化工原理課程設計丙烯—丙烷精餾裝置設計(浮閥)

1、<p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p>　　丙烯---丙烷精餾裝置設計</p><p><b>　　學生：</b></p><p><b>　　班級：</b></p><p><b>　　學號：</b></p>

2、<p><b>　　指導老師：</b></p><p><b>　　前言</b></p><p>　　本設計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設備、管路設計和控制方案共七章。</p><p>　　說明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。</p&

3、gt;<p>　　鑒于設計者經驗有限，本設計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正</p><p>　　感謝老師的指導和參閱！</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　概述………………………………………………………3</p><p>　　方案流程簡介……………………………………………5

4、</p><p>　　精餾過程系統(tǒng)分析………………………………………7</p><p>　　再沸器的設計…………………………………………21</p><p>　　輔助設備的設計………………………………………30</p><p>　　管路設計………………………………………………37</p><p>　　控制方案……………

5、…………………………………40</p><p>　　設計心得及總結 …………………………………………………41</p><p>　　附錄一 主要符號說明……………………………………………42</p><p>　　附錄二 參考文獻…………………………………………………45</p><p><b>　　概述</b></

6、p><p>　　精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。</p><p><b>　　精餾塔</b></p><p>　　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

7、物中的組分得到高程度的分離。</p><p>　　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。</p><p>　　本設計為浮閥塔，浮閥的突出優(yōu)點是效率較高取消了結構復雜的上升管和泡罩。當氣體負荷較低時，浮閥的開度較小，漏夜量不多；氣體負荷較高時，開度較大，阻力又不至于增加較

8、大，所以這種塔板操作彈性較大，阻力比泡罩塔板大為減小，生產能力比其大。缺點是使用久后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮閥一般采用不銹鋼材料。</p><p><b>　　再沸器</b></p><p>　　作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液</p><p>　　兩相間的接觸傳質得以進行。</p>

9、<p>　　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</p><p>　　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。</p><p><b>　　立式熱虹吸特點：</b></p><p>　　▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 </p><p>　

10、　▲結構緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。</p><p>　　▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質。</p><p>　　▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。</p><p>　　冷凝器 （設計從略）</p><p>　　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

11、冷凝器是管殼式換熱器。</p><p>　　第二章 方案流程簡介</p><p><b>　　精餾裝置流程</b></p><p>　　精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經多次混合接觸和分離，并進行質量和熱量的傳遞，使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。</p><p><b>　　流程如下

12、：</b></p><p>　　原料（丙稀和丙烷的混合液體）經進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當

13、流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內作為氣相回流，而其液相則作為塔底產品采出。</p><p><b>　　工藝流程</b></p><p><b>　　物料的儲存和運輸</b></p><p>　　精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O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，運輸和預熱（或冷卻）所用原料

14、，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。</p><p><b>　　必要的檢測手段</b></p><p>　　為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。</p><p>　　另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。</p><p><b>　　3）

15、調節(jié)裝置</b></p><p>　　由于實際生產中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產要求，可設雙調節(jié)，即自動和手動兩種調節(jié)方式并存，且隨時進行切換。</p><p><b>　　設備選用</b></p><p>　　精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。</p><

16、;p><b>　　處理能力及產品質量</b></p><p>　　處理量： 70kmol/h</p><p>　　產品質量：（以丙稀摩爾百分數(shù)計）</p><p><b>　　進料：xf＝65％</b></p><p>　　塔頂產品：xD＝98％</p><p>　　

17、塔底產品: xw≤2％</p><p>　　第三章 精餾過程系統(tǒng)設計</p><p>　　——丙烯、丙烷精餾裝置設計</p><p><b>　　第一節(jié) 設計條件</b></p><p>　　1.工藝條件：飽和液體進料，進料丙烯含量xf＝65％（摩爾分數(shù)）</p><p>　　塔頂丙烯含量xD＝9

18、8％，釜液丙烯含量xw≤2％，總板效率為0.6。</p><p><b>　　2．操作條件：</b></p><p>　　1）塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓）</p><p>　　2）加熱劑及加熱方法：加熱劑——水蒸氣</p><p>　　加熱方法——間壁換熱</p><p>　　3）冷卻

19、劑：循環(huán)冷卻水</p><p>　　4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.6。</p><p><b>　　3．塔板形式：浮閥</b></p><p>　　4．處理量：qnfh=70kmol/h</p><p><b>　　5．安裝地點：大連</b></p><p>　　6．塔板

20、設計位置：塔頂</p><p>　　第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算</p><p><b>　　一 物料衡算</b></p><p><b>　　全塔物料衡算：</b></p><p><b>　　= + </b></p><p><b>　　=

