毕业论文-程过工艺与设备课程设计任务书丙烯丙烷精馏装置设计

丙烯丙烷精馏装置设计任务书过程工艺与设备课程设计任务书丙烯-丙烷精馏装置设计 前 言 本设计说明书包括概述、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详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。 鉴于设计者经验有限，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1. 概述 32. 方案流程简介 53. 精馏过程系统分析 64. 再沸器的设计 185. 辅助设备的设计 246. 管路设计 307. 控制方案 33设计心得及总结 34附录一 主要符号说明 35附录二 参考文献 37附录三 塔计算结果表 38附录四 再沸器主要结构尺寸和计算结果表 39附录五 工艺流程图 401. 概述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，简单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、液两相经过多次混合接触和分离，使之得到更高程度的分离，这一目标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，利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。所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器等。1.1 精馏塔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，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。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，主要有两大类，板式塔和填料塔。本设计选取的是板式塔，相较而言，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较大，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；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻，故选择板式塔。在众多类型的板式塔中，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，而且金属消耗量少，非常适合板间距小、效率较高而且塔单位体积生产能力大的分离要求，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。1.2. 再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，其作用是使塔釜液部分汽化，从而实现精馏塔内的气液两相间的热量及动量传递。其形式主要有立式热虹吸再沸器、卧式热虹吸再沸器、强制循环式、釜式再沸器和内置式再沸器。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。立式安装，增加了塔的裙座高度。1.3. 冷凝器 （设计从略）用以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。2. 方案流程简介2.1. 精馏装置流程精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷混合液体）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；当釜中的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，为馏出物；另一部分作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，气相返回塔内作为气相回流，而液相则作为塔底产品采出。2.2. 工艺流程2.2.1. 物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、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的运行。2.2.2. 必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，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，以便定期的检测维修。2.2.3. 调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，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筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。3. 精馏过程系统设计3.1 设计条件工艺条件：饱和液体进料，丙烯含量xf65（摩尔分数）塔顶丙烯含量xD98，釜液丙烯含量xw2，总板效率为0.6。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：加热剂水蒸气 加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.4。塔板形式：筛板处理量：qnf=70kmol/h塔板设计位置：塔底3.2 物料衡算及热量衡算3.2.1. 物料衡算：qnF=qnD+qnWxFqnF=xDqnD+xWqnW解得结果：xD=45.9375kmol/h xW=24.0625kmol/h3.2.2求质量流量：MD=0.98*42+0.02*44=42.04 kg/kmol; MW=0.02*42+0.98*44=43.964 kg/kmol;MF=0.65*42+0.35*44=42.7 kg/kmol则 qMD = xDMD/3600 =0.5364kg/s ; qMW = xWMW/3600 =0.2939kg/s qMF=xFMF/3600=0.8303 kg/s3.2.3. 