大連理工大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)丙烯塔頂浮閥1260

1、第一章 概述精餾是分離過(guò)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(jiǎn)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(jiǎn)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(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要

2、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(guò)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

3、組分物系的分離序列綜合問(wèn)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(jiǎn)介1. 精餾裝置流程精餾就是通過(guò)多級(jí)蒸餾，使混合氣、液兩相經(jīng)過(guò)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(guò)料管由精餾塔的某一位置（進(jìn)料板處）流入精餾塔內(nèi)，開(kāi)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(guò)塔板的浮閥上升，與沿降液管下降并橫向流過(guò)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

4、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(cè)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(wèn)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(cè)量?jī)x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(guò)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

5、置設(shè)置一定數(shù)量的閥門(mén)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. 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0.62.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

6、比系數(shù)：r/rmin=1.23.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?shù)诙?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：= , =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(duì)揮發(fā)度的確定逐板計(jì)算值（具體數(shù)據(jù)見(jiàn)文后數(shù)據(jù)表）最后取相對(duì)揮發(fā)度為= 1.192. 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=7.3

7、58，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/h3. 操作線方程精餾段操作方程: , =0.8983+0.09969提餾段操作方程：，=1.053-0.0010664.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(guò)逐板計(jì)算，由塔頂?shù)谝粔K板開(kāi)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：1

8、54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（42.96，1720 kpa）（52.1，1762 kpa）表面張力mn/m42.9652.1丙烷c3h8460.92 kg/m3442.9 kg/m33.82.6丙烯c3h6474.8 kg/m3451.8 kg/m34.6.294氣相 （42.96，1720kpa） （52.1，1762 kpa）丙烷c3h831.2 kg/m335.5 kg/m3丙烯c3h631.1 kg/m331.0 kg/m3設(shè)計(jì)中取氣相密度=31.1kg/m3 液相密度=474.5kg/m3液相表面張力取=2.6 mn/m2. 塔徑計(jì)算質(zhì)量流量

9、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(mài)=0.09842m/s又 =0.1366 /s所需氣體流道截面積a：=1.3883 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=

10、1.3854 m2實(shí)際操作氣速u(mài)=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=1.4m3. 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=69.3m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0.8m154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

11、）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=0.732=1.0248m 即為堰長(zhǎng)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

12、. 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/s浮閥數(shù)=70.85 取71個(gè)2. 浮閥排列方式 通過(guò)計(jì)算及實(shí)際試排確定塔盤(pán)的浮閥數(shù)n。在試排浮閥時(shí)，要考慮塔盤(pán)的各區(qū)布置，例如塔盤(pán)邊緣區(qū)寬度、液體進(jìn)出口的安定區(qū)寬度、以及塔盤(pán)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(kāi)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

13、孔，并按實(shí)際可能情況進(jìn)行調(diào)整來(lái)確定浮閥數(shù)n=66閥孔氣速 =1.7323 m/s動(dòng)能因子 =9.66板開(kāi)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(guò)大，應(yīng)使泛點(diǎn)0.80.82。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(zhǎng)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(guò)量的液沫夾帶。2. 塔板阻力計(jì)算（1）干板阻力臨界孔速 =1.5961 m/s

14、 < =1.7323m/s故應(yīng)按在浮閥全開(kāi)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=+=0.09522m3. 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(duì)密度=0.6，則可求降液管中泡沫層的高度=/=0.314m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

15、在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于35s，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(guò)量液沫夾帶線 在式=或是=中，已知物系性質(zhì)及塔盤(pán)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.

16、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)荷性能圖其中:操作點(diǎn)為 =491.76 m3/h=37.8 m3/h在可見(jiàn)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：17

17、20kpa（絕對(duì)壓力）壓力降=154*0.09522*474.5*9.8=68.19kpa塔底壓力：1788.19kpa（絕對(duì)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/10052.1壓力 （絕壓）/kpa1011788.19 =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

18、)粘度=0.075 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*10-32. 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=ttb =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(zhǎng)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，

19、則可以用式=、計(jì)算殼徑為0.8m 且取管程進(jìn)口管直徑= 0.21m，出口管直徑=0.3m3. 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/s2）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(zhǎng)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=

20、0.5868 kg/s用式計(jì)算傳熱管外單位潤(rùn)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)= 7703.5094）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= 0.00005125）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

21、圖（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=0.52）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(duì)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(duì)流沸騰因子= 2.275用式計(jì)算兩相對(duì)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.

