x 10 -4 + 7110 652 .74 W /(m 2 - K) 3. 5. 2沸騰段總傳熱系數K^的求解 (1) 管內沸騰傳熱膜系數a V 首先對于管內沸騰，可采用雙機理模型，求解公式為：a =a tP + 需要將氣化 nb 率控制在x < 25%以內，本設計取x = 10.2%，可滿足設計要求。 首先對兩相對流經熱膜系數a 進行求解，a = F a，由管內混合物物流的物性

19、可以 (p : 0.5 f日： 0.1 f 34.5 ) 0.5 f 0.075 x 10 - 3 ) V . —b = x [p J [七J [ 440 J [0.0088 x 10 - 3 J tP tP 0.1 得到中間參量9 = =0.347，將出口氣含 V 氣含率的平 tp i 率的 40%作為 均值，求出中間 參量 1/X = [x /(1 — x)]0.9 /9 = [(40% x 10.2%)/G — 40% x 10.2%)]0.9 /0.347 = 0.169 ， 求得 F = 3

20、.5U/X )0.5 = 3.5 x 0.175 0.5 = 1.438。 tt 液 體單獨 存在為 基礎而 求得的 管程表 面?zhèn)鳠? 系數 入 a = 0.023 x (f) x [R - (1 — x)]爵 x P 0.4 i 0.083 =0.023 x 33 x 1188216 x(1 — 40% x 10.2% )h8 x 2.68 0.4 = 1419 .37 W /(m 2 - K) 進而求 1000 得 a . = Fa = 1.438 x 1419 .37 = 2041 .01W /(m 2 - K) 下一步要進行泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂礱 3的

21、求解，應力麥克內利公式， a nb =0.225 x、x P0.69 x (—^-^t— )o.69 ? (J — 1)o.33 ? ( P di )0.31 d r A ? r ? ^ p b =0.025 0.083 x 33 x 2.68 0? x 33 1642 .94 x 10 3 x 1000 46 .56 x 325 .37 x 10 3 x 0.075 x 10 -3 0.69 1000 r 440 V33 x———1 k 34.5 ) r 33 ) 1.88 x 10 6 x 1000 0.31 4.1 x 10 -3 =611

22、9 .40 W /(m 2 ? K) 下一步進行泡核沸騰壓抑因數0的求解，首先求出傳熱管內質量流速 G = 3600 G = 3600 x 427 .52 = 1539078 kg /(m 2 ? h)，按照氣含率等于出口氣含率來計算 1/X = [ x /(1 — W] 0.9 仰=110.2%/G —10.2% )h9 /0.347 = 0.4087，可查表得 a = 0.2。 按照氣含率等于出 口 汽化率 40% 來計算 1/X = [x/(1 — x)]0.9 仰=[(40% x 10.2%)/G — 40% x 10.2%)h9 /0.347 = 0.169，可查表 得a'

23、 = 1.0。取平均值得泡核沸騰壓抑系數a = aE^-a- = 0.2 + 1.0 = 0.6。 2 2 有了以上a 、a nb、a這三個參數，即可計算得到管內沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂? a = a + a a = 2041 .01 + 0.6 x 6119 .40 = 5712 .65 W /(m 2 - K) （2） 沸騰段總傳熱系數K E 1 K = E d 0 + R d 0 + Rw d 0 + R + 1 a d t d d O a 1 2.5 38 + 3.3 x 10 -4 x 竺 + 1000 x + 1.72 x 10 -4 + ^^~ 5712 .65

24、x 33 33 48.85 35.5 7110 =1053 .7W /(m 2 ? K) 3. 5. 3顯熱段和蒸發(fā)段長度的求解 查得管程混合物流體總液相當量蒸汽壓曲線斜率（A t / A p ） = 5.2 x 10 - 4 K - m 2/kg，則 對于顯熱段長度Lbc有 L —BC L (at/ Ap)+ "?", .七 KqL 5.20 x 10 -4 5.20 x 10 -4 + 33 兀 x x 130 x 652 .74 x 52.12 1000 =6.8% 3.5. 4總平均傳熱系數、的求解 2977 x 440 x 49.27 BC

