化工原理优秀课程设计.docx

化工过程和设备课程设计I

丙烯-丙烷精馏装置及其辅助设备
设计

班 级：化工1402
学 生 姓 名：张雪林
学 号：41053
指 导 教 师：全部健 姜晓滨 张磊
完 成 日 期：7月1日

大连理工大学
Dalian University of Technology

前 言
化工原理课程是化学化工专业学生专业基础课程，作为化工专业出身学生，学好化工原理相关知识对以后从事化工专业相关工作及深入深造科研全部有着很关键意义。经过十二个月化工原理基础知识学习，我们已经基础了解了化工原理在化工生产中关键应用，同时也基础掌握了最基础化工过程计算方法和设计原理。
本设计说明书关键包含概述、方案步骤介绍、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计、控制方案和经济核实等部分，对丙烯-丙烷精馏装置进行了具体分析设计计算和校核，对于再沸器、辅助设备和管路设计也做了具体设计说明和校对。经过此次化工原理课程设计，完成了对丙烯-丙烷精馏装置设计和计算，此次课程设计既是对化工原理课程学习一个总结，充足利用所学理论知识，也为以后从事化工相关行业工作打下良好基础，在加深对所学知识认识和了解同时，也将所学知识应用到实际化工生产设备设计计算之中，锻炼了将理论应用于实际和理论联络实际能力，相信课程设计在以后学习、工作中全部会起到良好作用。
鉴于设计者经验和水平有限，本设计说明书中还存在很多问题和不足，期望老师给指导和帮助。

目 录

1 丙烯——丙烷精馏过程工艺及设备概述
精馏是分离液体混合物（含可液化气体混合物）最常见一个单元操作，在化工、炼油、石化等工业中得到广泛应用。精馏过程是在能量分离剂驱动下（有时外加质量分离剂），利用液相混合物中各组分挥发度不一样，使气、液两相数次直接接触和分离，在此过程中易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分分离。该过程是同时传热、传质过程。为实现精馏过程，必需为该过程提供物流贮存、输送、传热、分离、控制等设备、仪表。由这些设备仪表等组成精馏过程生产系统称为精馏装置。
1.1 设计目标和意义
此次设计是为了确定一套年处理量为5×105 kmol丙烯—丙烷精馏装置设备尺寸及性能参数，以取得较大生产能力及较高生产效率，并尽可能节省能源，降低污染并得到较高经济效益。
1.2 方案确实定和论证
1.2.1 精馏塔介绍
精馏塔是精馏装置关键设备，气、液两相在塔内多级接触进行传质、传热，实现混合物分离，为确保精馏过程能稳定、高效地操作，适宜塔型及合理设计是十分关键。
精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中组分得到高程度分离。
根据塔内件结构，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量塔盘，气体以鼓泡或喷射形式穿过塔盘上液层使两相亲密接触，进行传质。两相组分浓度沿塔高呈阶梯式改变。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相气体自下而上流动，和液体逆流传质。两相组分浓度沿塔高呈连续改变。
本设计选择是板式塔。和填料塔相比较，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较轻易进行；因为所设计塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济部分；而且，板式塔重量较轻。所以，在此次设计中，设计者选择了板式塔。

表1.1 板式塔和填料塔性能比较
项目
板式塔
填料塔
压力降
大
小，适于要求压力降小场所
空塔气速
小
大
塔效率
稳定，大塔比小塔有所提升
塔径在Φ1400mm以下效率较高；
塔径增大，效率常会下降
液气比
适应范围较大
对液体喷淋量有一定要求
持液量
较大
较小
安装维修
较轻易
较困难
造价
直径大时通常比填料塔低
直径小于Φ800mm,通常比板式塔廉价；
直径增大，造价显著增加
重量
较轻
重
材质要求
通常见金属材料制作
可用非金属耐腐蚀材料

