化工原理课程设计丙烯丙烷筛板精馏塔.doc

化工原理课程设计

丙烯-丙烷精馏装置设计

处 理 量：60kmol/h
产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）
进 料：xf＝65％
塔顶产品：xD＝98％
塔底产品: xw≤2％
安装地点：
总板效率：0.6
塔板位置：塔底
塔板形式：筛板
回 流 比：1.2

班 级：
姓 名：
学 号：
指导老师：
设计日期：
成 绩：
前 言
本设计说明书涉及概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。
说明中对精馏塔的设计计算做了具体的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了对的的说明。
鉴于本人经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正
感谢老师的指导和参阅！
目录
第一章 精馏过程工艺设计概述 - 1 -
一、概述 - 1 -
二、工艺设计基本内容 - 1 -
1、塔型选择 - 1 -
2、板型选择 - 1 -
3、进料状态 - 2 -
4、回流比 - 2 -
5、加热剂和再沸器的选择 - 2 -
6、冷凝器和冷却剂选择 - 3 -
三、工艺流程（见丙烯——丙烷工艺流程图） - 3 -
第二章 筛板塔的工艺设计 - 4 -
一、物性数据的拟定 - 4 -
1、塔顶、塔底温度拟定 - 4 -
2、回流比计算 - 5 -
3、全塔物料衡算 - 5 -
4、逐板计算塔板数 - 6 -
5、拟定实际塔底压力、板数： - 6 -
二、塔板设计 - 7 -
1、塔高计算 - 7 -
2、塔径计算 - 7 -
3、塔板布置和其余结构尺寸的选取 - 8 -
4、塔板校核 - 9 -
5、负荷性能图 - 11 -
第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计 - 14 -
一、设计条件及物性参数 - 14 -
二、工艺设计 - 14 -
1、估算再沸器面积 - 14 -
2、传热系数校核 - 15 -
3、循环流量校核 - 18 -
第四章 管路设计 - 22 -
一、物料参数 - 22 -
二、设计 - 22 -
第五章 辅助设备的设计 - 24 -
一、储罐设计 - 24 -
二、传热设备 - 25 -
三、泵的设计 - 26 -
第六章 控 制 方 案 - 30 -
附录1.理论塔板数计算 - 31 -
附录2.过程工艺与设备课程设计任务书 - 33 -
附录3.重要说明符号 - 37 -
参考资料： - 38 -