21、+</b></p><p>　　=60 kmol/h ，=0.65 ,</p><p>　　=0.98 , =0.02</p><p>　　解得：=45.93 kmol/h ，=24.06 kmol/h</p><p>　　進料狀態(tài)混合物平均摩爾質量=0.98*42+0.02*44=42.04kg/kmol; =0.018*42

22、+0.982*44=43.964 kg/kmol;</p><p>　　二 塔內氣、液相流量：</p><p><b>　　塔內氣、液相流量：</b></p><p><b>　　1）精餾段：； </b></p><p><b>　　2）提餾段： </b></p&g

23、t;<p><b>　　三 熱量衡算</b></p><p>　　1） 再沸器加熱蒸氣的質量流量：</p><p>　　2） 冷凝器熱流量： </p><p>　　冷凝器冷卻劑的質量流量： </p><p>　　第三節(jié) 塔板數(shù)的計算</p><p>　　假設塔頂溫

24、度t=42.5 °C 塔頂壓力Pt=1.72MPa</p><p>　　查P-K-T圖得：kA=1.05 ；kB=0.92 </p><p>　　則α頂=kA/kB=1.05/0.92=1.141 ；</p><p>　　假設精餾塔的塔板數(shù)是143塊，每塊板的壓降為100mmH2O; 塔底壓力為P=1.86Mpa;</p><p>

25、　　塔頂溫度t=53 °C, kA=1.19 ；kB=1.03;</p><p>　　則α底=kA/kB=1.19/1.03=1.155</p><p><b>　　=1.148；</b></p><p>　　當Xe=0.65時，Ye=0.681;</p><p>　　Rmin==9.74 R=1.6Rmin=

26、15.59;</p><p>　　Nmin==56.39;</p><p>　　=0.75[1-()];</p><p>　　解得=87；==143；</p><p>　　進料位置： ==23.67；</p><p><b>　　=；</b></p><p><b&g

27、t;　　解得：=40</b></p><p>　　P=P+=1.72+0.1*9.8*37*0.001=1.756 Mpa</p><p>　　查表Pc=45.5 Tc=91.6°C </p><p>　　Pr=P/Pc=17.2/45.5=0.378</p><p>　　Tr=T/Tc==0.865</p&g

28、t;<p>　　查表Z=0.72 ===38.29</p><p>　　53°C純丙烷的=474</p><p>　　第四節(jié) 精餾塔工藝設計</p><p><b>　　物性數(shù)據(jù)</b></p><p>　　定性溫度T取塔頂溫度TD=316.1K，塔底溫度T2=325.23K的平均溫度320.65

29、K</p><p>　　液相密度ρL = 0.976*474.8+0.024*460.92=474.46688 kg/ m3</p><p>　　ρV =31*0.98+0.02*32.1=31.022 kg/ m3</p><p>　　液相表面張力：σ= 4.75*0.976+4.76*0.024=4.76 mN/m</p><p><

30、;b>　　初估塔徑</b></p><p>　　摩爾質量：Mv=0.98*42+0.02*44=42.04g/mol;</p><p>　　ML=0.976*42+0.024*44=42.048g/mol;</p><p><b>　　質量流量：</b></p><p>　　Wv=V·Mv=6

31、53.23*42.04/3600=7.63kg/s</p><p>　　WL=L·ML=613.86*42.048/3600=7.17kg/s</p><p>　　假設板間距HT=0.45m;</p><p>　　兩相流動參數(shù)： 0.267 </p><p>　　查《化工原理》（下冊）P107篩板塔

32、泛點關聯(lián)圖，得：C20=0.056</p><p>　　=4.9所以，氣體負荷因子： </p><p><b>　　=0.0423</b></p><p>　　液泛氣速： ＝0.143m/s</p><p><b>　　取泛點率0.7</b><

33、/p><p>　　操作氣速：u = 泛點率 ×uf=0.1 m/s</p><p>　　氣體體積流量= Wv/ρV=0.199 m3/s</p><p>　　氣體流道截面積： =1.99 m2</p><p>　　選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.09;</p><p>　　則A

34、/ AT=1- Ad / AT =0.91</p><p>　　截面積: AT=A/0.91=2.19 m2</p><p>　　塔徑： =1.67m</p><p>　　取整后，取D=1.6m</p><p>　　符合化工原理書P108表6.10.1及P110表6.10.2的經驗關聯(lián)</p><p&

35、gt;　　實際面積： =2 m2</p><p>　　降液管截面積：Ad=AT-A=0.18 m2</p><p>　　氣體流道截面積：A=AT(1-)=1.82 m2</p><p>　　實際操作氣速： = 0.11 m/s </p><p>　　實際泛點率：u / uf =0.77與所取0.7基本符合<