塔内气、液相流量：1）精馏段：qnL =RqnD; qnV =(R+1)qnD;2）提馏段：qnL=qnL+qqnF; qnV=qnV-(1-q)qnF; qnL=qnV+qnW; 其中q=1； 则：qnL=qnL+qnF; qnV=qnV 3.2.4. 热量衡算1）再沸器热流量：qnr=qnVr 再沸器加热蒸气的质量流量：Mr= qnr/Rr2）冷凝器热流量：qc=VCp(t2-t1)冷凝器冷却剂的质量流量：Mc= qc/(Cl(t2-t1)3.3 塔板数的计算3.3.1. 相对挥发度的计算：通过对给定的温度组成表格，计算相对挥发度=Ka/Kb=(ya*xb)/(yb*xa)计算后平均，算得，1.72Mpa（绝）下=1.131583 1.82Mpa（绝）下=1.127408 平衡关系：x=y/(-(-1)y).3.3.2. 估算塔底的压力：已知塔顶的压力为1.62Mpa（表） 即1.72Mpa（绝）工程经验每块塔板压降100mm液柱，丙烷-丙烯：密度 460。则塔底压力可以通过公式：P=N*0.1*460*9.8/1000000。其中N是假设实际塔板数，P单位为Mpa3.3.3.给出假设，进行迭代：具体为：假设实际板数确定塔顶塔底压力根据压力和组成算出相对挥发度平均相对挥发度理论板数 实际板数与假设比较其中： q线方程 =0.65 平衡关系 精馏线方程 提馏线 流程图： 计算程序：#include stdio.hmain() float x,y,a,d1,d2,w1,w2; int n=1;scanf（“%f%f%f%f%fn”,&a,&d1,&d2,&w1,&w2）; y=0.98; x=y/(a-(a-1)*y); n+; for(;n+) y=d1*x+d2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(in=%dn,n); n=n+1; for(;n+) y=w1*x+w2; x=y/(a-(a-1)*y); if(x0.00001) break; else continue; printf(total=%dn,n);其中a,d1,d2,w1,w2分别为 相对挥发度，精馏线斜率，精馏线截距，提馏线斜率，提馏线截距。迭代结果：第一次：首先假设100块实际板。利用excel计算出塔底压力1.76508Mpa，插值出=1.129701计算出 d1=0.939677，d2=0.059117。再通过精馏线与q线的交点。计算出w1=1.031598，w2=-0.00063。带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为108块（包括釜）则实际板数为（108-1）/0.6=178.333块。第二次：实际板为178.333块。利用excel计算出塔底压力1.801895Mpa，= 1.128163计算出 d1= 0.940352，d2= 0.058455。再通过精馏线与q线的交点。计算出w1 1.031244，w2= -0.00062。带入程序，得理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜）,则实际板数为（109-1）/0.6=180块。第二次迭代得到的结果与假设接近，可认为收敛。结论：理论进料为51块板，理论总板数为109块（包括釜） 实际进料第85块板，实际总塔板数为180块。 回流比R= 15.76127 塔底压力P=1.72+N*0.1*460*9.8/1000000= 1.801144Mpa（绝） 塔底温度：已知在0.02/0.98 下 P=1.72Mpa t= 49.39679；P=1.82Mpa t= 51.99784； 插值得：t=51.5073流量：精馏段：qmLs=RqmDs=8.4543kg/s qmVs=(R+1)qmDs =8.9907kg/s 提馏段：qmLs=qmLs+qmFs=9.2846kg/s qmVs= qmVs =8.9907kg/s3.3.4计算结果名 称数 值理论塔板数 NT109进料板位置 NF51回流比R15.76127相对挥发度 1.128163塔顶产品量 qnD , mol/h45.9375塔底产品量qnw ,mol/h24.0625精馏段气相流量qnv kg/s8.9907精馏段液相流量 qnl , kg/s8.4543提馏段气相流量 qnv kg/s8.9907提馏段液相流量 qnl kg/s9.2846塔顶温度tbD 41.49塔底温度tbw 51.5073塔顶压力PD MPa1.72（绝）塔底压力Pw MPa1.8011（绝）3.4 精馏塔工艺设计3.4.1. 物性数据1.8Mpa，51.5下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：查得气相密度：V =28kg/m3液相密度：L =460kg/m3液相表面张力：=5.268mN/m3.4.2. 初估塔径气相流量：qmVs=8.9907kg/s qVVs=qmVs/ qnVs=0.3211m3/s液相流量：qmLs=9.2846kg/s qVLs=qmLs/ qnLs=0.0206m3/s两相流动参数： 设间距： =0.45m 查费克关联图得=0.06气体负荷因子C：=0.0459液泛气速： =0.1854泛点率取=0.75， 操作气速u=0.14m/s所需气体流道截面积A：=0.3211/0.14=2.29m2选取单流型，弓形降液管板，取=0.12，则=1-=0.88故塔板截面积AT=A/0.88=2.685m2，塔径D： =1.78 m ,圆整：取1.8m则实际塔板截面面积=2.5414 m2，降液管截面积=0.3052m2气体流道截面积A=2.338m2 ，实际操作气速u=qV/A=0.1286m2实际泛点率=0.73，在0.60.8之内且选=0.45m，D=1.8m 符合经验关系3.4.3. 塔高的估算实际板数180块，初选塔板间距0.45m，则塔高Z=180*0.45=81m。