1.2.2 常见塔板类型比较
（1）筛板塔板：突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很轻易漏液、操作弹性小，且易堵塞，应用不广。经过长久研究发觉，只要设计合理和操作合适，筛板仍能满足生产上所要求操作弹性，而且效率较高。现在已成为应用日趋广泛一个塔板。
（2）泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且含有较高塔板效率，操作弹性较大，不易堵塞，对物料适应性强，长久以来应用较广。但泡罩塔板生产能力不大，结构过于复杂，不仅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年来在很多场所已逐步为其它型式塔板所替换。
（3）浮阀塔板：浮阀塔板是综合了泡罩和筛板优点研制出来。这种塔操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为降低，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔板效率高。关键缺点是浮阀使用久后，因为频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常见浮阀有F1和V4型两种，后者用于减压塔。
在众多类型板式塔中，设计者选择了单溢流型浮阀塔板板式塔，相比较其它类型板式塔，浮阀塔板因为其开度可依据气体经过阀孔气速自动调整，所以能够保持较低操作气速而不发生严重漏液，在较高气速下不产生过大气流阻力，所以采取浮阀塔板板式塔操作弹性大，生产能力大，塔板效率高。总而言之，设计者选择其作为分离设备原因。
1.2.3 操作回流比
精馏塔在开车时原料由进料板加入，或有开车前将料液直接加入釜中。当釜中料液达成合适液位时，再沸器开始加热，使液体部分汽化返回塔内。塔底气相沿塔上升至塔顶，再由塔顶冷凝器将其全部冷凝。开车初始阶段将凝液全部返回塔顶做回流液，即全回流。塔顶回流液沿塔下降，在下降过程中和塔底上升蒸汽数次逆向接触和分离。只要塔板数足够多，塔顶液相回流量足够大，在塔顶即可取得所要求纯度易挥发组分产品。塔底上升蒸汽和塔顶液体回流是精馏过程连续进行必需条件。回流是精馏和一般蒸馏本质区分。
精馏过程回流比是一个关键设计和操作参数，直接关系到设备投资和操作费用大小。
当其它条件不变时，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器热流量均随之增加，使设备费用和操作费用增加。因回流比R增大，使精馏段操作线斜率增大而远离平衡线，每块板分离能力提升，使得完成相同分离要求所需理论板数NT降低，精馏塔高度随之降低。不过因为回流比R增大，使塔内气、液相流量增大，引发辅助设备尺寸增大，塔径变大和塔板结构改变，从而影响到设备投资费用。
由此可见，操作回流比改变对精馏装置生产成本影响是双重，故在设计时存在操作回流比优选问题。适宜回流比指操作费用和设备费用之和最小时对应回流比，需进过衡算来决定，其正确值通常较难确定。初步设计时可取经验数据，工程设计通常取1.2~2.0倍最小回流比。本设计中，设计者选择操作回流比为最小回流比1.4倍。
1.2.4 压力选择
精馏塔设计和操作全部是基于一定塔压下进行，所以通常精馏塔总是首先要保持操作压力恒定。塔压改变对塔操作将产生以下影响：影响产品质量和物料平衡。 改变操作压力，会改变组分间相对挥发度，将使每块板上气液平衡组成发生改变。压力增加，组分间相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。
另外，操作压力对精馏塔所用热源及冷剂品味影响较大，而低温冷剂较难获取，其成本常高于热源成本，所以应尽可能避免使用高端冷剂。通常选择常压操作。假如常压操作时，塔顶蒸汽露点低于常温，则应合适提升塔操作压力，使塔顶蒸汽露点升至常温以上，采取冷却水就能将塔顶蒸汽全部冷凝，此压力即适宜操作压力。不过，压力提得过高，将造成设备投资过大，所以应权衡操作费用和设备投资，选择一个适宜操作压力。然而，有时为了实现蒸馏在系统中能量集成，需依据热源用户所需温位，经过严格模拟计算，来确定该塔顶蒸汽提至所需温位时对应操作压力。本设计中常压下丙烯丙烷需低温冷冻方可实现精馏操作。为避免使用高端冷剂，设计者选择塔顶压力1.62MPa（表压）加压条件进行设计。
1.2.5 再沸器
再沸器作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。再沸器多和精馏塔适用，再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间一个特殊换热器，从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常再沸器中部分液相被汽化。形成两相流被送回到塔中：气相组分向上经过塔盘、液相组分回塔底。
再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包含热虹吸式和强制循环式两种，卧式分为热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器、内置式再沸器四种。
此次设计采取立式热虹吸式再沸器是一垂直放置管壳式换热器。液体在自下而上经过换热器管程时部分汽化，由在壳程内载热体供热，它含有以下多个特点：将釜液和换热器传热管中气液混合物密度差作为循环推进力，使得釜液在精馏塔底和再沸器间流动循环；能得到很高传热系数；结构紧凑、配管简单、占地面积小；在加热区内停留时间短，不易结垢，调整轻易，设备及运行费用低。因为壳程不能机械清洗，造成修理和维修难度增加，不宜高粘度、或脏传热介质；塔釜提供气液分离空间和缓冲区。立式热虹吸再沸器仅在循环量大时相当于一块理论板。同时因为是立式安装，所以增加了精馏塔裙座高度。
丙烯—丙烷装置再沸器热源可采取热水或热蒸汽，而因为蒸汽其相对轻易生产、输送、控制，而且含有较高冷凝潜热和较大表面传热系数。所以，本设计采取是1 atm，100 ℃下饱和水蒸气。
