化工原理课程设计.docx

化工过程与设备课程设计I
丙烯－丙烷精馏装置及其辅助设备得
设计
班 　　 级：化工1４０２
学 生 姓　名:张雪林
学　　 　 号:3
指 导 教 师:都健 姜晓滨 张磊
完　成 日 期:２0１7年7月1日
大连理工大学
Daliａn　Universｉｔy of Technoｌoｇy
前 　 言
化工原理课程就就是化学化工专业学生得专业基础课程,作为化工专业出身得学生,学好化工原理相关知识对今后从事化工专业相关工作及进一步深造科研都有着非常重要得意义。经过一年化工原理基础知识得学习，我们已经基本了解了化工原理在化工生产中得重要应用,同时也基本掌握了最基础得化工过程计算方法和设计原理。
本设计说明书主要包括概述、方案流程简介、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计、控制方案和经济核算等部分,对丙烯-丙烷精馏装置进行了详细得分析设计计算和校核,对于再沸器、辅助设备和管路得设计也做了详细得设计说明和校对。通过本次化工原理课程设计,完成了对丙烯-丙烷精馏装置得设计和计算，本次课程设计既就就是对化工原理课程学习得一个总结,充分利用所学得理论知识,也为今后从事化工相关行业工作打下良好得基础,在加深对所学知识得认识和理解得同时,也将所学得知识应用到实际化工生产设备得设计计算之中，锻炼了将理论应用于实际和理论联系实际得能力,相信课程设计在以后得学习、工作中都会起到良好得作用。
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,希望老师给予指导和帮助。
ﻬ
目　　　 录
1 丙烯——丙烷精馏过程工艺及设备概述
精馏就就是分离液体混合物（含可液化得气体混合物)最常用得一种单元操作,在化工、炼油、石化等工业中得到广泛应用。精馏过程就就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同,使气、液两相多次直接接触和分离,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得分离。该过程就就是同时传热、传质得过程。为实现精馏过程,必须为该过程提供物流得贮存、输送、传热、分离、控制等得设备、仪表。由这些设备仪表等构成得精馏过程生产系统称为精馏装置。
１、1　　设计得目得和意义
本次设计就就是为了确定一套年处理量为5×１05 kmol得丙烯—丙烷精馏装置得设备尺寸及性能参数,以获得较大得生产能力及较高得生产效率,并尽量节约能源,减少污染并得到较高得经济效益。
1、2 　方案得确定和论证
1、2、1 　精馏塔简介
精馏塔就就是精馏装置得核心设备,气、液两相在塔内多级接触进行传质、传热,实现混合物得分离,为保证精馏过程能稳定、高效地操作,适宜得塔型及合理得设计就就是十分关键得。
精馏塔就就是一圆形筒体，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,从而使混合物中得组分得到高程度得分离。
按照塔得内件结构,塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量得塔盘,气体以鼓泡或喷射得形式穿过塔盘上得液层使两相密切接触,进行传质。两相得组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中,塔内装填一定段数和一定高度得填料层,液体沿填料表面呈膜状向下流动,作为连续相得气体自下而上流动,与液体逆流传质。两相得组分浓度沿塔高呈连续变化。
本设计选取得就就是板式塔。与填料塔相比较,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,板式塔相对比较容易进行;由于所设计得塔径较大,所以在造价上,板式塔比填料塔更经济一些;而且，板式塔得重量较轻。所以,在本次设计中，设计者选择了板式塔。
表1、1 　　板式塔和填料塔得性能比较
项目
板式塔
填料塔
压力降
大
小,适于要求压力降小得场合
空塔气速
小
大
塔效率
稳定,大塔比小塔有所提高
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
较容易
较困难
造价
直径大时一般比填料塔低
直径小于Φ800mｍ，一般比板式塔便宜;
直径增大,造价显著增加
重量
较轻
重
材质要求
一般用金属材料制作
可用非金属耐腐蚀材料
１、２、２ 常用塔板类型得比较
(１)筛板塔板:突出优点就就是结构简单、造价低、塔板阻力小,但过去认为她很容易漏液、操作弹性小，且易堵塞,应用不广。经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当,筛板仍能满足生产上所要求得操作弹性，而且效率较高。目前已成为应用日趋广泛得一种塔板。
(２)泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且具有较高得塔板效率，操作弹性较大,不易堵塞,对物料适应性强,长期以来应用较广。但泡罩塔板得生产能力不大,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,近些年来在许多场合已逐渐为其她型式得塔板所取代。
(３)浮阀塔板:浮阀塔板就就是综合了泡罩和筛板得优点研制出来得。这种塔操作弹性大,阻力比泡罩塔板大为减少,其生产能力大于泡罩塔板。另外,这种塔得板效率高。主要缺点就就是浮阀使用久后,由于频繁活动而易脱落或被卡住,操作失常。常用得浮阀有F1和V4型两种,后者用于减压塔。