进料处两板间距增大为0.9m设置20个人孔，人孔所在处两板间距增大为0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取4m.设釜液停留时间为30min釜液高度： =0.45m所以，总塔高h=81+(0.9-0.45)+5+1.5+4+0.45+20*(0.8-0.45)100m3.5 溢流装置的设计3.5.1. 降液管 （弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=AT0.12= 0.3052m2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得： lw/D=0.68，Bd/D=0.14所以，堰长lw=0.68D=1.224m，堰宽Bd=0.14D=0.252m，降液管面积 =0.3052 m2 3.5.2溢流堰溢流强度 qvlh/lw=0.0206*3600/1.224=60.590.006m 合适取堰高hw=0.040m。3.5.3. 受液盘和底隙取平形受液盘，底隙hb取0.050m液体流经底隙的流速：ub=qvls/（lw*hb）=0.0206/（1.224*0.050）=0.337m/s ub(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度t=4mm;整个塔板面积: 受液区和降液区面积 2Ad=0.4068入口安定区和出口安定区 bs=60mm=0.06m边缘区 bc=50mm=0.05m选择塔板为单流型，有效传质面积)其中：Bd=0.252m, x=D/2-(Bd+bs)=0.588m, r=D/2-bc=0.85m求得=1.825m23.6.2. 筛孔的尺寸和排列：选用正三角形排列取筛孔直径：do=7mm,t=3.5do 开孔率 =7.5% 筛孔面积 Ao=Aa=0.1368m2 筛孔气速 uo=qv/Ao=2.223m/s 筛孔个数 =35573.7 塔板流动性能校核3.7.1. 液沫夹带量的校核由=0.248和实际泛点率0.73，查化工原理（下册）P117的图6.10.28可得=0.0057，则 kg液体/kg气体 Hd,故不会发生降液管液泛。3.7.4. 液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出T=Ad*Ht/qvL=0.2034*0.45/0.3004=4.443，故所夹带气体可以释放。降液管流速Ub=Ht/T=0.1014m/s3.7.5. 严重漏液校核 Ho=0.0056+0.13（hw+how）-ha =0.0056+0.13*0.0839-0.00068=0.01583 m液柱,稳定系数k=1.8141.52.0,故不会发生严重漏液。 反算=2.223/1.814=1.225 m/s3.8 负荷性能图3.8.1. 过量液沫夹带线规定ev=0.1，则 代入得：qvvh= 8848.1-168.97 由上述关系可作得线3.8.2. 液相下限线 qvLh=3.07lw=3.07*1.224=3.88 是与y轴平行的线由上述关系可作得线3.8.3. 严重漏液线qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：qVVh =4610(0.0095+0.0003225qVLh2/3)1/2由上述关系可作得线3.8.4. 液相上限线令 =5s，得： =720*0.45*0.3052=98.88由上述关系可作得线3.8.5. 降液管液泛线式中：a= =*28/（460*0.1351*0.79）=21.49109 b= =0.6*0.45+（0.6-0.72-1）*0.05=0.214 c= =315 d= = =4.269上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图作点为：qVLh =74.16m3/h qVVh =1155.46 m3/h如图：局部放大后设计点位于四条线包围的区间中间稍偏下操作弹性操作弹性：qvmax/ qvmin=1540.2/520.33=2.96所以基本满足要求。4. 再沸器的设计4.1. 设计任务与设计条件4.1.1选用立式热虹吸式再沸器其壳程以水蒸气为热源，管程为塔底的釜液。釜液的组成为（摩尔分数）丙稀=0.02，丙烷=0.98塔顶压力PD =1.72MPa塔底压力PW =1.8011MPa4.1.2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）10051.51压力（MPa绝压）0.10131.8011物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2319.2热导率：c =0.6725w/(m*K)粘度：c =0.5294mPas密度：c =958.1kg/m32） 管程流体在（51.51 1.8011MPa）下的物性数据：潜热：rb=330 kJ/kg液相热导率：b =0.082w/(mK)液相粘度：b =0.07mPas液相密度：b =460kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.19 kJ/kgK表面张力：b0.00394N/m气相粘度：v =0.0088mPas气相密度：v =28kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.00025 m2 K/kg4.2. 估算设备尺寸热流量： = MwV rb1000/3600= 2633400w传热温差： =48.49假设传热系数：K=850W/( m2 K)估算传热面积Ap =63.89 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长L=3m则传热管数： =271若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1 b=2a+1 得：a=9 b=19管心距：t=32mm则 壳径： =638m取 D = 0.600m取 管程进口直径：Di=0.25m 管程出口直径：Do=0.35m4.3. 