1.2.6 冷凝器
用以将塔顶蒸汽冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其它作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间接触传质得以进行，最常见冷凝器是管壳式换热器。本设计用循环水作为冷却剂。
2 方案步骤
2.1 精馏装置步骤
精馏就是经过多级蒸馏，使混合气液两相经数次混合接触和分离，并进行质量和热量传输，使混合物中组分达成高程度分离，进而得到高纯度产品。
步骤以下：原料（丙烯和丙烷混合液体）经进料管由精馏塔中某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中料液建立起合适液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中和来自塔底上升蒸气数次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。
2.2 工艺步骤
2.2.1 物料储存和运输
精馏过程必需在合适位置设置一定数量不一样容积原料储罐、泵和多种换热器，以临时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而确保装置能连续稳定运行。
2.2.2 必需检测手段
为了方便处理操作中问题，需在步骤中合适位置设置必需仪表，以立即获取压力、温度等各项参数。
另外，常在特定地方设置人孔和手孔，方便定时检测维修。
2.2.3 调整装置
因为实际生产中各状态参数全部不是定值，应在合适位置放置一定数量阀门进行调整，以确保达成生产要求，可设双调整，即自动和手动两种调整方法并存，且随时进行切换。
2.3 设备选择
精馏塔选择浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。
2.4 具体工艺步骤
由泵P-101A/B将要分离丙烯—丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入精馏塔T-101中。T-101塔所需热量由再沸器E-103加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-103中。T-101塔排出釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-104中。另外，还应备一残液罐V-105，方便搜集不合格产品和停车时搜集装置内全部滞留物料，以待检测设备。
3 精馏塔工艺设计
3.1 精馏过程工艺步骤
1. 分离序列选择
对于双组分精馏或仅采取单塔对多组分混合物进行初分步骤较为简单。假如将三个或三个以上组分混合物完全分离，其步骤是多方案。怎样选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见相关参考书）。
2. 能量利用
精馏过程是热能驱动过程，过程能耗在整个生产耗能中占有相当大比重，而产品单位能耗是考评产品关键指标，直接影响产品竞争能力及企业生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必需。
（1）精馏操作参数优化
在确保分离要求和生产能力条件下，经过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。
（2）精馏系统能量集成
着眼于整个系统有效能利用情况，尽可能降低有效能浪费，根据一定规则（如夹点技术理论），实现能量匹配和集成。
3. 辅助设备
4. 系统控制方案
3.2 设计条件
1. 工艺条件：
饱和液体进料，进料丙烯含量xf＝65％（摩尔百分数），处理量为60kmol/h
塔顶丙烯含量xD＝98％，釜液丙烯含量xw≤2％，总板效率为0.6。
2. 操作条件：
（1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）
（2）加热剂及加热方法：加热剂 ——饱和水蒸气
加热方法——间壁换热
（3）冷却剂及冷却方法：冷却剂——循环冷却水
冷却方法——间壁换热
（4）回流比系数：R/Rmin=1.4
3. 塔板形式：筛板
4. 处理量：qnF=60kmol/h
5. 塔板设计位置：塔顶
6. 安装地点：大连
3.3 系统物料衡算和热量衡算
3.3.1 物料衡算
系统总物料衡算 (3.1)
轻组分物料衡算 (3.2)
带入数值，得： ；
对应质量流量为：
qmF = qnF·MF = 60.0×(0.65×42+0.35×44)=2562.0 kg/h (3.3)
qmD= qnD·MD = 39.38×(0.98×42+0.02×44)=1655.5kg/h (3.4)
qmW = qnW·MW = 20.62×(0.02×42+0.98×44)=906.5kg/h (3.5)
式中 ——进料摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；
——塔顶产品摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；
——塔底产品摩尔流量(kmol/h)、质量流量(kg/h)及摩尔分数；
3.3.2 热量衡算
塔底再沸器热流量
塔底再沸器加热蒸汽质量流量
塔顶冷凝器热流量
塔顶冷凝器冷剂质量流量
3.4 精馏塔塔板数确实定
3.4.1 塔顶、釜温度确定
（1）塔顶、釜温度确实定
①塔顶温度
塔顶压力，依据分离要求塔顶组分中丙烯含量98%，能够以纯丙烯进行估算，查饱和丙烯蒸气压表得：。假设塔顶温度为43℃，查PTK图得：，
因为，所以能够认为塔顶温度为43℃。
②塔釜温度
假设塔釜温度；精馏塔理论塔板数为108（不含釜），则精馏塔实际塔板数为180。若令每块板压降均为为100mm液柱；液柱密度能够由塔顶液体密度近似替换，又因为塔顶丙烯含量为98%，所以能够由纯丙烯密度替换，查得，条件下丙烯密度为。
则塔底压力：