在众多类型得板式塔中,设计者选择了单溢流型浮阀塔板得板式塔,相比较其她类型得板式塔,浮阀塔板由于其开度可根据气体通过阀孔得气速自动调节，因此可以保持较低得操作气速而不发生严重漏液,在较高气速下不产生过大得气流阻力，因此采用浮阀塔板得板式塔操作弹性大,生产能力大，塔板效率高。综上所述,设计者选择其作为分离设备得原因。
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。当釜中得料液达到适当液位时，再沸器开始加热,使液体部分汽化返回塔内。塔底得气相沿塔上升至塔顶，再由塔顶冷凝器将其全部冷凝。开车得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,在下降得过程中与塔底上升蒸汽多次逆向接触和分离。只要塔板数足够多,塔顶得液相回流量足够大,在塔顶即可获得所要求纯度得易挥发组分产品。塔底上升蒸汽和塔顶液体回流就就是精馏过程连续进行得必要条件。回流就就是精馏与普通蒸馏得本质区别。
精馏过程得回流比就就是一个重要得设计和操作参数,直接关系到设备投资和操作费用大小。
当其她条件不变时,增大回流比加入再沸器和移出冷凝器得热流量均随之增加,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,每块板得分离能力提高,使得完成相同分离要求所需得理论板数ＮT减少,精馏塔高度随之降低。但就就是由于回流比Ｒ增大,使塔内气、液相流量增大,引起辅助设备尺寸增大,塔径变大以及塔板结构得改变,从而影响到设备得投资费用。
由此可见,操作回流比变化对精馏装置生产成本得影响就就是双重得,故在设计时存在操作回流比得优选问题。适宜回流比指操作费用和设备费用之和最小时对应得回流比,需进过衡算来决定，其准确值一般较难确定。初步设计时可取经验数据,工程设计一般取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得１、4倍。
１、２、4 压力得选择
精馏塔得设计和操作都就就是基于一定塔压下进行得,因此一般精馏塔总就就是首先要保持操作压力得恒定。塔压得变化对塔得操作将产生如下影响：影响产品质量和物料平衡。 改变操作压力，会改变组分间得相对挥发度,将使每块板上得气液平衡得组成发生改变。压力增加,组分间得相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。
此外,操作压力对精馏塔所用得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,因此应尽可能避免使用高品位得冷剂。通常选取常压操作。如果常压操作时,塔顶蒸汽得露点低于常温，则应适当提高塔得操作压力,使塔顶蒸汽露点升至常温以上,采用冷却水就能将塔顶蒸汽全部冷凝，此压力即适宜得操作压力。但就就是,压力提得过高,将导致设备投资过大,所以应权衡操作费用和设备投资，选择一个适宜得操作压力。然而,有时为了实现蒸馏在系统中得能量集成,需根据热源用户所需得温位,通过严格得模拟计算,来确定该塔顶蒸汽提至所需温位时相应得操作压力。本设计中常压下丙烯丙烷需低温冷冻方可实现精馏操作。为避免使用高品位冷剂,设计者选择塔顶压力1、62ＭPａ(表压)得加压条件进行设计。
1、2、5 再沸器
再沸器得作用就就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。再沸器多与精馏塔合用，再沸器就就是一个能够交换热量,同时有汽化空间得一种特殊换热器,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。形成得两相流被送回到塔中：气相组分向上通过塔盘、液相组分回塔底。　
再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包括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。
本次设计采用立式热虹吸式再沸器就就是一垂直放置得管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化,由在壳程内得载热体供热,她具有如下几个特点：将釜液和换热器传热管中气液混合物得密度差作为循环推动力,使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环；能得到非常高得传热系数;结构紧凑、配管简单、占地面积小;在加热区内得停留时间短，不易结垢,调节容易,设备及运行费用低。由于壳程不能机械清洗，造成修理和维修得难度增加,不适宜高粘度、或脏得传热介质;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。同时由于就就是立式安装,因而增加了精馏塔裙座得高度。
丙烯—丙烷装置再沸器得热源可采用热水或热蒸汽,而因为蒸汽其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高得冷凝潜热和较大得表面传热系数。所以,本设计采用得就就是1 atm，１00 ℃下得饱和水蒸气。
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,其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间得接触传质得以进行,最常用得冷凝器就就是管壳式换热器。本设计用循环水作为冷却剂。
２ 方案流程
2、1　　精馏装置流程
精馏就就就是通过多级蒸馏,使混合气液两相经多次混合接触和分离,并进行质量和热量得传递,使混合物中得组分达到高程度得分离,进而得到高纯度得产品。