第一章 精馏过程工艺设计概述
一、概述
化学工程项目的建设过程就是将化学工业范畴的某些设想，实现为一个序列化的、可以达成预期目的的可安全稳定生产的工业生产装置。化学工程项目建设过程大体可以分为四个阶段：1）项目可行性研究阶段2）工程设计阶段3）项目的施工阶段4）项目的开车、考核及验收
单元设备及单元过程设计原则：1）技术的先进性和可靠性2）过程的经济性3）过程的安全性4）清洁生产5）过程的可操作性和可控制性
蒸馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的应用。其中，简朴蒸馏与平衡蒸馏只能将混合物进行初步的分离。为了获得较高纯度的产品，应使得混合物的气、液两相通过多次混合接触和分离，使之得到更高限度的分离，这一目的可采用精馏的方法予以实现。
精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，运用液相混合物中各组分由液相向气相转移，难挥发组分由`气相向液相转移，实现原料中各组分的分离。该过程是同时进行的传质、传热的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的存储、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即所要设计的精馏装置。
二、工艺设计基本内容
1、塔型选择
一个精馏塔的分离能力或分离出的产品纯度如何，与原料体系的性质、操作条件以及塔的性能有关。实现精馏过程的气、液传质设备，重要有两大类，板式塔和填料塔。
本设计选取的是板式塔，相比较而言，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规定；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；并且，板式塔的重量较轻，所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。
在众多类型的板式塔中，设计者选择了溢流型筛板塔，相比较其它类型的板式塔，溢流型筛板塔价格低廉，装卸方便，并且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高并且塔单位体积生产能力大的分离规定，同时其操作弹性大、阻力降小、液沫夹带量少以及板上滞液量少的优点也为之提供了广阔的应用市场，这些都是设计者选择其作为分离设备的因素。
2、板型选择
板式塔大体分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板等；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
本设计为筛板塔，其优点是结构简朴，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺陷是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜解决粘度性大的、脏的和带固体粒子的料液。
操作压力
精馏操作可以在常压、加压或减压下进行，操作压力的大小应根据经济上的合理性和物料的性质来决定。提压操作可以减少气相体积流量，增长塔的生产能力，但也使物系的相对挥发度减少，不利分离，回流比增长或塔高增长，同时还使再沸器所用的热源品位增长，导致操作费用与设备费用的增长。对于我们所要解决的丙烯—丙烷物系来说，加压操作是有利的。由于本次设计中，塔顶蒸汽要作为热源，所以当我们在1.6MPa的绝对压力下进行操作时，精馏塔内塔顶温度为42.99℃，塔底温度为51.22℃，这使得我们在冷凝器中可以使用品位较低的冷剂，再沸器可以使用品位较低便宜的热源，这样反而减少了能耗，也就减少了操作费用。
3、进料状态
进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、气液混合物或过热蒸汽。不同的进料状态对塔的热流量、塔径和所需的塔板数都有一定的影响，通常进料的热状态由前一工序的原料的热状态决定。从设计的角度来看，假如进料为过冷液体，则可以考虑加原料预热器，将原料预热至泡点，以饱和液态进料。这样，进料为饱和液体，汽化每摩尔进料所需热量等于r。这时，精馏段和提馏段的气相流率接近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，此外，操作上也易于控制。对冷进料的预热器，可采用比再沸器热源温位低的其他热源或工艺物流作为热源，从而减少过冷液体进料时再沸器热流量，节省高品位的热能，减少系统的有效能损失，使系统的用能趋于合理。但是，预热进料导致提馏段气、液流量同时减少，从而引起提馏段液气比的增长，为此削弱了提馏段各板的分离能力，使其所需的塔板数增长。
4、回流比
回流比是精馏塔的重要参数，它不仅影响塔的设备费还影响到其操作费。对总成本的不利和有利影响同时存在，只是看哪种影响占主导。根据物系的相对挥发度与进料状态及组成我们可以算出达成分离规定所需的最小回流比为 Rmin=11.02。由经验操作，回流比为最小回流比的1.2~2.0倍，根据任务书规定，取回流比系数为1.2，所以计算时所用的回流比为R=13.22。
5、加热剂和再沸器的选择
再沸器的热源一般采用饱和水蒸气，由于其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，设计者在本次设计中采用的是100℃下的饱和水蒸气（1个标准大气压）。
我们所要分离的物系为丙烯—丙烷，加热剂——热水不能与塔内物料混合，故采用间壁式换热器。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，该再沸器是运用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运营费用低等显著优点。但由于结构上的因素，壳程不易清洗，因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热介质。同时由于是立式安装，因而，增长了塔的裙座高度。
6、冷凝器和冷却剂选择
本设计用水作为冷却剂。
冷凝器将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器
三、工艺流程（见丙烯——丙烷工艺流程图）
由P-101A/B泵将要分离的丙烯—丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-102加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽所有冷凝。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-104中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-103中。
第二章 筛板塔的工艺设计
设计条件
工艺条件：饱和液体进料，进料量丙烯含量x=65%（摩尔百分数）
塔顶丙烯含量=98%，釜液丙烯含量≤2%，总板效率为0.6。
操作条件：建议塔顶压力1.62MPa（表压）
安装地点：大连
设计方案：
塔板设计位置
塔板形式
解决量（kmol/h）
回流比系数R/Rmin
塔顶
筛板
60
1.4

一、物性数据的拟定
1、塔顶、塔底温度拟定
①、塔顶压力Pt=1620+101.325=1721.325KPa；
假设塔顶温度Tto=316K 经泡点迭代计算得塔顶温度Tt=316.145K