查饱和丙烷蒸气表（近似认为塔釜为纯丙烷）可得塔釜温度，和假设温度相差不大，取塔釜温度为52.2℃。
3.4.2 相对挥发度计算
（1）塔顶压力，塔顶温度，
查烃类p-K-T图得：kA=1.01，kB=0.89，则α顶=kA/kB=1.01/0.89=1.135；
==0.98，=0.02，则：，；

（2）塔底压力，塔底温度，
查烃类p-K-T图得：kA=1.13，kB=1.00，则α釜=kA/kB=1.13/1.00=1.130；
，，则：，；

（3）=1.132。
3.4.3 回流比及塔板数确实定
(1)塔内气液相流量：
精馏段：，
提馏段：，
（1）回流比确实定
E点坐标：(0.650，0.678)
最小回流比：
(2.10)
操作回流比：

1）精馏段操作线方程：
(2.20)
式中：R——操作回流比；
——离开第n块板液相摩尔组成；
——离开第n+1块板汽相摩尔组成。
即： yn+1 =0.939 xn +0.0601
（2）提馏段操作线方程：
(2.21)
式中：——进料热状态参数。
即 yn+1 =1.032 xn －6.42×10-4
（3）相平衡方程
(2.22)
（4）逐板计算各板气液相组成：

输入：qnF xF
q R xD xW

图2.1 逐板计算法计算框图

初值，精馏段计算至，进料板即为第j块。而且换提馏段方程继续计算，直至。
（5）计算结果：
最好进料位置第50块理论板，理论板数NT=107，利用Excel计算结果详见附录B。
实际板数：。
将理论塔板数重新假设为107，物性改变不大，精馏段操作线和提馏段操作线均无显著改变，第二次迭代结果见附表。
3.5 精馏塔工艺设计
3.5.1 塔顶物性数据
塔顶压力，塔底温度
查得常压下：丙烯：液相密度： 液相表面张力：
丙烷：液相密度： 液相表面张力：
因为气体密度按常压查取，需要校正。
查两参数普遍化压缩因子图：
丙烯临界温度 ， 临界压力；
，
查普遍化压缩因子图，可得，
气相密度： 。
丙烷临界温度，临界压力；
，
查普遍化压缩因子图，可得，
气相密度 。

