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1、过程工艺与设备课程设计任务书丙烯一丙烷精饵装置设计前有本设计说明书包括概述、流程简介、精微塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。说明中对精储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正确的说明。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！目录第一章概述3第二章方案流程简介5第三章精储过程系统分析7第四章再沸器的设计21第五章辅助设备的设计30第六章管路设计37第七章控制方案40设计心得及总结41附录一主要符号说明42附录二参考文献45第一章概述精馈是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精储塔及再沸器和冷凝器。
2、1 .精储塔精微塔是一圆形筒体，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。简单精僧中，只有一股进料，进料位置将塔分为精储段和提储段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精储塔内，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。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大,所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为
3、减小，生产能力比其大。缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。2 .再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精帽塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。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。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
4、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。第二章方案流程简介1 .精情装置流程精储就是通过多级蒸储，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（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精储塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精储操作；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，称为储出物。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的上升蒸气多
5、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 .工艺流程1）物料的储存和运输精储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）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。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
6、并存，且随时进行切换。3 .设备选用精储塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 .处理能力及产品质量处理量：80kmolh产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：Xr=65%塔顶产品：Xn=98%塔底产品：xw2%第三章精谯过程系统设计丙烯、丙烷精帽装置设计第一节设计条件1 .工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量x,=65%（摩尔分数）塔顶丙烯含量Xd=98%,釜液丙烯含量x,W2%,总板效率为O.6o2 .操作条件：1）塔顶操作压力：P=L62MPa（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：RRmin=l.2o3 .塔板形式：浮阀4 .处
7、理量：qnf=80kmolh5 .安装地点：大连6 .塔板设计位置：塔顶第二节物料衡算及热量衡算一物料衡算全塔物料衡算：cInF=QnD+QnWQnF=QnDXD+QnWXWQnF=80kmol/h,X尸二0.65,xD=0.98,xw=0.02解得：QnD=52.5kmol/h,QnW=27.5kmol/h进料状态混合物平均摩尔质量7=O-98*42+0.02*44=42.04kgkmol;l=0.018*42+0.982*44=43.964kg/kmol;二塔内气、液相流量：塔内气、液相流量：1)精微段：L=RD;V=(R+DO2)提储段：C=L+qF;V,=V+-l)F;L,=V+W,三
8、热量衡算1)再沸器加热蒸气的质量流量：GR=QRUR2)冷凝器热流量：Qc=冷凝器冷却剂的质量流量：GLQCg&-2)第三节塔板数的计算假设塔顶温度匚43.0塔顶压力Pt=L72MPa查P-K-T图得：L=L002；kB=0.885则kA/kB=l.002/0.885=1.1322；假设精储塔的塔板数是100块，每块板的压降为100mmH2。;塔底压力为P=Pt+P=L72+0.1*9.8*(100-1)*=0.001=1.817Mpa;塔底温度t=50.0,kA=l.13；kll=0.997;则K=kA/kB=l.13/0.997=1.1334a=(a顶+Q底)/2=1.133；当Xe=O.