查P-T-K图 得KA、KB 由于YA=0.98

结果小于10-3。
所以假设对的，得出塔顶温度为316.145。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。
α1=KA/KB=1.15
②、塔底温度
设NT=128（含塔釜）则NP=(NT-1)/NT=213
按每块阻力降100液柱计算 pL=470kg/m3
则P底=P顶+NP*hf*pL*g=1620+101.325+213*0.1*470*9.81/1000
=1885KPa
假设塔顶温度Tto=324K 经泡点迭代计算得塔顶温度T=324.37K

查P-T-K图 得KA、KB 由于XA=0.02

结果小于10-3。
所以假设对的，得出塔顶温度为324.37。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。
α2=KA/KB=1.112
所以相对挥发度α=（α1+α2）/2=1.131
2、回流比计算
泡点进料：q=1
q线：x=xf = 65%

代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.677;
R=1.2Rmin=13.2189;
3、全塔物料衡算
qnDh+qnWh=qnFh
qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf
解得： qnDh =39.375kmol/h ; qnWh=20.625kmol/h
塔内气、液相流量：
精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh
提留段：qnLh’= qnLh+q×qnFh; qnVh’= qnVh-(1-q) × qnFh
代入回流比R得：
精馏段：
qnLh =520.494kmol/h；qnVh =559.869kmol/h；
提馏段 ：
qnLh’=580.494 kmol/h ；qnVh’=559.869 kmol/h；

M=xf·MA+(1-xf)·MB=0.65×42＋0.35×44=42.7kg/kmol
MD=xd·MA+(1-xd)·MB=0.98×42＋0.02×44=42.04kg/kmol
MW=xw·MA+(1-xw)·MB=0.02×42＋0.98×44=43.96kg/kmol
qmfs= qnfh×M/3600=0.7117kg/s
qmDs= qnDh×MD/3600=0.4598 kg/s
qnWs=qnWh×MW/3600=0.25 kg/s
qmLs=R×qmDs =6.078 kg/s
qmVs=(R+1) qmDs =6.538 kg/s
qmLS’= qmLs +q× qmfs =6.7899 kg/s
qmVs’= qmVs -(1-q) × qmfs =6.538 kg/s
4、逐板计算塔板数
精馏段：
y1=xD=0.98

直至xi< xf 理论进料位置：第51块板
进入提馏段：

直至xn< xW 计算结束。理论板数：Nt=128（含釜）
由excel计算的如表附录1.
5、拟定实际塔底压力、板数：
进料板Nf=i/0.6=101, 实际板数Np=[(Nt-1)/0.6]+1=213；
塔底压力Pb=Pt+0.47×9.81×0.1×213（Np）=1819KPa; （0.47为塔顶丙烯密度）
二、塔板设计
1、塔高计算
取塔板间距HT=0.45m
塔的有效高度Z=HT×(NP-1)=0.45×212=95.4
顶部高度取1.3m
釜液高度取2m，液面-板取0.6m
每20块板设一人孔，则共有10个人孔，人孔高为0.6m 10*0.6=6m
进料板与上一板间距为2HT=0.9m
塔体高度=塔有效高度Z+顶部高度+底部高度+其他
=95.4+1.3+(2+0.6)+6+(0.9-0.45)
=106
2、塔径计算
物性参数拟定
塔顶压力
温度
气相密度
液相密度
液相表面张力
1721.325KPa
42.995
26kg/ m3
470kg/ m3
4.76mN/m
塔底压力
温度
气相密度
液相密度
液相表面张力
1885
52.22
35kg/ m3
447kg/ m3
3.6 mN/m