22、20 w/(m2·k)（3）顯熱段和蒸發(fā)段的長(zhǎng)度 用式計(jì)算顯熱段長(zhǎng)度與傳熱管總長(zhǎng)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)=0.25時(shí)，用式計(jì)算lockhat-martinell參數(shù)= 0.8804用

23、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(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)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)算管程進(jìn)口管阻力=681.41 pa2） 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

24、·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 pa3）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)=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

25、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

26、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(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)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=

27、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(shuō)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(guò)程對(duì)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=0.71. 進(jìn)料罐（常溫貯料）20 丙烯 =526 kg/m3 丙烷 =500 kg/m3壓力取1.818mpa （絕對(duì)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 m32. 回流罐（40）=483 kg/m3 取停留時(shí)間為=

28、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 m3圓整為600 m34. 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

29、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/(m2k)傳熱面積=9.28m2圓整后取10 m22. 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4317.54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/(m2k)作為傳熱面積=119.7 m2圓整后取120 m23. 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2

30、514.84 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/(m2k)則傳熱面積=13.33 m2圓整后取14 m24. 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2517.41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

31、/(m2k)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(duì)粗糙度為/d=0.003re=2.47105查得=0.024去管路長(zhǎng)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= 5.23 m3/h選取泵揚(yáng)程為 60m，流量為30m3/h2. 回流泵（兩臺(tái)，一用一備）流體流速 u=0.5 m/s流體密度 =451.8k

32、g/m3 管路直徑d=0.151m取d=152mm粘度=0.066 mpa·s取=0.2，相對(duì)粗糙度為/d=0.00133re=5.13105查得=0.018取管路長(zhǎng)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/h3. 釜液泵（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(duì)粗糙度為/d=0.004re=7.26

33、105查得=0.036取管路長(zhǎng)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(shuō)明工作時(shí)不需要開(kāi)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 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0.5684塔頂蒸氣管14133×5塔頂產(chǎn)品管0.560×3回流管0.51525釜液流出管0.4452.5儀表接管/25×

34、;2.5塔底蒸汽回流管14159×4.5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(cè)上的困難，難以直接按產(chǎn)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l(kg/m3)1fic-01進(jìn)料流量控制03000kg/h丙烷、丙稀l=516.32fic-02回流定量控制01500kg/h丙稀l=469.83pic-01塔壓控制02mpa丙稀v=31.14hic-02回流罐液面控制01m丙稀l=474.55hic-01釜液面控制03m丙烷l=4456tic-01釜溫控制40

35、60丙烷l=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1t-101丙烯精餾塔浮閥塔d=1400mmnp=154h=87.235m操作溫度t=52.1操作壓力p=1788kpa2e-101原料預(yù)熱器管殼式換熱器q=8179.63 kg/ha=10m2tc1=20 tc2=45th1=90th2=703e-102塔t-101頂冷凝器管殼式換熱器q=39055.3 kg/ha=10m2tc1=10 tc2=30th1=th2=434e-103塔t-101再沸器立式熱虹吸式d=0.6m=20325*2.5*3000mmp=1788.19kpatc=52.1tb=1

36、005e-104塔頂產(chǎn)品冷卻器管殼式換熱器q=5512.5 kg/ha=14m2tc1=10 tc2=20th1=43th2=256e-105塔底產(chǎn)品冷卻器換熱器q=3047.14 kg/ha=7 m2tc1=10 tc2=20th1=52.1th2=257p-101進(jìn)料泵2臺(tái)離心泵he=60mq=30 m3/h丙烯、丙烷混合液8p-102釜液泵2臺(tái)離心泵he=-2.06mq=0.37 m3/h丙烷液9p-103回流泵2臺(tái)離心泵he=70mq=105 m3/h丙烯液10p-104塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵丙烯液11p-105塔底產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵丙烷液12v-101原料中間罐臥式丙烯、丙烷混合液13v-102回流罐臥式v=25 m3丙烯液14v-103塔頂產(chǎn)品罐立式600 m3常壓15v-104塔底產(chǎn)品罐立式350 m3常壓16v-105不合格