25、 L = 6.8% L = 6.8% x 3 = 0.20 m。沸騰傳熱蒸發(fā)段長度 LD = L — LC = 3 — 0.2 = 2.8m 652 .74 x 0.2 + 1053 .7 x 2.8 =1026 .39 W /(m 2 ? K) 3.5. 傳熱所需面積A。的求解 1642 .94 x 10 3 =30.71 m 2。 1026 .39 x 52.12 3. 5. 6面積裕度H的校核 H =氣—Ac x 100 % = 46.56 — 30.71 x 100 % = 51 .6% > 30% ,傳熱面積裕度校核 30.93 成功

26、，符合設計計算要求。 第四章輔助設備及管路設計 4. 1輔助容器的設計 所有容器填充系數均取k = 0.7。 4. 1. 1 進料罐（20°C常溫貯料） 進料罐內裝常溫料液，在常溫狀況下求得下丙烷、丙烯混合物料（丙烯的摩爾百分比為 65%）的物性數據為: 混合物總平均密度p =473 .3kg / m 3 +q nF — Z )M F C 3 H 8 =60 x 0.65 x 42.081 + 60 x U — 0.65 )x 44 .097 = 2567 .2kg / h ，取料液的停留時間t =4 天，即 T = 96 h。 則可以得出進料罐所需的體積應

27、為V = 竺 =2567 ° x 96 = 743 .9m 3，取整后進料 6/ 473 .3 x 0.7 罐的體積為V = 750 m 3。 4. 1. 2 回流罐（40°C） 回流罐中盛裝塔頂回流液，成分為接近純組分的丙烯（丙烯摩爾含量為98%），泡點回 流液的溫度應為塔頂的溫度38.6C，考慮到回流管線的少量熱損失，可將回流罐溫度設定 為 40Co 回流液的摩爾流量q l = R - q D = 9.96 x 39.38 = 392 .19 kmol / h，回流液的質量流量 q = q X M + q G - x）M = mR 泅D C 3 H,, nR D C 3 H

28、8 ，取凝液在回流罐中的停留 392 .19 x 0.98 x 42.081 + 392 .19 x 0.02 x 44 .097 = 16519 .6kg / h 時間t = 0.25 h o 則可以得出進料罐所需的體積應為V = %二=16519 * x 0.25 = 12.3 m 3，取整后回流 p k 480 .36 x 0.7 罐的體積為V = 15 m3 o 4. 1. 3 塔頂產品罐（20C常溫貯料） 塔頂產品罐與回流罐內組成相同，由于塔頂產品在罐內停留時間較長，與外界熱交換非 常充分，所以應選用常溫貯料罐，塔頂產品質量流量 q = q x M + q G - x）M

29、 = mD nD D C 3H 6 nD D C 3H 8 ，取塔頂產品在塔頂產品罐內 39.38 x 0.98 x 42.081 + 39.38 x 0.02 x 44 .097 = 1658 .7 kg / h 的停留時間為t = 4天，即t = 72h o 則可以得出塔頂產品罐所需的體積應為V = # = I658 ' x 72 = 355 .2m 3，取整后 p k 480 .36 x 0.7 進料罐的體積為V = 360 m3 o 4. 1. 4 釜液罐（塔底產品罐）（20C常溫貯料） 釜液中的物料物性與塔底產品組成相同，丙烯摩爾含量為2%，由于長時間與外界接觸， 能夠

30、充分進行換熱，所以選擇常溫貯料罐，由于溫度從塔底溫度47.88 C變至室溫，溫度變 化不大，盛裝液的密度可按再沸器設計時所用的塔底混合物液體當量密度p/ 440 kg / m 3 q = q x M + q G - x）M = 來計算。流出釜液的質量流量為mW nW W C 3H 6 nW W C 3H 8 20 .63 x 0.02 x 42 .081 + 20 .63 x 0.98 x 44 .097 = 908 .9kg / h 取釜液在釜液罐內的停留時間為T = 5天，即T = 120 h。 則可以得出釜液罐所需的體積應為v = q mW T 908 .9 x120 =