气相流量：qmVs=6.538kg/s qVVs=qmVs/ρv=0.25146m3/s
液相流量：qmLs=6.0782kg/s qVLs=qmLs/ρL=0.0129m3/s
两相流动参数： =0.219
初选塔板间距 HT=0.45m,查《化工原理》（下册）P237筛板塔泛点关联图，得：C20=0.062
所以，气体负荷因子： =0.0465
液泛气速： ＝0.1923m/s
取泛点率0.7
则操作气速：u = 泛点率 ×uf=0.135 m/s
气体流道截面积： =1.868 m2
选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.103;(查书164)
则A / AT=1- Ad / AT =0.897
截面积: AT=A/0.88=2.0828 m2
塔径： =1.628m
圆整后，取D=1.7m
符合化工原理书P237表10.2.6及P231表10.2.2的规定。
塔板实际结构参数校正：
实际面积： =2.2698 m2
降液管截面积：Ad=AT×0.103= 0.233m2
气体流道截面积：A=AT-Ad=2.036 m2
实际操作气速： = 0.124 m/s
实际泛点率：u / uf =0.6423（规定在0.6-0.8之间）
降液管流速ud=qvLs/Ad=0.55
3、塔板布置和其余结构尺寸的选取
取进、出口安定区宽度；边沿宽度
根据，由《化工原理》图10.2.23可查得，
故降液管宽度
由

故，有效传质区面积
取筛孔直径，筛孔中心距
则开孔率
故，筛孔总截面积
筛孔气速
筛孔个数（个）

选取塔板厚度（书241页），取堰高（书234和238页）
由，查《化工原理》图6.10.24得，

液流强度
由式

考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取底隙（书234）
降液管低隙液体流速
4、塔板校核
① 、液沫夹带量
由和泛点率0.6243，查《化工原理》图10.2.27得，
则＝kg液体/kg气体
<0.1kg液体/kg气体，符合规定。
② 、塔板阻力
由式＝，式中，根据查《化工原理》图10.2.28 得，
故，液柱

由
气体动能因子
查《化工原理》图10.2.29得塔板上液层的充气系数，
故，液柱
液柱
故，液柱
③ 、降液管液泛校核
由，取，
又液柱
则
取降液管中泡沫层的相对密度（书244）
则
，故不会产生液泛
④ 、液体在降液管中的停留时间
，满足规定
⑤ 、严重漏液校核

，满足稳定性规定
并可求得漏液点气速
各项校核均满足规定，故所设计筛板塔可用。
5、负荷性能图
① 、过量液沫夹带线
令式＝中的＝0.1，并将有关变量与的关系带入整理，可得：
将前面选取的塔板结构尺寸及有关值代入，得：
＝ ①线、液相下限线
令，得：
②线
② 、严重漏液线
由式，近似取当前计算值不变，并将式以及和关系代入上式整理之，可得：

③线
③ 、液相上限线
令，得：
④线
④ 、降液管液相线
令，将，以及和，和，和，的关系所有代入前式整理之，可得：
，式中：

有： ⑤线
由所绘出的负荷性能图可以看出：

设计点qVVh=905.3; qVLh=45.56位于正常操作区内，表白该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力，但是比较靠近液相上限线。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气（液）相负荷的上下限，分别由降液管液泛线和严重漏液所限制。
由图查得
故操作弹性为
所涉及筛板的重要结果汇总如下表：
结构及其尺寸
操作性能
型式
塔径D/m
塔板间距HT/m
降液管截面积Ad/m2
有效传质区面积Aa/m
溢流堰高hw/m
溢流堰长lw/m
筛孔直径do/m
开孔率φ
低隙hb/m
单流型弓形降液管
1.7
0.45
0.2338
0.628
0.06
1.241
0.006
0.1
0.03
操作气速u/(m﹒s-1)
泛点率
堰上方液头高度how/m
筛孔气速uo/(m﹒s-1)
塔板阻力hf/m
降液管中清夜层高度Hd/m
液体在降液管中停留时间τ/s
稳定系数k
操作弹性
降液管内液体流速ud/(m﹒s-1)
0.124
0.6423
0.0318
4.007
0.134
0.2444
8.135
1.9989
4.16
0.055

第三章 立式热虹吸再沸器的工艺设计
一、设计条件及物性参数
① 、再沸器壳程与管程的设计条件

壳程
管程
温度/℃
100
49.6
压力（绝压）/MPa
0.101
1.819
冷凝量/（kg/s）
0.868

蒸发量/（kg/s）

6.538
② 、物性数据
管程流体在49.6℃下的物性数据：
潜热
液相热导率
液相粘度
液相密度（丙烷）
液相定压比热容
300kJ/kg
0.082W（）
0.07
446
3.228
（塔底丙烷）
汽相粘度
汽相密度
蒸汽压曲线斜率