传热系数的校核4.3.1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.22则循环气量： =36.27kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i传热管内质量流速： di=25-22=21mm = 366.17kg/( m2 s)雷诺数： = 109851.710000普朗特数： =2.73显热段传热管内表面系数：= 1445.43w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数计算o蒸气冷凝的质量流量： = 1.1354kg/s传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.051 kg/(m s) = 381.94管外冷凝表面传热系数： = 5540.36w/ (m2 K)3) 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w冷凝侧：Ro=0.00009m2 K/w管壁热阻：Rw= 0.000051 m2 K/w4） 显热段传热系数 =735.8w/( m2 K)4.3.2. 蒸发段传热系数KE计算1) 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G =1318220.97 kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数：Xe=0.22时：在X=Xe 的情况下 =1.268569则1/Xtt=0.7969再查图329，E=0.1X=0.4 Xe=0.088时 =0.304728查设计书P96图329得：=0.82）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.45泡核沸腾表面传热系数: =6293.4w/( m2 K)3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 1342.7w/( m2 K)沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子 ： = 1.93两相对流表面传热系数: = 2589.05w/( m2 K)沸腾传热膜系数： = 5421.08 w/( m2 K) = 1324.4 w/( m2 K) 4.3.3.显热段及蒸发段长度 =0.02LBC =0.274872L= 0.06LCD =L- LBC =2.944.3.4传热系数 = 1312.84m2 实际需要传热面积： = 43.61m24.3.5传热面积裕度： = 54%30%所以，传热面积裕度合适，满足要求4.4. 循环流量校核4.4.1循环系统推动力：1）当X=Xe/3= 0.073时 =3.94两相流的液相分率： = 0.3954两相流平均密度： = 203.61kg/m32）当X=Xe=0.22时= 1.268569两相流的液相分率： = 0.2333两相流平均密度： = 139.49kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.8m,则循环系统的推动力： =5804.33pa4.4.2循环阻力Pf：1）管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =738.94kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 2639078.374进口管内流体流动摩擦系数： =0.015进口管长度与局部阻力当量长度： =29.298m管程进出口阻力: =1084.44Pa2）传热管显热段阻力P2 =366.17kg/(m2s) =109851.74 =0.0214 = 9.12Pa3）传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3G=366.17kg/(m2s) 取X=2/3Xe 则 =53.7kg/(m2s) =128160.37 =0.021 =89.5Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=312.67kg/(m2s) =745660.34 =0.0167 =257.78Pa = 2516.52Pa4）管内动能变化产生阻力P4动量变化引起的阻力系数: = 2.2 = 666.175）管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 377.01kg/(m2s) =82.94kg/(m2s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 40.79m =3298847 =0.015 =39.52pab. 液相流动阻力PL5 =294.07 kg/(m2s) = 1470343.7 =0.0157 = 178.53Pa = 1442.387Pa所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5=5718.64pa 又因PD=5804.33Pa所以 =1.014循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。 5. 辅助设备设计5.1. 辅助容器的设计容器填充系数取：=0.75.1.1进料罐（常温贮料）20丙稀 L1 =522kg/m3 丙烷 L2 =500kg/m3 压力取1.73947MPa由上面的计算可知 进料 Xf=65% 丙稀的质量分率：Mf=63.93% 则 =513.84kg/m3 进料质量流量qmfh=kg/h取 停留时间：为4天，即=96h进料罐容积： 797.82m3 圆整后 取V=798 m3 kg/m3 质量流量qmLh=405.62*42.04 =17052.2648kg/h则体积流量：qnlh=35.9398m3/h设凝液在回流罐中停留时间为10min，填充系数=0.7则回流罐的容积 /60=8.55m3取V=9m35.1.2. 塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =qnD 42.04体积流量：qnvh=qmDh/L =4.07m3/h产品在产品罐中停留时间为=120h，填充系数=0.7则产品罐的容积 =697.76m3取V=698m35.1.3. 