9、65时，Ye=(aXe)/1+(a-l)Xe=0.678;Rmin三0,980,678=10.89;R=l.2Rmin=13.07;0.678-0.65Nmin=NLNmin751-(z三l)TVr+1R+1解得Nr=I25；V=2V1=208;E与假设不符，假设精储塔的塔板数是100块，每块板的压降为100mmH2。;塔底压力为P=Pt+p=l.72+0.1*9.8*(125-1)*0.001=1.842Mpa;塔底温度t=50.0,L=LlO；kB=0.970;贝I底=hkB=LIo/0.990=1.1340。=(Q顶+Q底)/2=1.133；当Xe=O.65时，Ye=(aXe)/1+(a
10、-1)Xe=0.678;Rmin三0,980,678=10.89;R=1.2Rmin=13.07;0.678-0.650.5668 .N-1解得Nr=I25；N一=208；ENr-Nmin_N7-NminNr+N7+1解得：N，=52;进料处压力Pf=P+P=l.72+0.1*9.8*(52-1)*0.001=1.770Mpa;实际进料处:Nf=NrE=87。物性数据（以塔顶的工艺条件为依据计算）认为是纯丙烯做近似计算查表Pc=4.62kPa;Tc=91.8；Pr=PPc=l.72/4.62=0.374;Tr=T/Tc=43.0+273.15_091.8+273.15查表Z=O.77;气相密度
11、_ PM 1.78.314*()6 *42 *1()-3*0.77=35. 76;液相密度4二4654%3；表面张力。二4.761mNm;50纯丙烷的0=474%，o第四节精储塔工艺设计1 .物性数据定性温度T取塔顶温度TD=316.15K,塔底温度T2=325.15K的平均温度322.65K液相密度(316.15K,1.72MPa)表面张力(316.15K,1.72MPa)丙烯474.84.76丙烷460.924.75气相密度(316.IK,1.72MPa)表面张力(316.1K,1.72MPa)丙烯31丙烷32.1液相密度PL=O.976*474.8+0.024*460.92=474.46
12、688kgm3PV=31*0.98+0.02*32.1=3L022kgm3液相表面张力：。=4.75*0.976+4.76*0.024=4.76mN/m2 .初估塔径摩尔质量：Mv=O.98*42+0.02*44=42.04gmol;ML=O.976*42+0.024*44=42.048gmol;质量流量：Wv=VMv=653.23*42.04/3600=7.63kgsWL=LML=613.86*42.048/3600=7.17kgs假设板间距HT=O.50m;两相流动参数：Fiv=0.267WUvpx查化工原理(下册)P107筛板塔泛点关联图，得：C20=O.056。二4.9所以，气体负荷因
13、子:液泛气速二 C=0. 143ms取泛点率0.7操作气速：u=泛点率Xuf=O.1m/s气体体积流量W=Wv/PV=O.199m7s气体流道截面积：A=生=1.99m2选取单流型弓形降液管般，取Ad/AT=O.09;则A/AT=I-Ad/AT=0.91截面积：AT=AO.91=2.19m2塔径：D=圆整后,取D=L6m符合化工原理书P108表6.10.1及PIlO表6.10.2的经验关实际面积:AT=工O?=2m2降液管截面积：Ad=AT-A=O.18m2气体流道截面积：A=AT(I-A/r)=i.82m2实际操作气速：w=0.11m/sZl实际泛点率：u/Uf=077与所取0.7基本符合则
14、实际HT=O.45m,D=L6m,uf=0.143ms,u=0.llms,AT=2m2,A=1.82m2,z/Uf=0.773 .塔高的估算实际塔板数为Np,理论板数为NT=87（包括再沸器），其中精微段40块，提馈段47块，则Np=（NT-I）/0.6+1=90/0.6+1=143（块）实际精储段为67-1=66块；提馈段为77块，塔板间距H尸0.45m有效高度：Z=Ht（Np-1）=64m;进料处两板间距增大为0.8m设置8个人孔，每个人孔0.8In裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.8m.设釜液停留时间为20min,排出釜液流量=Wv/PV=O.199117s密度