36、/p><p>　　則實際HT=0.45m，D=1.6m，uf =0.143m/s,u=0.11m/s,</p><p>　　AT =2 m2 ,A=1.82 m2 ,u / uf =0.77</p><p><b>　　塔高的估算</b></p><p>　　實際塔板數(shù)為Np，理論板數(shù)為NT=87（包括再沸器），其中精餾段4

37、0塊，提餾段47塊，則</p><p>　　Np=（NT-1）/0.6+1=90/0.6+1=143（塊）</p><p>　　實際精餾段為67-1=66塊；提餾段為77塊，塔板間距HT =0.45 m</p><p>　　有效高度：Z= HT ×（Np-1）=64m;進料處兩板間距增大為0.8m</p><p>　　設置8個人孔，

38、每個人孔0.8m</p><p>　　裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.8m.</p><p>　　設釜液停留時間為20min，</p><p>　　排出釜液流量= Wv/ρV=0.199 m3/s</p><p>　　密度為ρb =474kg/m3</p><p>　　釜液高度：ΔZ= /(

39、3* 1.62 )=0.026m 取其為0.03m </p><p>　　總塔高h=Z+8*(0.8-0.45)+5+1.5+1.8+0.03+2*(0.7-0.45)=77.95m</p><p>　　第五節(jié) 溢流裝置的設計</p><p><b>　　降液管（弓形）</b></p><p>　　由上述計

40、算可得：降液管截面積：Ad=A-AT = 0.18 m2</p><p>　　由/=0.087,查《化工原理》（下冊）P113的圖6.10.24可得：</p><p>　　lw/D=0.7所以，堰長lw=0.735D=1.119 m</p><p><b>　　溢流堰</b></p><p><b>　　取E近

41、似為1</b></p><p>　　則堰上液頭高： </p><p>　　41.11mm>6mm</p><p>　　取堰高hw=0.029m,底隙hb=0.035m</p><p>　　液體流經底隙的流速： </p><p><b>　　=0.383m/s<

42、/b></p><p>　　第六節(jié) 塔板布置和其余結構尺寸的選取</p><p>　　1.取塔板厚度б=4mm</p><p>　　進出口安全寬度bs=bs’=80mm</p><p>　　邊緣區(qū)寬度bc=50mm</p><p>　　由/=0.09,查《化工原理》（下冊）P113的圖6.10.24可得：<

43、/p><p>　　所以降液管寬度： =0.228m</p><p><b>　　=0.52m</b></p><p>　　r= =0.75m</p><p>　　有效傳質面積： </p><p>　　= 1.424 m2 &

44、lt;/p><p>　　采用F1Z-41型浮閥，重閥浮閥孔的直徑=0.039 m</p><p>　　初取閥孔動能因子=11，計算適宜的閥孔氣速</p><p><b>　　=1.78</b></p><p>　　浮閥個數(shù) =112</p><p><b>　　2.浮閥排列方式</b

45、></p><p>　　由于直徑較大，所以采用分塊式塔板，等腰三角形排列.</p><p>　　孔心距t=(0.907*(Aa/Ao))0.5 *=0.118m取t=100mm</p><p>　　浮閥的開孔率 6.6%<10%</p><p><b>　　=1.77</b></p><

46、;p>　　=9.621 所以=11正確</p><p>　　第七節(jié) 塔板流動性能校核</p><p><b>　　液沫夾帶量校核</b></p><p>　　=0.34<0.8 </p><p>　　由塔板上氣相密度及塔板間距查《化工單元過程及設備課程設計》書圖5-19得系數(shù)=0.120根據(jù)表5-11所提

47、供的數(shù)據(jù)，K可取K=1。</p><p>　　Z=D-2=1.2m</p><p><b>　　=1.64m2</b></p><p><b>　　=0.45<0.8</b></p><p>　　故不會產生過量的液沫夾帶。</p><p>　　塔板阻力hf的計算和核對&

48、lt;/p><p>　　塔板阻力hf= ho+hl+hσ</p><p><b>　　（1）干板阻力ho</b></p><p><b>　　臨界氣速</b></p><p><b>　　=1.424</b></p><p>　　因閥孔 氣速大于其臨界氣速，

49、所以在浮閥全開狀態(tài)計算干板阻力</p><p><b>　　=0.069</b></p><p>　?。?）塔板清夜層阻力hl </p><p>　　液相為碳氫化合物=0.5 </p><p><b>　　=0.0315 m</b></p><p>