2.2mN/m
0.009 mPa·s
35.3
0.000025K·m2/Kg

壳程凝液在定性温度100℃下的物性数据：
潜热
热导率
粘度
密度
2285.4kJ/kg
0.63/（）
0.283mPa·s
958.4
二、工艺设计
1、估算再沸器面积
①再沸器的热流量
A、 再沸器的热流量根据式，求得
热流量W
B、 计算传热温差K
C、 假定传热系数，则可用式估算传热面积为：
D、 拟用单程传热管规格为，管长，则可得：
根
查表3-6取NT=169根
E、 若将传热管按正三角形排列，则可得：
，求得，
壳体内径，取焊接
，取
且查表3-16取管程进口管直径，管程出口管直径
2、传热系数校核
①、显热段传热系数
设传热管出口出气含率，则用式

a、 显热段传热管内表面传热系数
计算传热管内质量流速

计算雷诺数
计算普朗特数
计算显热段传热管内表面传热系数

b、 计算管外冷凝表面传热系数
计算蒸汽冷凝的质量流量
计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量

计算冷凝液膜的
计算管外冷凝表面传热系数

c、 污垢热阻及管壁热阻
查表3-9至3-11得：
沸腾侧，冷凝侧 ，
管壁热阻
d、 计算显热段传热系数

②、蒸发段传热系数
a、 计算传热管内釜液的质量流量

当时，计算Lockhat-Martinell参数
计算
由《化工单元过程及设备课程设计》图3-29，根据
及，
得到：
当，
得到：，再次查图3-29，得到：
b、 计算泡核沸腾压抑因数
计算泡核沸腾表面传热系数

c、计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数

e、 计算沸腾表面传热系数
计算对流沸腾因子
计算两相对流表面传热系数

计算沸腾传热膜系数

计算沸腾传热系数
=1124.388
C、显热段和蒸发段的长度
计算显热段的长度与传热管总长的比值

D、计算平均传热系数
实际需要传热面积
E、传热面积裕度
>30%
该再沸器的传热面积合适。
3、循环流量校核
A、循环系统的推动力
当时，计算Lockhat-Martinell参数
计算两相流的液相分率

当时，计算Lockhat-Martinell参数

计算两相流的液相分率
计算两相流的平均密度

根据公式，计算得出循环系统的推动力
（查表3-19）
B、循环阻力
a、 管程进口管阻力的阻力
计算釜液在管程进口管内的质量流速

计算釜液在进口管内的流动雷诺数

计算进口管长度与局部阻力当量长度

计算进口管内流体流动的摩擦系数
=0.0496
计算管程进口管阻力

b、 传热管显热段阻力
计算釜液在传热管内的质量流速

计算釜液在传热管内流动时的雷诺数

计算进口管内流体流动的摩擦系数

计算传热管显热段阻力

c、 传热管蒸发段阻力 汽相流动阻力的计算
计算汽相在传热管内的质量流速

计算汽相在传热管内的流动雷诺数
计算传热管内汽相流动的摩擦系数

计算传热管内汽相流动阻力

液相流动阻力的计算
计算液相在传热管内的质量流速

计算液相在传热管内的流动雷诺数
计算传热管内液相流动的摩擦系数

计算传热管内液相流动阻力

计算传热管内两相流动阻力

d、 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力
计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数
计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力