釜液罐取停留时间为5天，即=120h ，釜液密度为l2 =443.162kg/m3摩尔流量：qnW =24.0626kmol/h质量流量qmWh=43.964qnW 则釜液罐的容积 409.2m3取V=410m35.2. 传热设备5.2.1进料预热器用80水为热源，出口约为50走壳程料液由20加热至46.22，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2989kg/h管程液体焓变：H=401kJ/kg传热速率：Q= qmfsH=2989401/3600=332.94kw壳程水焓变：H=125.6kJ/kg壳程水流率：q=3600 Q/H=9542.9kg/h假设传热系数：K=650w/(m2K)则传热面积： 圆整后取A=6m2 5.2.2.顶冷凝器拟用0水为冷却剂，出口温度为30走壳程。管程温度为43.1管程流率：qmVs=18983.49kg/h取潜热r=353.53kJ/kg传热速率：Q= qmVsr=1864.07kw壳程取焓变：H=125.8kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=53343.9kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=114m25.2.3.顶产品冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20走壳程。管程温度由43.1降至25 管程流率：qmDs = 1931.2kg/h ; 取潜热：r=306.38kJ/kg则传热速率：Q= qmDsr=164.36kw壳程焓变：H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=7052.23kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=11m25.2.4.液冷却器拟用0水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.23降到25管程流率：qmWs=1057.88kg/h丙烷液体焓变：H =284kJ/kg传热速率：Q= qmVsH =83.45kw壳程取焓变：H=83.9kJ/kg则壳程流率：qc=Q/H=3580.9kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=5m25.3. 泵的设计5.3.1进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.5m/s，选703.0，do=0.064m=64mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路长度：L =120m 取90度弯管2个（2*40d），其中吸入管装吸滤筐和底阀=7，一个90度弯头；排出管中截止阀一个le=15d，一个90度弯头，进入突然缩小=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981*106Pam取，1.64*106Pa则qVLh =5.788m3/h选取泵的型号：AY 扬程：30650m 流量：2.5600m3 /h5.3.2回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s，选1084，管路直径：d=0.1m=100mm液体密度： 液体粘度 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.002查得：=0.0228取管路长度：l=120m 取90度弯管4个，其中吸入管装吸滤筐和底阀=7排出管中截止阀一个le=15d，进入突然缩小=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981*106Pa取，忽略不计。则qVLh =14.14m3/h选取泵的型号：Y 扬程：60603m 流量：6.25500m3 /h5.3.3.釜液泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5m/s选322.5，管路直径：d=0.027m=27mm液体密度： kg/ m3 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0074查得：=0.033取管路长度：l=60m取90度弯管2个（），其中吸入管装吸滤筐和底阀=7，一个90度弯头；排出管中截止阀一个le=15d，一个90度弯头，进入突然缩小=0.5，文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981*106Pa取，则qVLh =0.824m3/h该处泵扬程为负值，说明正常工作时无须使用该泵，但在非正常工作或者停止工作时，需使用该泵，不可忽略。6. 管路设计6.1进料管线取料液流速：u=0.5m/s 体积流量V=0.001608则=0.064m取管子规格703的管材。其内径为0.064 m6.2塔顶蒸汽管取原料流速：u=12m/s 体积流量：V=611.94则=0.134 m取管子规格1528.5 . 其内径为0.135m，其实际流速为u=11.88m/s6.3. 塔顶产品管取原料流速u=0.4m/s，其体积流量：V=4.07则=0.060m取管子规格684. 其内径为0.060 m，其实际流速为u=0.4m/s6.4. 回流管取原料流速：u=0.7m/s 体积流量：V=35.95则=0.135m取管子规格1528.5 . 其内径为0.135m，其实际流速为u=0. 