50、;　?。?）克服表面張力阻力hσ</p><p>　　=0.0001046 m很小，一般忽略不計</p><p>　　以上三項阻力之和求得塔板阻力</p><p>　　hf= ho+hl+hσ=0.0563+0.041+0.0001046=0.1005m</p><p><b>　　降液管液泛校核</b></p&g

51、t;<p>　　Hd 可取Δ=0</p><p>　　液體通過降液管的阻力主要集中于底隙處，近似取=3則得</p><p>　　=0.011755m液柱</p><p>　　則 Hd =0.159 m液柱</p><p>　　

52、取降液管中泡沫層相對密度：Φ=0.5</p><p>　　則Hd’= =0.319m液柱</p><p>　　HT+hw=0.45+0.029=0.429m> Hd’ 所以不會發(fā)生液泛。</p><p>　　液體在降液管中的停留時間</p><p>　　液體在降液管中的停留時間應大于3-5s</p>

53、<p>　　=4.935s>5s 滿足要求,則可避免嚴重的氣泡夾帶。</p><p><b>　　嚴重漏液校核</b></p><p>　　當閥孔的動能因子低于5時將會發(fā)生嚴重漏夜，故漏液點的氣速可取=5的相應孔流氣速</p><p>　　=0.808 m/s</p><p>　　=2.19＞1.5

54、 </p><p><b>　　滿足穩(wěn)定性要求</b></p><p><b>　　第八節(jié) 負荷性能圖</b></p><p>　　以氣相流量為縱坐標，液相流量為橫作標</p><p><b>　　過量液沫夾帶線</b></p><

55、p>　　根據(jù)前面液沫夾帶的較核選擇表達式：</p><p>　　由此可得液沫夾帶線方程：</p><p>　　=0.4875-5.514 </p><p><b>　　此線記作線（1）</b></p><p><b>　　液相上限線</b></p><p>　　對于平直

56、堰，其堰上液頭高度必須大于0.006m，</p><p><b>　　取</b></p><p>　　=0.006m ，即可確定液相流量的下限</p><p>　　取E=1，代入 lw，可求得lw的值，則 </p><p>　　Lh=3.07*lw=3.44m/h</p><p>　　此線記作線（

57、2）----與縱軸平行</p><p>　　3. 嚴重漏液線</p><p>　　當閥孔的動能因子低于5時將會發(fā)生嚴重漏夜，故取時，計算相應氣相流量</p><p><b>　　則 =326.38</b></p><p>　　此線記作線（3）—— 與橫軸平行</p><p><b>

58、　　液相上限線</b></p><p><b>　　58.32</b></p><p>　　由上述關系可作得線（4）</p><p><b>　　漿液管液泛線</b></p><p>　　令 </p><p>&

59、lt;b>　　將 </b></p><p>　　其中 Δ=0 為避免降液管液泛的發(fā)生，應使</p><p>　　…………………………………（*）。</p><p><b>　　其中 =0.05 </b></p><p>　　hf= ho+hl+hσ其中hσ可忽略不記</p><

60、;p>　　將各式代入（*）式可得液泛方程線：</p><p>　　1.34* 10-5 *=0.1755-2.63** qLh2/3-7.68** qLh </p><p><b>　　此線記作線（5）</b></p><p>　　計算降液管液泛線上的點：如表所示</p><p>　　第四章 再沸器的設計</

61、p><p>　　一 設計任務與設計條件</p><p>　　1．選用立式熱虹吸式再沸器</p><p>　　其殼程以水蒸氣為熱源，管程為塔底的釜液。釜液的組成為（摩爾分數(shù)）丙稀=0.02，丙烷=0.98</p><p>　　塔頂壓力：1.72MPa</p><p>　　塔底壓力Pw=1720+ Np×hf <

62、;/p><p>　　=1720+142×0.0973×474.46688×9.807×10－3=1788.36KPa</p><p>　　2．再沸器殼程與管程的設計</p><p><b>　　物性數(shù)據(jù)</b></p><p>　　殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)：</p&

63、gt;<p>　　潛熱：rc=2319.2</p><p>　　熱導率：λc =0.6725w/(m*K)</p><p>　　粘度：μc =0.5294mPa·s</p><p>　　密度：ρc =958.1kg/m3</p><p>　　管程流體在（54℃ 1.788MPa）下的物性數(shù)據(jù)：</p>&

64、lt;p><b>　　潛熱：rb=330</b></p><p>　　液相熱導率：λb =0.082w/(m·K)</p><p>　　液相粘度：μb =0.07mPa·s</p><p>　　液相密度：ρb =442.8kg/m3 </p><p>　　液相定比壓熱容：Cpb=3.19