31、354 .1m3，取整后進料 440 x 0.7 罐的體積為V = 360 m 3。 4. 2 傳熱設備的設計 4. 2. 1 進料預熱器的簡單設計 考慮到進料預熱器與進料之間的管線熱損失， 可以將進料加熱至稍高于泡點38.6r， 本設計將進料由常溫20 r預熱至45 r。殼程用90 r熱水進行加熱，殼程熱水出口溫度設為 mF 70r，管程流體質量流率為q = 2567 .2kg /h，管程流體的混合物的平均比熱容為 C = 1585 J /(kg ? K) Q = C q (T - T )= 1585 x 2567 .2 x(45 - 20 )=

32、 101725 .3kJ / h 殼程熱水的定壓比熱容 p mF 2 1 C' = 4200 J /(kg ? K) ，則殼程熱水供 質量流率應 101725 .3 x 10 3 7 T = 1211 kg / h。 4200 x(90 - 70 ) 假設傳熱系數為 500 W /(m 2 - K) ，平 均傳熱溫 △ tj -△ t (90 - 45) - (70 - 20) ln △ t1 △t 2 ■2 90 - 45 ln 70 - 20 =47.45 K ，則所需傳熱面積應 101725 .3x1000 3600 =1.

33、19 m 2。圓整后取A = 1.2m 2，只需微型的預熱器即可。 500 x 47 .45 4. 2. 2 塔頂冷凝器的簡單設計 采用I0r的水作為冷凝劑，出口溫度為30r，冷凝劑走管程，塔頂餾出物走殼程，溫 度恒定為38.6r，由氣態(tài)變?yōu)橐簯B(tài)。管程混合物質量流率為Wv = 5.05kg /s，混合物焓變 為△ H = 302 .5kJ /kg，則可得到熱流率Q =用了 NH = 5.05 x 302 .5 = 1527 .6kJ / s。則管 外熱水的質量流率應為q 1527 .6 x 10 3 7 = 18.19kg /s = 65470 kg /h。 m 4200

34、x(30 - 10 ) 假設傳熱系數為 500 W /(m 2 ? K)， 平均傳熱溫差 38.6 - 30 ln 38.6 - 10 竺二竺=E -30) y -10) = 16.64 k，則初步估計所需傳熱面積應為 ln旦 △t 2 1527 * * 10 3 = 183.6m 2。圓整后取A = 190 m 2，需要較大型的換熱器才可 500 x 16.64 以。 4. 2. 3 其它換熱設備的說明 所以不需要換熱器 所以也不需要換熱 由于塔底產品的出料溫度為47.88^，在釜液罐中停留時間為5天, 對其冷卻，也可使其自然冷卻至常溫。 塔頂產品的出料溫度為

35、38.60°C，在塔頂產品罐內停留時間為4天， 器對其冷卻，也可使其自然冷卻至常溫。 4. 泵的設計與選用 4. 3. 1 進料泵(兩臺，一用一備) 取進料液體流速為0.5m / s ，進料料液的 體積流量為 qv mF 2567 .2 =5.42 m 3 / h。 473 .7 ，進料管的內管徑D = 1： 5.42 4 x 3600 x 1000 = 61.9mm，圓整 兀 x 0.5 后可取D = 68 mm i 可用中75.5 x 3.75 mm無縫鋼管。進料液體的粘度^ = 0.068 mPa ? s， 68 x 0.5 x 473 .