按塔底塔板气液相组成修正混合物物性：
由可得：
，液相密度

液相表面张力：
3.5.2 塔高
由2.1.4节计算结果可知，所设计精馏塔共有实际板177块，HT=500 mm，则塔有效高度Z0为： Z0 = 0.5×176=88m
设釜液在釜内停留时间为30min，排出釜液流量qmW = 906.5 kg/h，塔釜丙烷密度，则釜液高度为：

将进料所在板板间距增至1000mm，每20块板设置一个人孔，人孔所在板板间距增至800mm，共9个人孔。另外在考虑塔顶端气液分离空间高度取1.5m，釜液上方气液分离空间高度取0.5m。各段高度之和为h=93m。裙座高度：5m。
所以，塔安装高度=塔体高度+裙座高度
。
3.5.3 塔径
气相体积流量：
液相体积流量：
液、气流动参数：
假设塔板间距HT=0.50m，查Smith关联图，C20=0.056。
所以气体负荷因子： .
液泛气速：
取设计泛点率为0.7，
则空塔气速： u=0.7×0.143=0.1001m/s
气体流道截面积：
选择单流型弓形降液管塔板，取=0.12得：
则塔径 。
计算塔径D和设计规范值比较进行圆整，取塔径D =1.8m.
对圆整后塔径校核：
实际面积：
降液管截面积：Ad=AT×0.12= 0.299 m2
气体流道截面积：A=AT-Ad=2.191m2
实际操作气速：
实际泛点率：
降液管流速
3.5.4 降液管及溢流堰
（1）降液管尺寸
由以上设计结果得弓形降液管所占面积降液管截面积：Ad = AT×0.12=0.299 m2
由Ad/AT=0.12,查《化工原理》图8.2.23弓形降液管宽度和面积可得：
lw/D =0.76
则堰长 lw=0.76×D=0.785×2=1.368m
依据以上选择lw/D值计算降液管宽度bd：

选择平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选择底隙hb=0.03m。
（2）溢流堰尺寸
堰上液头高hOW由下式计算，式中E近似取1，
则：
考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.03m。
溢流强度：
降液管底隙液体流速：
3.5.5 塔板部署和其它结构尺寸选择
取塔板厚度b=3mm
进出口安全宽度
边缘区宽度
有效传质区
降液区
受液区
l w
bd
bs
b’s
r
x
bc
图3.1 塔板部署图

由Ad/AT=0.12,查《化工原理》图8.2.23弓形降液管宽度和面积可得：

图3.2 筛孔排布图

所以降液管宽度：
，；
有效传质面积：
5）筛孔尺寸和排列
采取筛孔，有效传质区内，常按正三角形排列。
取筛孔直径d0=8mm=0.008 m
孔中心距t： 取t=24mm=0.024m
筛板开孔率：
开孔率：，在0.06 ~ 0.14范围之内。
筛孔气速：
筛孔个数：
3.6 塔板流动性能校核
3.6.1 液沫夹带量校核
之前计算得出两相流动参数：

依据两相流动参数，利用Fair关联图（《化工原理》下册书本第194页图8.2.27，液沫夹带关联图），由,泛点率为0.673，查图得到。
有，可得
因为，所以液沫夹带量满足要求。
3.6.2 塔板阻力查对
1. 干板阻力

前面假设筛孔直径d0=8mm，塔板厚度b=3mm；d0/b=2.67，查《化工原理》下册书本第195页图8.2.28，塔板孔流系数图，查得。
所以
2. 塔板充气液层阻力
，为塔板上液层充气系数，
由；
气体动能因子；
由气体动能因子查《化工原理》下册书本第195页图8.2.29，充气系数和动能因子关系图，查得。
因为由前文得，；
所以，
3.克服液体表面张力阻力