65、83;K</p><p>　　表面張力：σb＝0.00394N/m</p><p>　　氣相粘度：μv =0.0088mPa·s</p><p>　　氣相密度：ρv =47.19kg/m3 </p><p>　　蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.00025 m2 K/kg</p><p><b>

66、　　二 估算設備尺寸</b></p><p>　　熱流量： = Mw·V’ ·rb·1000/3600</p><p>　　= 2633400w</p><p>　　傳熱溫差： =46℃</p><p>　　假設傳熱系數(shù)：K=850W/( m2 K)</p&g

67、t;<p>　　估算傳熱面積Ap =67.35 m2 </p><p>　　擬用傳熱管規(guī)格為：Ф25×2mm,管長L=3m</p><p>　　則傳熱管數(shù)： =286 </p><p>　　若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;</p><p>　　b=2a+

68、1 得：b=18.6</p><p>　　管心距：t=32mm</p><p>　　則 殼徑： =638m</p><p>　　取 D= 0.600m</p><p>　　取 管程進口直徑：Di=0.25m</p><p>　　管程出口直徑：Do=0.35m</p>

69、;<p><b>　　三 傳熱系數(shù)的校核</b></p><p>　　1．顯熱段傳熱系數(shù)K</p><p>　　假設傳熱管出口汽化率 Xe=0.22</p><p>　　則循環(huán)氣量： </p><p>　　=36.27kg/s</p><p>　　計算顯熱段管內傳熱膜系數(shù)

70、αi</p><p>　　傳熱管內質量流速： </p><p>　　di=25-2×2=21mm</p><p>　　= 366.17kg/( m2? s)</p><p>　　雷諾數(shù)： = 109851.7>10000</p><p>　　普朗特數(shù)：

71、=2.73</p><p>　　顯熱段傳熱管內表面系數(shù)： </p><p>　　= 1445.43w/( m2 K)</p><p>　　殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算αo</p><p>　　蒸氣冷凝的質量流量： = 1.1354kg/s</p><p>　　傳熱管外單位潤濕周邊上凝液

72、質量流量：</p><p>　　=0.051 kg/(m? s)</p><p><b>　　= 381.94</b></p><p>　　管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： </p><p>　　= 5540.36w/ (m2 K)</p><p>　　3) 污垢熱阻及

73、管壁熱阻</p><p>　　沸騰側：Ri=0.000176 m2? K/w</p><p>　　冷凝側：Ro=0.00009m2? K/w</p><p>　　管壁熱阻：Rw= 0.000051 m2? K/w</p><p><b>　　4）顯熱段傳熱系數(shù)</b></p><p>　　=735

74、.8w/( m2? K)</p><p>　　2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算</p><p>　　傳熱管內釜液的質量流量：Gh=3600 G =1318220.97 kg/( m2? h)</p><p>　　Lockhut-martinel參數(shù)：</p><p><b>　　Xe=0.22時：</b></p>

75、<p>　　在X=Xe 的情況下</p><p><b>　　=1.268569</b></p><p>　　則1/Xtt=0.7969</p><p>　　再查圖3－29，αE=0.1</p><p>　　X=0.4 Xe=0.088時</p><p><b>　　=0

76、.304728</b></p><p>　　查設計書P96圖3－29</p><p><b>　　得：α’=0.8</b></p><p>　　2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：α=(αE+α’)/2=0.45</p><p>　　泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):</p><p>　　=6293.4w/(

77、m2? K)</p><p>　　3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：</p><p>　　= 1342.7w/( m2? K)</p><p>　　沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE</p><p>　　對流沸騰因子 ： = 1.93</p><p>　　兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):

78、 </p><p>　　= 2589.05w/( m2? K)</p><p>　　沸騰傳熱膜系數(shù)： = 5421.08 w/( m2? K)</p><p>　　= 1324.4 w/( m2? K)</p><p>　　3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 </p><p><b

79、>　　=0.02</b></p><p>　　LBC =0.274872L= 0.06</p><p>　　LCD =L- LBC =2.94</p><p>　　4．傳熱系數(shù) = 1312.84m2 </p><p>　　實際需要傳熱面積：

80、 = 43.61m2</p><p>　　5．傳熱面積裕度： = 54%>30%</p><p>　　所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求</p><p><b>　　四 循環(huán)流量校核</b></p><p>　　1．循環(huán)系統(tǒng)推動力：</p><p>　　1）當X=

81、Xe/3= 0.073時</p><p><b>　　=3.94</b></p><p>　　兩相流的液相分率： = 0.3954</p><p>　　兩相流平均密度： = 203.61kg/m3</p><p>　　2）當X=Xe=