15、为Pb=474kgm3釜液高度：Z=qnvs/（3*1.62）=0.026m取其为O.03m总塔高h=Z+8*（0.8-0.45）+5+1.5+1.8+0.03+2*（0.7-0.45）=77.95m第五节溢流装置的设计1. 降液管（弓形）由上述计算可得：降液管截面积：Ad=A-AT=0.18m2由Ad/At=87,查化工原理（下册）P113的图6.10.24可得:lwD=0.7所以,堰长lw=0.735D=1.119m2. 溢流堰取E近似为1则堰上液头高:2/3=2841X7取堰高hw=O.029m,底隙hb=O.035m液体流经底隙的流速:_Qnls38ws第六节塔板布置和其余结构尺寸的选
16、取1.取塔板厚度6=4mm进出口安全宽度bs=bs=80Inin边缘区宽度bc=50mm由Ad/At=9,查化工原理（下册）PH3的图6.10.24可得：.=L61-,IT%），所以降液管宽度：bd=0.228mX=万一Sd+bs）=o.52m*r=2UC-0.75m有效传质面积：Aa=2(x7r2-X2r2sin,)二1.424m2r采用F1Z-41型浮阀，重阀浮阀孔的直径d=0.039m0初取阀孔动能因子耳)=11,计算适宜的阀孔气速n=浮阀个数72=112-xo2.浮阀排列方式由于直径较大，所以采用分块式塔板，等腰三角形排列.孔心距1=(0.907*88-0)尸6*d=0.118m(t=
17、100mm0万，2&n-d0浮阀的开孔率=6.6%10%A9-D4uo =Qnvs元,2WXdo = 1.77=j=9.621所以外;11正确第七节塔板流动性能校核1. 液沫夹带量校核.%吟耳PPv=3408一OJSAtKCf由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5J9得系数=0.120根据表5-11所提供的数据，K可取K=IoZ=D-2%=1.2mAb=AtAd=164m2T 会:+L36x%ZAKCF=0.45Hd,所以不会发生液泛。4. 液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间应大于3-5sr=Aq%=4.935s5s满足要求,则可避免严重的气泡夹带。q心5.
18、 严重漏液校核当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故漏液点的气速可取=5的相应孔流气速,Foj/=0.808sTa“0K=-=2.191.5w0满足稳定性要求第八节负荷性能图以气相流量为纵坐标，液相流量为横作标过量液沫夹带线根据前面液沫夹带的较核选择表达式：Fx+1.36qnlZ=0.8KCf由此可得液沫夹带线方程：qnvs=0.4875-5.514zv此线记作线（1）2. 液相上限线对于平直堰，其堰上液头高度山刈必须大于0006m,取初=2.84x102/3=0.006hu,=0.006m,即可确定液相流量的下限OW取E=L代入Iw,可求得IW的值，则Lh=3.07*lw=3.44mh
19、此线记作线（2）与纵轴平行3. 严重漏液线当阀孔的动能因子低于5时将会发生严重漏夜，故取F0=5时，计算相应气相流量则为汕=3600XAoO=3263%3/人此线记作线（3）3.液相上限线与横轴平行qnvh=3600AdH=58.32/,由上述关系可作得线（4）4. 浆液管液泛线Hd令H=H+hw=上将Hd=hw+how+/hd其中二（）为避免降液管液泛的发生，应使HdM（r+力卬）（*）。其中hw=0.05m代入（*）式可得液泛方程线:1.34*10-5*q2=0.1755-2.63*103*qLh2z3-7.68*IO-6*1nvhqLh此线记作线（5）计算降液管液泛线上的点：如表所示液相
20、流量1020304050气相流量第四章再沸器的设计一设计任务与设计条件L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）丙稀二0.02,丙烷二0.98塔顶压力：172MPa塔底压力PW=I720+NpXhf=1720+142X0.0973X474.466889.807IO-3=1788.36KPa2.再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度(C)10054压力(MPa绝压)0.1013L78803.物性数据1) 壳程凝液在温度(100C)下的物性数据：潜热：rc=2319.2热导率：入C=06725w(m*K)粘度：HC=0.5294mPas密度：Pc=958.