由以上三项阻力之和求塔板阻力

因为塔板阻力较小，满足要求。
3.6.3 降液管液泛校核
由， 取=0

将之前求得数据代入上式可求解

所以，
取降液管中泡沫层相对密度（对通常液体取0.5-0.6）

所以不会产生降液管液泛。
3.6.4 液体在降液管中停留时间
， 所以满足要求。
3.6.5 严重漏液校核
（1）计算严重漏夜时干板阻力
由公式计算得：
。
（2）计算漏夜点气速

，满足要求,不会发生严重漏液。
各项校核均满足要求,故所设计筛板可用。
3.7 负荷性能图
3.7.1 过量液沫夹带线
依据,并将相关变量和，关系带入整理得：

代入已知数据，整理得：

所以，
由上述关系可作得过量液沫夹带线图曲线①。
3.7.2 液相下限线
令=0.006,取E=1.0
得
由上述关系可作得液相下限线图曲线②。
3.7.3 严重漏液线
将公式 代入下式：
（近似取为前面计算值）

化简得：
其中：3992.62

所以解得：
由上述关系可作得严重漏夜线图曲线③。
3.7.4 液相上限线
由=5 得

由上述关系可作得液相上限线图曲线④。

3.7.5 降液管液泛线
令，将，和和，和，和
，关系全部代入前式，
整理可得：
其中

所以，可得
由上述关系可作得降液管液泛线图曲线⑤。

4 立式热虹吸再沸器设计
4.1 再沸器设计任务和设计条件
4.1.1 再沸器设计任务
设计一台第2章所设计精馏塔塔釜液体加热所需立式热虹吸式再沸器，采取1 atm，100 ℃下饱和水蒸气作为加热热源，加热塔釜液体使之沸腾。
4.1.2 再沸器壳程和管程设计条件

表4.1 再沸器壳程和管程参数
项目
物料、物性
壳程
管程
进口
出口
进口
出口
物料
水蒸气
水
98%丙烯丙烷
98%丙烯丙烷
温度\℃
100℃
100℃
52.2℃
52.2℃
压力（绝压）\MPa
0.101325
0.101325
1.804
1.804
4.2 再沸器工艺设计
4.2.1 物性数据
（1）壳程凝液（水蒸汽）在100℃，0.1013MPa下物性数据：
相变热： 热导率：
粘 度： 密 度：
（2）管程流体（按纯丙烷算）在52.2℃，1.804MPa下物性数据：
相变热： 液相热导率：
液相粘度： 液相密度：
液相定压比热容： 表面张力：
气相粘度： 气相密度：
蒸气压曲线斜率
4.1.1 设备尺寸估算
热流量：

传热温差：

假设传热系数，则可估算传热面积

拟用传热管规格为：，管长L=3000mm，
则总传热管数：

若将传热管按正三角形排列，则取管心距t为30mm，。
壳径直径：

圆整后取壳径D=600mm，再沸器长径比L/D=5（4~6之间），较为合理。
取管程进口接管直径：Di=250mm，出口接管直径：Do=350mm。
4.1.2 传热系数校核
（1）显热段传热系数KCL
设传热管出口处气含率，则循环流量：

① 热段管内表面传热系数
管内质量流速：
雷诺数为：
普朗特数为：
显热段传热管内表面传热系数：
②管外表面冷凝传热系数
蒸汽冷凝质量流量：
管外单位润湿周围上凝液质量流量：