e、 管程出口管阻力 气相流动阻力的计算
计算管程出口管中汽、液相总质量流速

计算管程出口管中汽相质量流速

计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和

计算管程出口管中汽相质量流动雷诺准数

计算管程出口管汽相流动的摩擦系数

计算管程出口管汽相流动阻力

液相流动阻力的计算
计算管程出口管中液相质量流速

计算管程出口管中液相流动雷诺准数

计算管程出口管中液相流动的摩擦系数

计算管程出口液相流动阻力

计算管程出口管中的两相流动阻力

计算系统阻力

循环推动力与循环阻力的比值为

循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口气化率Xe=0.215基本对的，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的规定。
第四章 管路设计
一、物料参数
查P-T-K图，用求塔顶温度的方法得进料出温度为45.9℃，第62快理论版为进料板，第101块为实际进料板。
进料出压力：P=1620+470*9.81*0.1*101/1000=1658.26kpa.
此温度下，丙烯的密度ΡLa=517kg/m3
丙烷的密度ΡLb=499 kg/m3
平均密度ρ=510.19 kg/m3
二、设计
①进料管线
取流体流速u=0.5
液体密度ρ=510.19 kg/m3
qVfs= qnfh×42.7/510.19/3600=0.001395m3/s
则管内径0.0596m
选取管规格Φ70×3.5
实际流速0.4475m/s
② 塔顶蒸汽管线
取流体流速u=10
液体密度ρ=26 kg/m3
qVVS= qmVs/26=0.25146 m3/s
则管内径0.1789m
选取管规格Φ197×6
实际流速9.66m/s
③ 塔顶产品接管线
取流体流速u=0.5
液体密度ρ=470kg/m3
qVDS= qmDs/470=0.4598/470=0.00097 m3/s
则管内径0.0497m
选取管规格Φ57×3
实际流速0.474m/s
④ 回流管线
取流体流速u=0.5
液体密度ρ=470kg/m3
qVLS= qmLs/470=0.014447 m3/s
则管内径0.1918m
选取管规格Φ219×8
实际流速0.446m/s
⑤ 釜液流出管线
取流体流速u=0.5
液体密度ρ=447kg/m3
qvWs= qmWs/447=4.5206/447=0.000563 m3/s
则管内径0.037878m
选取管规格Φ45×2
实际流速0.42676m/s
⑥ 塔底蒸汽回流管
取流体流速u=10
液体密度ρ=26kg/m3
qVVS’= qmvS/26=4.5206/26=0.1852m3/s
则管内径0.154m
选取管规格Φ194×6
实际流速7.11m/s
⑦ 仪表接管
选取规格为Φ25×2.5的管子
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
0.4475
Φ70×3.5
顶蒸气管
9.666
Φ194×6
顶产品管
0.475
Φ57×3
回流管
0.4464
Φ219×8
釜液流出管
0.42676
Φ45×2
塔底蒸气回流管
7.119
Φ194×6
仪表接管
/
Ф25×2.5

第五章 辅助设备的设计
一、储罐设计
容器填充系数取：k=0.7
1．进料罐（常温贮料）
20℃丙稀 ρL1 =499kg/m3
丙烷 ρL2 =517kg/m3
压力取p=1.819MPa
由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93%
则 =510.19 kg/m3

进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h
取 停留时间：x为2天，即x=48h
进料罐容积： 344.34m3
圆整后 取V=345 m3
2．回流罐（43℃）
质量流量qmLh=3600R·qmDs =21881.52kg/h
设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数φ=0.7
则回流罐的容积 16.627 m3
取V=17m3
3．塔顶产品罐
质量流量qmDh=3600qmDs =1653.75 kg/h；
产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数φ=0.7
则产品罐的容积 340.88m3
取V=340m3
4.釜液罐
取停留时间为72h
质量流量qmWh=3600qmWs =906.67kg/h
则釜液罐的容积 186.88 m3
取V=190m3
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
原料罐
48
345
2
V－102
回流罐
0.25
17
3
V－103
塔顶产品罐
72
340
4
V－104
塔底产品罐
72
190

二、传热设备
1．进料预热器
用90℃水为热源，出口约为70℃走壳程
料液由20℃加热至46℃，走管程传热温差：

管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2562kg/h
管程液体焓变：ΔH=370kj/kg
传热速率：Q= qmfsΔH=2562×370/3600=263.317kw
壳程水焓变：ΔH’=175kj/kg
壳程水流率：q=5416.8kg/h
假设传热系数：K=600w/(m2•K)
则传热面积：
圆整后取A=10m2
2．塔顶冷凝器
拟用10℃水为冷却剂，出口温度为30℃。走壳程。
管程温度为43℃