36、7 則進料管內流體流動雷諾數Re =虹通° 0.068 x 10 -3 =236850。取管壁粗糙度 e = 0.2，則相對粗糙度￡ /d = 0.2/75.5 = 0.00265，再結合雷諾數，可查表得摩擦系數 人=0.026 個。 ，取進料管線長度l = 100 m，取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1 r r 、 、 100 + 20 0.52 0.026 x + 12 +(4 x 0.35 + 9.5； x 68 2 x 9.8 V V 1000 J 7 =0.73m 2 g P g u 2 △ P

37、 + f ，選取泵送實際高度差 AZ = 50m，則需要的實際揚程H =△ Z + — +?上+￡ h于=50.73 m，泵的有效揚程應 為H = 1.05 H = 53.3 m，再根據泵送的體積流量七=5.42 m 3/h，可選用MPH型臥式化工 流程泵（流量0.5 ~ 7.8m 3 /h，揚程15 ~130 m）即可。 4. 3. 2 回流泵（兩臺，一用一備） / s ， 回流液的體積流量為 取回流液體流速為0.5 q = qmD = 4.59 x 3600 = 37.55 m 3 /h。 V p 440 b 因q = — D 2 u，進料管的內管徑D, ~

38、= . x 1000 = 163 mm，圓整 兀u 兀x 0.5 后可取D = 170 mm，可用中180 x 5mm熱軋無縫鋼管。進料液體的粘度R = 0.066 mPa - s， i 170 x 0.5 x 440 則進料管內流體流動雷諾數Re = -^E =其00 = 5 66666。 口 0.066 x 10 -3 取管壁粗糙度 則相對粗糙度￡ /d = 0.2/170 = 0.0012，再結合雷諾數，可查表得摩擦系數 人=0.021 個。 ，取進料管線長度l = 150 m，取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1 r r ) ) 1

39、50 + 30 0.52 0.021 x + 12 +(4 x 0.35 + 9.5) x 170 2 x 9.8 l l 1000 J J f J =0.425 m 2 g p g ，選取泵送實際高度差 AZ = 90 m，則需要的實際揚程H = AZ + — + ^^― + Z h= 90 .425 m，泵的有效揚程應 為H = 1.05 H = 95.0m，再根據泵送的體積流量q^ = 37.55 m 3 / h，可選用HY型臥式化 工流程泵（流量1~ 200 m 3 /h，揚程15 ~ 220 m ）即可。 4. 3. 3

40、 釜液泵（一臺） 取釜液液體流速為0.5m / s ， 釜液的體積流量為 q =、= 4皿=41.3 m 3/h。 V p 440 b 因qv =：D 2u ,進料管的內管徑D ：4 q I 41.3 14 x :——360^ x 1000 = 171 mm , 圓整后 兀 X 0.5 可取D = 170 mm ,可用中180 x 5mm熱軋無縫鋼管。釜液體的粘度R = 0.066 mPa - s，則 i 170 d x 0.5 x 440 進料管內流體流動雷諾數Re = -^E =其00 = 566666。取管壁粗糙度e = 0-2， 口 0.066

41、 x 10 -3 則相對粗糙度￡ /d = 0.2/170 = 0.0012，再結合雷諾數，可查表得摩擦系數X = 0.021，取 釜液管線長度l = 10 m，取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個。 / 1 d 72 g P g r r ) \ 0.021 x + 12 +(4 x 0.35 + 9.5) 170 V V 1000 7 7 、 l + l △ P 2 u h + + 0.52 X 2 x 9.8 選取泵送實際高度差 =0.2 m △ Z = -3m，則需要的實際揚

42、程H = △ Z + — + + E ", = -2.8m，泵送的體積流量 qv = 41.3m 3 /h，此泵對揚程沒有要求，正常工作情況下，不需要此泵，在非正常工作和 停產工況下需要，可選用ZH型臥式化工流程泵（流量6.3 ~ 240 m 3/h，揚程4 ~ 86 m ）即 可。 進料管線取料液流速：u=0.5m/s則取管子規(guī)格。75.5X3.75。其它各處管線類似求得 如下： 管路設計結果表 名稱 管內液體流速（m/s） 管線規(guī)格（mm） 進料管 0.5 ?75.5X3.75 頂蒸氣管 15 ?180X5 頂產品管 0.5 ?60X3.5 回流管 0.5