82、0.22</p><p>　　= 1.268569</p><p>　　兩相流的液相分率： = 0.2333</p><p>　　兩相流平均密度： </p><p>　　= 139.49kg/m3</p><p>　　根據(jù)課程

83、設計表3－19 得：L=0.8m,</p><p>　　則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： </p><p>　　=5804.33pa</p><p>　　2．循環(huán)阻力⊿Pf：</p><p>　?、俟艹踢M出口阻力△P1 </p><p>　　進口管內質量流速： =738.94

84、kg/(m2·s)</p><p>　　釜液進口管內流動雷諾數(shù)： = 2639078.374</p><p>　　進口管內流體流動摩擦系數(shù)： </p><p><b>　　=0.015</b></p><p>　　進口管長度與局部阻力當量長度：</p>&l

85、t;p><b>　　=29.298m</b></p><p>　　管程進出口阻力: =1084.44Pa</p><p>　　傳熱管顯熱段阻力△P2 </p><p>　　=366.17kg/(m2·s)</p><p>　　=109851.74</p>&

86、lt;p><b>　　=0.0214</b></p><p><b>　　= 9.12Pa</b></p><p>　　傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3 </p><p>　　氣相流動阻力△Pv3</p><p>　　G=366.17kg/(m2·s) 取X=2/3Xe 則</p>

87、<p>　　=53.7kg/(m2·s)</p><p>　　=128160.37</p><p><b>　　=0.021</b></p><p><b>　　=89.5Pa</b></p><p>　　液相流動阻力△PL3</p><p>　　GL

88、=G-Gv=312.67kg/(m2·s)</p><p>　　=745660.34</p><p><b>　　=0.0167</b></p><p><b>　　=257.78Pa</b></p><p>　　= 2516.52Pa</p><p>　?、芄軆葎?/p>

89、能變化產生阻力△P4</p><p>　　動量變化引起的阻力系數(shù):`</p><p><b>　　= 2.2</b></p><p><b>　　= 666.17</b></p><p>　?、莨艹坛隹诙巫枇Α鱌5 </p><p>　　氣相流動阻力△Pv5</p>

90、;<p>　　= 377.01kg/(m2·s) </p><p>　　=82.94kg/(m2·s)</p><p>　　管程出口長度與局部阻力的當量長度之和：</p><p><b>　　= 40.79m</b></p><p><b>　　=3298847</b&g

91、t;</p><p><b>　　=0.015</b></p><p><b>　　=39.52pa</b></p><p>　　液相流動阻力△PL5</p><p>　　=294.07 kg/(m2·s)</p><p>　　= 1470343.7</p&g

92、t;<p><b>　　=0.0157</b></p><p>　　= 178.53Pa</p><p>　　= 1442.387Pa</p><p>　　所以循環(huán)阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5=5718.64pa 又因△PD=5804.33Pa</p><p&g

93、t;　　所以 =1.014</p><p>　　循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明所設的出口汽化率Xe基本正確，因此所設計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 </p><p>　　第五章 輔助設備設計</p><p><b>　　一 輔助容器的設計</b></p><p>　　容器填充系數(shù)?。?/p>

94、 =0.7</p><p>　　1．進料罐（常溫貯料）</p><p>　　20℃丙稀 ρL1 =522kg/m3 </p><p>　　丙烷 ρL2 =500kg/m3 </p><p>　　壓力取1.73947MPa</p><p>　　由上面的計算可知 進料 Xf=65% </p><

95、;p>　　丙稀的質量分率：Mf=63.93% </p><p>　　則 </p><p>　　=513.84kg/m3</p><p>　　進料質量流量qmfh=kg/h</p><p>　　取 停留時間：為4天，即=96h</p><p>　　進料罐容積：

96、 797.82m3</p><p>　　圓整后 取V=798 m3</p><p><b>　　kg/m3 </b></p><p>　　質量流量qmLh=405.62*42.04 =17052.2648kg/h</p><p>　　則體積流量：=35.9398</p><p&g

97、t;　　設凝液在回流罐中停留時間為10min，填充系數(shù)=0.7</p><p>　　則回流罐的容積 /60=8.55</p><p><b>　　取V=9</b></p><p><b>　　3．塔頂產品罐</b></p><p>　　質量流量qmDh=3

98、600qmDs =qnD 42.04</p><p><b>　　體積流量：=</b></p><p>　　產品在產品罐中停留時間為=120h，填充系數(shù)=0.7</p><p>　　則產品罐的容積 =697.76</p><p><b>　　取V=698</b>&

99、lt;/p><p><b>　　釜液罐</b></p><p>　　取停留時間為5天，即=120h ，釜液密度為</p><p><b>　　摩爾流量：</b></p><p>　　質量流量qmWh=43.964 </p><p>　　則釜液罐的容積