管程流率：qmVs=4.52kg/s
取潜热r=504kj/kg
传热速率：Q= qmVs•r=2278.371kw
壳程取焓变：ΔH=128kj/kg
则壳程流率：qc=Q/ΔH=64079.19kg/h
假设传热系数：K=700 w/(m2•K)
则传热面积：
圆整后 取A=152m2
根据计算再沸器传热面积的相同方法，可获得其他换热设备的传热面积A，其结果列与表中：
序号
位号
名称
热流量/kW
传热系数
/W(/m2·k)
传热温差/℃
传热面积/㎡
备注
1
E－101
进料预热器
263.31
370
46.94
10
90℃水
2
E－102
塔顶冷凝器
2279.37
504
21.464
152
30℃循环水
3
E－103
塔底再沸器
1961.4
800
48.78
50．26
100℃饱和水蒸气
4
E－104
塔顶产品冷却器
128.625
280
14.84
13
20℃循环水
5
E－105
塔底产品冷却器
79.12
328
17.17
7
20℃循环水

三、泵的设计
1．进料泵(两台，一用一备)
液体流速：u=0.4475m/s
液体密度： kg/ m3
选用Φ70×3.5 di=63mm
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.003175

查得：λ=0.025
取管路长度：l=100m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

取△Z=N*HT+2=83*0.45+2≈40
△P=0.06MPa
则
qVLh =5.021m3/h
选取泵的型号：GL 扬程：10~1500m 流量：0.1~90m3 /h
参考(化工原理上册400页)
2．回流泵（两台，一开一用）
取液体流速：u=0.48248m/s
液体密度： kg/ m3
选用Φ159×4 di=151mm
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.001325

查得：λ=0.02
取管路长度：l=100m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

取
△P=0.005MPa
则
qVLh =31.104m3/h
选取泵的型号：HY 扬程：1~200m 流量：15~220m3 /h
3.釜液泵（两台，一开一用）
取液体流速：u=0.388741m/s
液体密度： kg/ m3
选用Φ194×6 di=182mm
液体粘度
取ε=0.02
相对粗糙度：ε/d=0.0011

查得：λ=0.02
取管路长度：l=40m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

取=70*0.45+2≈35
△P=0.1MPa
则
qVLh =36.407m3/h
选取泵的型号：HY 扬程：1~200m 流量：15~220m3 /h
4.塔顶产品泵
取液体流速：u=0.474848m/s
液体密度： kg/ m3
选用Φ57×3 di=51mm
液体粘度
取ε=0.02
相对粗糙度：ε/d=0.003922

查得：λ=0.25
取管路长度：l=100m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

取
则
qVLh =3.492m3/h
选取泵的型号：HY 扬程：1~200m 流量：15~220m3 /s
5. 塔底产品泵
为了方便储罐中的产品运送出去，在两个储罐中还设立了两个料液输出泵。
泵设备及重要参数
序号

位号
名称
型号
扬程/m
流量m3/h
1
P-101
进料泵
GL
10-1500
0.1-90
2
P-102
釜液泵
HY
1-200
15-220
3
P-103
回流泵
HY
1-200
15-220
4
P-104
塔顶产品泵
HY
1-200
15-220
5
P-105
塔底产品泵
HY
1-200
15-220

第六章 控 制 方 案
精馏塔的控制方案规定从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。

将本设计的控制方案列于下表
序号
位置
用途
控制参数
介质物性ρL(kg/m3)
1
FIC-01
进料流量控制
0~3000kg/h
丙烯、丙烷
470
2
FIC-02
回流定量控制
0~1500kg/h
丙烯
470
3
PIC-01
塔压控制
0—3MPa
丙烯
470
4
HIC-02
回流罐液面控制
0—1m
丙烯
470
5
HIC-01
釜液面控制
0—3m
丙烷
447
6
TIC-01
釜液温控制
0—60°C
丙烷
447