43、 ?180X5 釜液流出管 0.5 ?48X3.5 儀表接管 / ?25 X 2.5 塔底蒸氣回流管 14 ?180X5 泵設備及主要參數 序號 位號 名稱 揚程/m 流量 m3/h 功率/kw 1 P-101 進料泵 54 5.5 0.8 2 P-102 釜液泵 10 42 1.1 3 P-103 回流泵 95 40 10.4 4 P-104 塔頂產品泵 20 3.5 0.2 5 P-105 塔底產品泵 20 2.1 0.11 第五章控制方案 精餾塔的控制方案要求從質量指標、產

44、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。 序號 位號 設備名稱 形式 主要參數 操作條件 1 T-101 精餾塔 浮閥塔 溫度40r壓力 1.72Mpa 2 E-101 塔頂冷凝器 分塊管 板式 3 E-102 塔底再沸器 分塊管 板式 4 E-103 進料預熱器 分塊管 板式 5 P-101 進料泵2臺 離心泵 Q=5.5m3/h H=54m 丙烯丙烷混合液 7 P-102 釜液泵1臺 離

45、心泵 Q=42m3/h H=10m 丙烷液 8 P-103 回流泵2臺 離心泵 Q=40m3/h H=95m 丙烯液 9 P-104 塔頂產品泵2臺 離心泵 Q=3.5m3/h H=10m 丙烯液 10 P-105 塔底產品泵2臺 離心泵 Q=2.1m3/h H=10m 丙烷液 11 V-101 原料中間罐 臥式 750m3 20 °C 1.72Mpa 12 V-102 回流罐 立式 15m3 40 C 1.72Mpa 13 V-103 塔頂產品罐 立式 360m3 20 C 1.72Mpa 14 V-1

46、04 塔底產品罐 立式 360m3 20 C 1.88Mpa 15 V-105 不合格產品罐 立式 650m3 20 C 1.88Mpa 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 PL(kg/m3) 1 FIC-01 進料流量控制 0~3000kg/h 丙烯、丙烷 2 FIC-02 回流定量控制 0~1500kg/h 丙烯 3 PIC-01 塔壓控制 0—3MPa 丙烯 4 HIC-02 回流罐液面控制 0—1m 丙烯 5 HIC-01 釜液面控制 0—3m

47、 丙烷 6 TIC-01 釜液溫控制 0—60° C 丙烷 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 F ——LV 兩相流動參數 A 降液管截面積，m2 G 質量流量，kg/h A ——0— 浮閥塔板閥孔總截面積，m2 H d 降液管內清液層高度，m A T 塔截面積，m2 H ' d 降液管內泡沫層高度，m b 液體橫過塔板流動時的平均寬度，m H ——T 塔板間距，m b 塔板上邊緣區(qū)寬度，m h —b 降液管底隙，m b ——d— 降液管

48、寬度，m u ——f 液泛氣速，m/s b s 塔板上入口安定區(qū)寬度，m h d 液體流過降液管底隙的阻力（以 清液層高度表示），m b' s 塔板上出口安定區(qū)寬度，m h f 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 h l 塔板上的液層阻力（以清液層高 度表示），m C 20 液體表面張力為20mN/m時的負荷因 子 h L 塔板上清液層高度，m C 0 孔流系數 h 0 干板阻力（以清液層高度表示）， m D 塔徑，m l 堰長，m d ——o— 閥孔直徑，m M 摩爾質量，kg/kmol d 液滴直徑，m P。 塔板阻力降，N/皿 —p— E 液流收縮系數 Q 熱流量，W E ——T— 塔板效率 N ——T 理論塔板數 e 單位質量氣體夾帶的液沫質量 N 實際塔板數 附錄二參考文獻