100、 409.2</p><p><b>　　取V=410</b></p><p><b>　　二 傳熱設備</b></p><p><b>　　1．進料預熱器</b></p><p>　　用80℃水為熱源，出口約為50℃走殼程</p>&l

101、t;p>　　料液由20℃加熱至46.22℃，走管程傳熱溫差：</p><p>　　管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h</p><p>　　管程液體焓變：ΔH=401kJ/kg</p><p>　　傳熱速率：Q= qmfsΔH=2989×401/3600=332.94kw</p><p>　　殼程水焓變

102、：ΔH’=125.6kJ/kg</p><p>　　殼程水流率：q=3600 Q/ΔH’=9542.9kg/h</p><p>　　假設傳熱系數(shù)：K=650w/(m2?K)</p><p><b>　　則傳熱面積：</b></p><p>　　圓整后取A=6m2 </p><p><b>

103、;　　2.頂冷凝器</b></p><p>　　擬用0℃水為冷卻劑，出口溫度為30℃走殼程。</p><p>　　管程溫度為43.1℃</p><p>　　管程流率：qmVs=18983.49kg/h</p><p>　　取潛熱r=353.53kJ/kg</p><p>　　傳熱速率：Q= qmVs?r=1

104、864.07kw</p><p>　　殼程取焓變：ΔH=125.8kJ/kg</p><p>　　則殼程流率：qc=Q/ΔH=53343.9kg/h</p><p>　　假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2?K)</p><p>　　則傳熱面積： </p><p>　　圓整后 取A=114m2</

105、p><p><b>　　3.頂產品冷卻器</b></p><p>　　擬用0℃水為冷卻劑，出口溫度為20℃走殼程。管程溫度由43.1℃降至25℃</p><p>　　管程流率：qmDs = 1931.2kg/h ; </p><p>　　取潛熱：r=306.38kJ/kg</p><p&g

106、t;　　則傳熱速率：Q= qmDs?r=164.36kw</p><p>　　殼程焓變：ΔH=83.9kJ/kg</p><p>　　則殼程流率：qc=Q/ΔH=7052.23kg/h</p><p>　　假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2?K)</p><p>　　則傳熱面積 </p>

107、;<p>　　圓整后 取A=11m2</p><p><b>　　4.液冷卻器</b></p><p>　　擬用0℃水為冷卻劑，出口溫度為20℃。走殼程。</p><p>　　管程溫度由52.23℃降到25℃</p><p>　　管程流率：qmWs=1057.88kg/h</p><p&

108、gt;　　丙烷液體焓變：ΔH =284kJ/kg</p><p>　　傳熱速率：Q= qmVs?ΔH =83.45kw</p><p>　　殼程取焓變：ΔH’=83.9kJ/kg</p><p>　　則殼程流率：qc=Q/ΔH=3580.9kg/h</p><p>　　假設傳熱系數(shù)：K=650 w/(m2?K)</p><

109、p>　　則傳熱面積： </p><p>　　圓整后 取A=5m2</p><p><b>　　三.泵的設計</b></p><p>　　1．進料泵(兩臺，一用一備)</p><p>　　液體流速：u=0.5m/s，選φ70×3.0，do=0.064m=64mm</p><

110、;p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2</b></p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.003125</p><p>　　查得：λ=0.026</p><p&g

111、t;　　取管路長度：L =120m </p><p>　　取90度彎管2個（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個=15d，一個90度彎頭，進入突然縮小，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981</p><p><b>　　m</b></p><p><b>　　取，1.64</b></p

112、><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =5.788m3/h</p><p>　　選取泵的型號：AY 揚程：30～650m 流量：2.5～600m3 /h</p><p>　　2．回流泵（兩臺，一備一用）</p><p>　　實際液體流速：u=0.5m/s，選φ108

113、×4，</p><p>　　管路直徑：d=0.1m=100mm</p><p>　　液體密度： </p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p>　　取ε=0.2，相對粗糙度：ε/d=0.002</p><p>　　查得：λ=0

114、.0228</p><p>　　取管路長度：l=120m </p><p>　　取90度彎管4個，其中吸入管裝吸濾筐和底閥排出管中截止閥一個=15d，進入突然縮小，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981</p><p><b>　　取，忽略不計。</b></p><p><b>　　則</b>&

115、lt;/p><p>　　qVLh =14.14m3/h</p><p>　　選取泵的型號：Y 揚程：60～603m 流量：6.25～500m3 /h</p><p>　　3.釜液泵（兩臺，一備一用）</p><p>　　實際液體流速：u=0.5m/s選φ32×2.5，</p><p>　　管路直徑：d=0.