21、lkgm32) 管程流体在(541.788MPa)下的物性数据：潜热：rb=330C7液相热导率：入b=0.082w(m-K)液相粘度：Pb=0.07mPas液相密度：Pb=442.8kgm3液相定比压热容：Cpb=3.19CJK表面张力：Ob=O.00394Nm气相粘度：UV=0.0088mPas气相密度：PV=47.19kgm3蒸气压曲线斜率(tP)=0.00025m2K/kg二估算设备尺寸热流量：QR=Dbyb=DCy-V，.rb.1000/3600=2633400w传热温差：a=46lm假设传热系数：K=850W(m2K)估算传热面积Ap=67.35m2拟用传热管规格为+幽5X2mm,
22、管长L=3mDs=r(Z?-l)+(2-3)J0则传热管数：N=JL=286r叫L若将传热管按正三角舷排列，按式N1=3a(a+l)l;b=2a+l得：b=18.6管心距：t=32mm则壳径：DS=t(b-1)+(2-3)d0=638m取D=0.600m取管程进口直径：Di=O.25m管程出口直径：Do=O.35m三传热系数的校核1 .显热段传热系数K假设传热管出口汽化率Xe=O.22则循环气量：叱=乌二36.27kgsXe1)计算显热段管内传热膜系数Qi传热管内质量流速：G=也di=25-22=21mm”So=3d；NTW1G=T=366.17kg(mjs)SOdiG雷诺数：Re=-=109
23、851.710000普朗特数：P二CPJ“=2.73r显热段传热管内表面系数：,-=0,023ReosPr=1445.43w(m2K)2)壳程冷凝传热膜系数计算a。蒸气冷凝的质量流量:7=2=1.1354kgsrC传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：mM=d0N=0051kg(ms)Re=也=381.94/2管外冷凝表面传热系数：圆=1由旦:/iL=5540.36w/(m2K)3)污垢热阻及管壁热阻沸腾侧:Ri=0.0176m2K/w冷凝侧:Ro=0.00009m2K/w管壁热阻：Rw=0.0051m2K/w4)显热段传热系数K=!=735.8w(m2K)L4+r，+Ka+%+-L44”a02
24、 .蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：Gh=3600G=1318220.97kg(m2h)Lockhut-martine1参数：Xe=O.22时:在X=Xe的情况下XH=(l-x)xjvPJJ=L268569则lXtt=0.7969再查图329,E=O.1X=O.4Xe=O.088时1/tt=(-)Wps(v4728查设计书P96图329得：a,=0.82)泡核沸腾压抑因数：a=(aE+a)/2=0.45泡核沸腾表面传热系数:5。吟”二6293.4w( m2 K)X 0.69 ZQdi PbAprbMb) Pv3)单独存在为基准的对流表面传热系数：a=(三4七(I)W2-K)Cli
25、沸腾表面传热系数：KE对流沸腾因子：F,=3.50,J=1.93两相对流表面传热系数：a甲=Ffpa二2589.05w(m2K)沸腾传热膜系数:%=%p+aanb=5421.08w(m2K)Ke=11-JKS+j+Ro+-l1=1324.4w(m2K)/VOCvdididmOCoj3 .显热段及蒸发段长度LBCL(7idiNTKLtm=o.O2CpwlP1W1Lbc=0.274872L=0.06Leo-L-Lbc2.944 .传热系数Kc=1KlLb,+KeLcJl=1312.84m2实际需要传热面积：A=。/KC乙=43.61m25 .传热面积裕度E=(Ap-Ac)/Ac=54%30%所以，
26、传热面积裕度合适，满足要求四循环流量校核1 .循环系统推动力：1)当X=Xe3=0.073时XK=(l-)j9(pvOjGJ=3.94两相流的液相分率：RL(X 汀 21f/3954两相流平均密度夕/=夕(1R)+PRl=203.61kgm32)当X=Xe=O.22XJ=(i)H(aPJG4J=1.268569两相流的液相分猝RJ=xtt(xj+21zz+l),s0.2333两相流平均密度：ZV=PeH)+2凡二139.49kgm根据课程设计表319得：L=0.8m,则循环系统的推动力AP尸人储4F-5804.33pa2 .循环阻力/Pf:管程进出口阻力APl一叱进口管内质量流速：=d5=73