冷凝液膜雷诺数：
管外冷凝表面传热系数：
③污垢热阻及管壁热阻
沸 腾 侧： 冷 凝 侧：
管壁热阻：
④显热段传热系数

（2）蒸发段传热系数KCE
传热管内釜液质量流量：

当初，martinelli参数：

得：，查得：.08
当，得到：，再次查得：
泡核沸腾修正因数：
泡核沸腾表面传热系数：

以液体单独存在为基准对流表面传热系数：

对流沸腾因子：
两相对流表面传热系数：
沸腾传热膜系数：
沸腾传热系数：

（3）显热段和蒸发段长度
显热段长度和传热管总长比值：

显热段长度：
蒸发段长度：
（4）平均传热系数

（5）面积裕度
实际传热面积：
，该再沸器传热面积适宜。
4.1.3 循环流量校核
（1）循环推进力
当初，；
两相流液相分率为：

两相平均密度：

当x==0.235时，；
两相流液相分率为：

两相平均密度：

参考设计参考表并依据焊接需要取l=0.9m，于是计算循环系统推进力：

（2）循环阻力
①管程进口管阻力
釜液在管程进口管内质量流速：

釜液在进口管内流动雷诺数：

进口管长度和局部阻力当量长度：

进口管内流体流动摩擦系数

管程进口管阻力：

②传热管显热段阻力
釜液在传热管内质量流速：
釜液在传热管内流动时雷诺数：
进口管内流体流动摩擦系数

传热管显热段阻力：

③传热管蒸发段阻力
汽相在传热管内质量流速：
汽相在传热管内流动雷诺数：
传热管内汽相流动摩擦系数

汽相流动阻力：

液相在传热管内质量流速：
液相在传热管内流动雷诺数：
传热管内液相流动摩擦系数

传热管内液相流动阻力：

传热管内两相流动阻力：

④管程内因动量改变引发阻力
管内因动量改变引发阻力系数：

管程内因动量改变引发阻力：

⑤管程出口管阻力
管程出口管中气、液相总质量流速：

管程出口管中气相质量流速：

管程出口管长度和局部阻力当量长度之和：

管程出口管中气相质量流动雷诺数：

管程出口管气相流动摩擦系数：

管程出口管汽相流动阻力：

管程出口管中液相质量流速：
管程出口管中液相流动雷诺数：
管程出口管中液相流动摩擦系数

管程出口液相流动阻力：

管程出口管中两相流动阻力：

⑥系统阻力

⑦循环推进力和循环阻力比值为

循环推进力略大于循环阻力，说明所设出口气化率=0.235基础正确，所以所设计再沸器能够满足传热过程对循环流量要求。
5 其它辅助设备、管路及泵工艺设计选择
本套精馏装置设计中，除关键设备精馏塔外，辅助设备关键包含再沸器、冷凝器、预热器、冷却器、贮罐等，再沸器设计已单独在第3章中进行具体叙述，以下仅对其它辅助设备进行初步估算。
5.1 换热设备设计
5.1.1 塔顶冷凝器
拟用循环水（10℃）走壳程作为冷却剂，出口温度为30℃。管程流体温度为43℃。
传热温差：

冷凝器热负荷：

查表得10℃和30℃水平均比热容约为
则冷凝水消耗量为：

选择传热系数
传热面积：
5.1.2 原料预热器
原料液由贮罐中用泵送入精馏塔前需要经过预热至1.737MPa下泡点进料，已知泡点温度45℃。（计算见附录）拟用热水（90℃）走壳程逆流换热作为加热介质，出口温度为60℃。管程流体入口温度为20℃，出口温度为45℃。
传热温差：

进料质量流量：
查表计算得丙烷在和之间平均比热容约为
查表计算得丙烯在和之间平均比热容约为
因为进料摩尔分数为，所以进料质量分数为。
进料平均比热容为：。
预热器热负荷：

选择传热系数
传热面积：
5.1.3 塔底产品冷却器
拟用循环水（10℃）走壳程逆流换热作为冷却剂，出口温度为20℃。管程流体入口温度为52.2℃，出口温度为25℃。
传热温差：

管程质量流量：，
查表计算得丙烷在和之间平均比热容约为
所以，总传热量为：
查表得10℃和20℃水平均比热容约为
则冷凝水消耗量为：

假设传热系数：
则总传热面积：
圆整后取。
5.1.4 塔顶产品冷却器
拟用循环水（10℃）走壳程逆流换热作为冷却剂，出口温度为30℃。管程流体入口温度为43℃，出口温度为20℃。
传热温差：