7m/s6.5釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 体积流量：V=2.387则=0.053 m取管子规格603.5. 其内径为0.053 m。6.6仪表接管选管规格：323 .6.7塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 体积流量：V=511.66则=0.135 m取管子规格1528.5 . 其内径为0.135m，所求各管线的结果如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管121528.5顶产品管0.4684回流管0.71528.5釜液流出管0.3603.5仪表接管/323塔底蒸气回流管101528.57.控制方案 精馏塔的控制方案要求从质量指标、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L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h丙烷丙稀L=513.92FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=4603PIC-01塔压控制02MPa丙稀V=284HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=4605HIC-01釜液面控制03m丙烷L=443.1626TIC-01釜温控制4060丙烷L=443.162设计心得及总结为期两周的课程设计在忙碌间走过，回想起来，其过程是曲折的却又有着深刻意义，在进行各种计算以及参数选择的时候，常常遇到进退两难或者无从下手的情况，这对于我们是一个考验，要想学到真正的应用知识，这是一次很好的锻炼机会，所以，我们要坚持做下去。问题在我们的努力下是总会得以解决的，只要付出努力，当你的迷茫达到一定的时候，就必然会走向成功。虽然在此过程，我们或许在有些时候选择了一个错误的方向，遇到很多的困难，但是即使很困扰，即使很缓慢，终究也会胜利的，那些付出依然也是有价值的。错了不怕，要从中学到经验，只要能掌握课本上我们难以学到的，难以掌握的最大的收获。因为从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是相差很远。虽然我们困难不断，但是这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，能够深刻的了解设计原理和设计步骤等等。而且，通过做设计，我还复习并掌握了许多计算机知识，例如EXCEL，WORD, CAD等等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，使我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。附录一 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积 m2E液流收缩系数Aa塔板上有效传质区面积 m2ev单位质量气体夹带的液沫质量Ad降液管截面积 m2F0气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)F1实际泛点率Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn浮阀个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa 组分分压 kPabd降液管宽度 m-pf塔板阻力降 N/ m2bs塔板上入口安定区宽度 m热负荷 w(kw)bs塔板上出口安定区宽度 mqn摩尔流量 kmol/hC计算液泛速度的负荷因子qm质量流量 kmol/hC20液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qnh体积流量 m3 /hCo孔流系数qns体积流量 m3 /sD塔径 mh克服液体表面张力的阻力 mdo筛孔直径 mhow堰上方液头高度 mET塔板效率 液流收缩系数hw堰高 mR回流比K相平衡常数r摩尔汽化潜热 kJ/kmolk塔板的稳定性系数T热力学温度 Klw堰长 mt摄氏温度 M摩尔质量 kg/kmolFLV两相流动参数密度 kg/m3 f汽化分数液体表面张力 mN/mHd气相摩尔焓 kJ/kmol时间 sHd降液管内清液层高度 m降液管中泡沫层的相对密度 Hf降液管内泡沫层高度 m筛板的开孔率HT塔板间距 mB液沫夹带分数，筛板固定底边尺寸mhb降液管底隙 mu设计或操作气速 m/shd液体流过降液管底隙的阻力mua通过有效传质区的气速 m/shf塔板阻力（以清液层高度表示 m）uf液泛气速 m/sht塔板上的液层阻力（以清液层高度表示 ）muo筛孔气速 m/sho干板阻力（以清液层高度表示）mzf进料的摩尔分数ho严重漏液时的干板阻力m相对挥发度uo严重漏液时相应的阀孔气速 m/s塔板上液层的充气系数x液相摩尔分数y气相摩尔分数Z塔高 m下标A.B组分名称min最小c冷缺水max最大D馏出液n塔板序号e平衡opt适宜F进料q精。提馏段交点h小时R再沸器i组分名称s秒j组分名称V气相l液相W釜液提馏段饱和附录二 参考文献：1.化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2.化学化工物性数据手册刘光启，刘杰主编，化学化工出版社，2002年。3.化工物性算图手册，刘光启、马连缃、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。4.石油化工基础数据手册，卢焕章，化学工业出版社，1982年。5.石油化工基础数据手册，（续篇），马沛生，化学工业出版社，1982年。6.石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版书，2002年。7.化工原理，大连理工大学编，高等教育出版社，2009年。8.化工原理实验及课程设计，陈均志、李磊主编，化学工业出版社，2008年。37