流程如下:原料(丙烯和丙烷得混合液体)经进料管由精馏塔中得某一位置(进料板处）流入塔内,开始精馏操作;当釜中得料液建立起适当液位时,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，在下降过程中与来自塔底得上升蒸气多次逆向接触和分离。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 工艺流程
2、2、1 物料得储存和运输
精馏过程必须在适当得位置设置一定数量不同容积得原料储罐、泵和各种换热器,以暂时储存,运输和预热(或冷却）所用原料,从而保证装置能连续稳定得运行。
2、2、2　 必要得检测手段
为了方便解决操作中得问题,需在流程中得适当位置设置必要得仪表,以及时获取压力、温度等各项参数。
另外,常在特定地方设置人孔和手孔,以便定期得检测维修。
2、2、3 调节装置
由于实际生产中各状态参数都不就就是定值,应在适当得位置放置一定数量得阀门进行调节,以保证达到生产要求,可设双调节,即自动和手动两种调节方式并存,且随时进行切换。
2、3 设备选用
精馏塔选用浮阀塔,配以立式热虹吸式再沸器。
２、4　 具体工艺流程
由泵P-101Ａ/B将要分离得丙烯—丙烷混合物从原料罐V-101引出,送入精馏塔T-１0１中。T-101塔所需得热量由再沸器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塔排出得釜液，由泵P-1０2A/B送入丙烷产品罐V-１04中。此外,还应备一残液罐V-１05,以便收集不合格产品以及停车时收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 精馏过程工艺流程
1、 分离序列得选择
对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分得流程较为简单。如果将三个或三个以上组分得混合物完全分离,其流程就就是多方案得。如何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。(详见有关参考书）。
２、 能量得利用
精馏过程就就是热能驱动得过程,过程得能耗在整个生产耗能中占有相当大得比重，而产品得单位能耗就就是考核产品得重要指标,直接影响产品得竞争能力及企业得生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量就就是十分必要得。
(１)精馏操作参数得优化
在保证分离要求和生产能力得条件下，通过优化操作参数,以减小回流比,降低能耗。
(2)精馏系统得能量集成
着眼于整个系统得有效能得利用情况,尽量减少有效能浪费,按照一定得规则（如夹点技术理论),实现能量得匹配和集成。
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： 　 　　; 　
相应得质量流量为：
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 ——进料得摩尔流量（kmol/h）、质量流量（kg/h)及摩尔分数;
——塔顶产品得摩尔流量（kｍoｌ/h)、质量流量(kg／h)及摩尔分数;
　 　 ——塔底产品得摩尔流量(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　 精馏塔塔板数得确定
3、4、１　　塔顶、釜温度确定
（1)塔顶、釜温度得确定
①塔顶温度
塔顶压力,根据分离要求塔顶组分中丙烯含量９8％,可以以纯丙烯进行估算,查饱和丙烯蒸气压表得:。假设塔顶温度为4３℃，查PTＫ图得:,
因为,所以可以认为塔顶温度为４3℃。
②塔釜温度
假设塔釜温度;精馏塔得理论塔板数为1０８(不含釜),则精馏塔得实际塔板数为１80。若令每块板得压降均为为100mm液柱;液柱得密度可以由塔顶液体密度近似代替,又因为塔顶丙烯含量为９8%,所以可以由纯丙烯密度代替,查得,条件下丙烯得密度为。
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,与假设温度相差不大,取塔釜温度为52、２℃。
3、4、２ 相对挥发度得计算
(1)塔顶压力,塔顶温度，
查烃类得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,
查烃类得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 回流比及塔板数得确定
（1)塔内气液相流量:
精馏段:, 　
提馏段:，
(1)回流比得确定
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块板得液相摩尔组成；
　——离开第n＋1块板得汽相摩尔组成。
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。并且换提馏段方程继续计算,直至。
(5)计算结果:
最佳进料位置第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，物性变化不大,精馏段操作线与提馏段操作线均无明显变化，第二次迭代结果见附表。
3、5 　精馏塔得工艺设计
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：
由于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:
丙烯得临界温度 , 临界压力；
,
查普遍化压缩因子图,可得,
气相密度: 。
丙烷得临界温度,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,则釜液得高度为:

将进料所在板得板间距增至１000mm,每20块板设置一个人孔，人孔所在板得板间距增至８0０ｍm,共9个人孔。此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,塔得安装高度＝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。
因而气体负荷因子:　 、
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: 　
选取单流型弓形降液管塔板,取=0、12得:
则塔径 　 　 。
计算塔径D与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弓形降液管得宽度与面积可得：
ｌw／D =0、76
则堰长 　　　　 　 lｗ=０、76×D=0、78５×２＝1、368m
根据以上选取得lw/D值计算降液管宽度bd:

选取平形受液盘,考虑降液管底部阻力和液封,选取底隙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 　塔板布置和其余结构尺寸得选取
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 塔板布置图

由Aｄ/AＴ=0、1２，查《化工原理》图８、2、２3弓形降液管得宽度与面积可得:

图３、２ 筛孔排布图
所以降液管宽度: 　 　 　　　
,;
有效传质面积: 　 　 　 　
5)筛孔得尺寸和排列
采用筛孔，有效传质区内,常按正三角形排列。
取筛孔得直径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:

根据两相流动参数，利用Fａｉｒ关联图(《化工原理》下册课本第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　 塔板阻力得核对
1. 干板阻力

前面假设得筛孔直径ｄ０＝8ｍｍ,塔板厚度ｂ=3mm;d0/b=２、6７，查《化工原理》下册课本第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》下册课本第195页图8、2、２9,充气系数与动能因子得关系图,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

由于塔板阻力较小,满足要求。
3、6、3 降液管液泛校核
由, 　取=０

将之前求得得数据代入上式可求解

因此,
取降液管中泡沫层得相对密度(对一般液体取0、5-0、6)

因此不会产生降液管液泛。
3、6、4 液体在降液管中得停留时间
， 因此满足要求。
3、6、5 严重漏液校核
(1)计算严重漏夜时得干板阻力
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,故所设计得筛板可用。
3、７ 负荷性能图
３、7、1 过量液沫夹带线
根据,并将有关变量与,得关系带入整理得:

代入已知数据，整理得:

因此，
由上述关系可作得过量液沫夹带线如图曲线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如图曲线②。
3、７、３ 　严重漏液线
将公式 代入下式: 　　 　 　 　 　 　
(近似取为前面计算得值)

化简得:
其中:3992、62

因此解得：
由上述关系可作得严重漏夜线如图曲线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如图曲线④。
3、7、5 降液管液泛线
令，将,以及与，与,与
,得关系全部代入前式，
整理可得:
其中

因此,可得
由上述关系可作得降液管液泛线如图曲线⑤。
４ 立式热虹吸再沸器得设计
4、1 再沸器得设计任务与设计条件
4、1、1　 再沸器得设计任务
设计一台第2章所设计精馏塔塔釜液体加热所需得立式热虹吸式再沸器,采用1 ａtm，１00　℃下得饱和水蒸气作为加热热源，加热塔釜液体使之沸腾。
4、1、２ 再沸器壳程与管程得设计条件
ﻩ表4、1 再沸器壳程与管程参数
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 再沸器得工艺设计
４、2、1 物性数据
(1)壳程凝液（水蒸汽)在10０℃,0、１0１３ＭPａ下得物性数据:
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下得物性数据:
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
蒸汽冷凝得质量流量:
管外单位润湿周边上凝液得质量流量:

冷凝液膜得雷诺数:　 　
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
传热管内釜液得质量流量： 　　

当时,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得对流表面传热系数:

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)显热段和蒸发段得长度
显热段得长度与传热管总长得比值:

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:　 　
,该再沸器得传热面积合适。
4、1、3 　循环流量校核
(１)循环推动力
当时,；
两相流得液相分率为:

两相平均密度：

当x==0、235时,；
两相流得液相分率为:

两相平均密度:

参照设计参考表并根据焊接需要取ｌ=0、9m,于就就是计算循环系统得推动力:

(２）循环阻力
①管程进口管阻力
釜液在管程进口管内得质量流速:

釜液在进口管内得流动雷诺数:

进口管长度与局部阻力当量长度:

进口管内流体流动得摩擦系数

管程进口管阻力:

②传热管显热段阻力
釜液在传热管内得质量流速： 　
釜液在传热管内流动时得雷诺数:　
进口管内流体流动得摩擦系数

传热管显热段阻力:

③传热管蒸发段阻力
汽相在传热管内得质量流速: 　
汽相在传热管内得流动雷诺数:　
传热管内汽相流动得摩擦系数

汽相流动阻力： 　　

液相在传热管内得质量流速: 　
液相在传热管内得流动雷诺数:　
传热管内液相流动得摩擦系数

传热管内液相流动阻力：

传热管内两相流动阻力: 　

④管程内因动量变化引起得阻力
管内因动量变化引起得阻力系数:

管程内因动量变化引起得阻力：

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: 　　　 　　

管程出口管得长度与局部阻力得当量长度之和:

管程出口管中气相质量流动雷诺数:

管程出口管气相流动得摩擦系数:

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得摩擦系数

管程出口液相流动阻力: 　　 　

管程出口管中得两相流动阻力:

⑥系统阻力

⑦循环推动力与循环阻力得比值为

循环推动力略大于循环阻力,说明所设得出口气化率＝０、235基本正确,因此所设计得再沸器可以满足传热过程对循环流量得要求。
５ 其她辅助设备、管路及泵得工艺设计选择
本套精馏装置设计中,除主要设备精馏塔外,辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、冷却器、贮罐等,再沸器得设计已单独在第3章中进行详细叙述,以下仅对其她辅助设备进行初步估算。
5、１ 换热设备得设计
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℃与30℃水得平均比热容约为
则冷凝水得消耗量为:

选取传热系数
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：
查表计算得丙烷在与之间得平均比热容约为
查表计算得丙烯在与之间得平均比热容约为
因为进料摩尔分数为,所以进料质量分数为。
进料得平均比热容为:。
预热器热负荷：

选取传热系数
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:,
查表计算得丙烷在与之间得平均比热容约为
因此,总传热量为:
查表得10℃与2０℃水得平均比热容约为
则冷凝水得消耗量为:

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:

选取传热系数
传热面积: 　　 　　
表5、2 换热器设备阐述设计
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 储罐得设计
5、2、１ 塔顶产品罐
查表得,下丙烯得密度约为。
塔顶产品得质量流量为
取产品在产品罐中停留时间为,填充系数取,
则产品罐得容积
5、2、2 釜液罐
塔釜产品得摩尔流量为,(塔顶按纯丙烷计算)，
查表得,下丙烷得密度约为。
质量流量为
取产品在产品罐中停留时间为,填充系数取,
则釜液罐得容积
5、２、3　　进料罐
进料泡点温度。
混合液得密度可近似由丙烷和丙烯得密度计算求得:
查表得丙烯得密度约为,丙烷得密度约为。
进料为(摩尔分率),所以(质量分率)。
因此可求混合密度:
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
塔顶回流得摩尔流量为，(塔顶按纯丙烯计算），
查表得,下丙烯得密度约为。
质量流量为
取液体在回流罐中停留时间为,填充系数取,
则产品罐得容积
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　　管路得设计
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。
混合液得密度可近似由丙烷和丙烯得密度计算求得:
查表得丙烯得密度约为，丙烷得密度约为。
进料为（摩尔分率),所以(质量分率)。
因此可求混合密度:。
进料得质量流量为:

进料得体积流量为:

取流体流速，则管路内径为：

选取管路规格为,则实际流速为：

5、2、2　 塔顶蒸汽管线
由前文可得,塔顶上升蒸汽得质量流量:（塔顶按照纯丙烯计算)

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

选取管路规格为,则实际流速为:
5、2、3　 塔顶产品接管线
查得,下丙烯液体得密度约为
塔顶产品得体积流量为:
取流体速度为，则管路内径为：

选取管路规格为,则实际流速为:
5、2、4　 塔顶回流管线
由前文可得,塔顶回流液得质量流量:(塔顶按照纯丙烯计算)

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

选取管路规格为,则实际流速为：
5、2、5 塔釜产品流出管线
查得,下塔底液体得密度约为
塔顶产品得体积流量为:
取流体速度为,则管路内径为:

选取管路规格为,则实际流速为:
5、2、6 塔釜蒸汽回流管线
由前文可得,塔釜蒸汽回流得质量流量：（塔底按照纯丙烷计算)

查得,下塔底蒸汽得密