冷却器热负荷：

选择传热系数
传热面积：
表5.2 换热器设备叙述设计

序号
位号
名称
型式
热流量/kW
传热系数
/W(/m2·k)
传热温差/℃
传热面积/m2
备注
1
E－101
进料预热器
固定管板式
50.21
600
42.45
2
90℃水
2
E－102
塔顶冷凝器
固定管板式
2390
800
21.47
174
10℃
循环水
3
E－103
塔底再沸器
立式热虹吸
2215.6
850
47.8
54.53
100℃
饱和水蒸气
4
E－104
塔顶产品冷却器
固定管板式
23.57
700
11.43
2.4
10℃
循环水
5
E－105
釜液冷却器
固定管板式
19.54
600
22.52
2
10℃
循环水

5.2 储罐设计
5.2.1 塔顶产品罐
查表得,下丙烯密度约为。
塔顶产品质量流量为
取产品在产品罐中停留时间为，填充系数取，
则产品罐容积
5.2.2 釜液罐
塔釜产品摩尔流量为，（塔顶按纯丙烷计算），
查表得,下丙烷密度约为。
质量流量为
取产品在产品罐中停留时间为，填充系数取，
则釜液罐容积
5.2.3 进料罐
进料泡点温度。
混合液密度可近似由丙烷和丙烯密度计算求得：
查表得丙烯密度约为，丙烷密度约为。
进料为（摩尔分率），所以（质量分率）。
所以可求混合密度：
进料质量流量：
取产品在进料罐中停留时间为，填充系数取，
进料罐容积：
5.2.4 回流罐
塔顶回流摩尔流量为，（塔顶按纯丙烯计算），
查表得,下丙烯密度约为。
质量流量为
取液体在回流罐中停留时间为，填充系数取，
则产品罐容积
表5.1 储罐容积估算结果表
序号
位号
名称
停留时间/h
容积/
1
V-101
进料罐
72
572
2
V-102
回流罐
0.25
20
3
V-103
塔顶产品罐
120
604
4
V-104
釜液罐
120
346

5.3 管路设计
5.3.1 进料管线
已知进料处 ，前文已经试差查得进料泡点温度。
混合液密度可近似由丙烷和丙烯密度计算求得：
查表得丙烯密度约为，丙烷密度约为。
进料为（摩尔分率），所以（质量分率）。
所以可求混合密度：。
进料质量流量为：

进料体积流量为：

取流体流速，则管路内径为：

选择管路规格为，则实际流速为：

5.2.2 塔顶蒸汽管线
由前文可得，塔顶上升蒸汽质量流量：（塔顶根据纯丙烯计算）

查得,下丙烯蒸汽密度约为
塔顶上升蒸汽体积流量为：
取流体速度为，则管路内径为：

选择管路规格为，则实际流速为：
5.2.3 塔顶产品接管线
查得,下丙烯液体密度约为
塔顶产品体积流量为：
取流体速度为，则管路内径为：

选择管路规格为，则实际流速为：
5.2.4 塔顶回流管线
由前文可得，塔顶回流液质量流量：（塔顶根据纯丙烯计算）

查得,下丙烯液体密度约为
塔顶产品体积流量为：
取流体速度为，则管路内径为：

选择管路规格为，则实际流速为：
5.2.5 塔釜产品流出管线
查得,下塔底液体密度约为
塔顶产品体积流量为：
取流体速度为，则管路内径为：

选择管路规格为，则实际流速为：
5.2.6 塔釜蒸汽回流管线
由前文可得，塔釜蒸汽回流质量流量：（塔底根据纯丙烷计算）

查得,下塔底蒸汽密度约为
塔顶产品体积流量为：
取流体速度为，则管路内径为：

选择管路规格为，则实际流速为：
5.2.7 仪表接管
选择规格为管路

管路设计及选型结果以下表：

表6.1 管路设计结果表
名称
管内液体流速（m/s）
管线规格（mm）
进料管
0.511
Φ68×3
塔顶蒸气管
14.53
Φ133×4
塔顶产品管
0.479
Φ57×3
塔顶回流管
0.467
Φ219×8
釜液流出管
0.466
Φ45×3
塔底蒸气回流管
13.80
Φ152×8
仪表接管
/
Ф25×2.5

5.3 泵设计
5.3.1 进料泵（两台，一用一备）
由前文可知，进