116、027m=27mm</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2</b></p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.0074</p><p>　　查得：λ=

117、0.033</p><p>　　取管路長度：l=60m</p><p>　　取90度彎管2個（），其中吸入管裝吸濾筐和底閥，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個=15d，一個90度彎頭，進入突然縮小，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981</p><p><b>　　取，</b></p><p><b>　　

118、則</b></p><p>　　qVLh =0.824m3/h</p><p>　　該處泵揚程為負值，說明正常工作時無須使用該泵，但在非正常工作或者停止工作時，需使用該泵，不可忽略。</p><p><b>　　第六章 管路設計</b></p><p><b>　　1．進料管線</b>

119、</p><p>　　取料液流速：u=0.5m/s 體積流量V=0.001608</p><p><b>　　則=0.064m</b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф70×3的管材。其內徑為0.064 m</p><p><b>　　2．塔頂蒸汽管：</b></p><

120、;p>　　取原料流速：u=12m/s 體積流量：V=611.94</p><p><b>　　則=0.134 m</b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф152×8.5 . 其內徑為0.135m，其實際流速為</p><p>　　u==11.88m/s</p><p><b>　　塔頂產品管&l

121、t;/b></p><p>　　取原料流速u=0.4m/s，其體積流量：V=4.07</p><p><b>　　則=0.060m</b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф68×4. 其內徑為0.060 m，其實際流速為</p><p><b>　　u==0.4m/s</b><

122、/p><p><b>　　回流管</b></p><p>　　取原料流速：u=0.7m/s 體積流量：V=35.95</p><p><b>　　則=0.135m</b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф152×8.5 . 其內徑為0.135m，其實際流速為</p><p&

123、gt;　　u==0. 7m/s</p><p><b>　　5．釜液流出管</b></p><p>　　取原料流速：u=0.3m/s 體積流量：V=2.387</p><p><b>　　則=0.053 m</b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф60×3.5. 其內徑為0.053 m。&

124、lt;/p><p><b>　　6．儀表接管</b></p><p>　　選管規(guī)格：Ф32×3 .</p><p><b>　　7．塔底蒸汽回流管</b></p><p>　　取原料流速：u=10m/s 體積流量：V=511.66</p><p><b>　　

125、則=0.135 m</b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф152×8.5 . 其內徑為0.135m，所求各管線的結果如下：</p><p><b>　　第七章 控制方案</b></p><p>　　精餾塔的控制方案要求從質量指標、產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，

126、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。</p><p>　　將本設計的控制方案列于下表</p><p><b>　　設計心得及總結</b></p><p>　　兩周的設計在忙碌間走過，回想起來，其過程是痛苦、曲折卻又有著深刻意義，在進行各種計算以及參數(shù)選擇的時候，常常遇到進退兩難或者無從下手的情況，這對于我們是一個考驗，因為我

127、們沒有選擇，要想穴道真正的應用知識，這是一次很好的鍛煉機會，所以，我們要堅持，要硬著頭皮做下去。問題在我們的努力下是總會得以解決的，只要付出努力，當你的迷茫達到一定的時候，就必然會走向成功。雖然在此過程，我們或許在有些時候選擇了一個錯誤的方向，遇到很多的困難，但是即使很困擾，即使很緩慢，終究也會勝利的，那些付出依然也是有價值的。錯了不怕，要從中學到經驗，只要能掌握課本上我們難以學到的，難以掌握的最大的收獲。因為從書本上的理論知識到真正的

128、生產實踐，期間的距離真是相差很遠。</p><p>　　雖然我們困難不斷，但是這次課程設計完成后，我發(fā)現(xiàn)我對于化工原理知識的了解上升到了一個新的層面，能夠深刻的了解設計原理和設計步驟等等。而且，通過做設計，我還復習并掌握了許多計算機知識，例如EXCEL，WORD, CAXA等等?？傊ㄟ^這次課程設計，豐富了我各個方面的知識，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設計中的錯誤與不足之處，使我能不斷提高進步。<

129、;/p><p>　　附錄一 主要符號說明</p><p><b>　　下標</b></p><p><b>　　附錄二 參考文獻：</b></p><p>　　1.《化工單元過程及設備課程設計》，匡國柱、史啟才主編，化學工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　2.《化學化工

130、物性數(shù)據(jù)手冊》劉光啟，劉杰主編，化學化工出版社，2002年。</p><p>　　3.《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。</p><p>　　4.《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，化學工業(yè)出版社，1982年。</p><p>　　5.《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》，（續(xù)篇），馬沛生，化學工業(yè)出版社，1982年。</p>