27、8.94kg(m2-s)Nb釜液进口管内流动雷诺数：Re=生=2639078.374进口管内流体流动摩擦系数：,八八一0.75434=0.01227+RO38=0.015进口管长度与局部阻力当量长度:l=(0/0.0254)2=29.298m-0.3426(D,./0.254-0.1914)=1084. 44Pa管程进出口阻力:传热管显热段阻力4P2一叱0.785JX=366.17kg(m2s)Re=垄=109851.742=0,01227+=0.0214eP?=9.12Pa4Zpb传热管蒸发段阻力4P3a.气相流动阻力4Pv3G=366.17kg(m2s)取X=23Xe则GV=xG=53.7
28、kg(m2s)Rev=4GY=128160.37AZ=O.0%7+等=0.。21%3=4-=89.5Pa42pvb.液相流动阻力4PL3GL=G-Gv=312.67kg(m2s)ReL=2k=745660.34=0,0227+=0.0167%=%争X4=257.78Pa4?PbP.=(PP17)12516.52Pa管内动能变化产生阻力4P4动量变化引起的阻力系数：72M=Z)+包_广2.2RLPV(I-RL)Pa=G?M/pb=666.17管程出口段阻力4P5a.气相流动阻力4Pv5G=W，=377.0lkg(m2s)Gv=XeG=82.94kg(m2s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：
29、j=(/。254。=40.79mL0.3426()j0.0254-0.1914)Rev=32988474=0.01227+=0015ReY%=4宗f=3952pa42pvb.液相流动阻力4PL5Gl=G-Gv=294.07kg(m2s)Re=1470343.7l=0,027+=.0157LoU.38CLG；%=N=178.53Pa4ZpbPs=(P4+P1,4)4=1442387pa所以循环阻力：Pf=ZiPl+P2+P3+P4+P5=5718.64pa又因4PD=5804.33Pa所以APdAPj=L014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
30、传热过程对循环流量的要求。第五章辅助设备设计一辅助容器的设计容器填充系数取：=0.71.进料罐（常温贮料）20丙稀PU=522kg?丙烷PL2=500kgm3压力取1.73947MPa由上面的计算可知进料Xf=65%闪稀的质量分率：Mf=65x426542 + 3544= 63.93%则_100-63.9J00-6森=513.84kgm500522进料质量流量qzh=700.6542+70x(1-0.65)44=2989kg/h取停留时间：7为4天，即U=96h进料罐容积：V=驾土=797.82m3Pl圆整后取V=798?Pc2H6=474.46688kgm3质量流量q111=405.62*4
31、2.04=17052.2648kgh则体积流量：=35.9398和7打1nlh设凝液在回流罐中停留时间为IOmin,填充系数”=0.7则回流罐的容积丫=黑7=0皿77/60=8.55m3PLwI/取V=9根3 .塔顶产品罐质量流量qw1=3600qm戾=qr42.04体积流量：qnvh=qmDhpl=./h产品在产品罐中停留时间为U=120h,填充系数”二0.7则产品罐的容积V=与*=电户=697.76m3P,V=698m4 .釜液罐取停留时间为5天，即7=120h，釜液密度为p/2=443.162kg/m3摩尔流量：qnw=24.0626的第力质量流量q洲h=43.964qwzqrnwh，a
32、则釜液罐的容积V=7V=409.2PliIxv=4iom二传热设备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46.22C,走管程传热温差：a,H-r2(80-46.22)-(50-20).r,=3Loja管程液体流率：qm,h=3600qmt=2989kgh管程液体焙变：H=401kJkg传热速率：Q=qrefsH=2989401/3600=332.94kw壳程水焙变：AH=125.6kJkg壳程水流率:q=3600QH,=9542.9kgh假设传热系数：K=650w(m2K)aQ52则传热面积:A=5.7KW圆整后取A=6m22 .顶冷凝器拟用Oe水为冷却剂，出口温度
33、为30走壳程。管程温度为43.1a,l-2(43.1-0)-(43.1-30)”Qrf,=-=25.19wl11143.1-0InIn4243.1-30管程流率：qfflvs=18983.49kgh取潜热r=353.53kJkg传热速率：Q=qmvs.r=1864.07kw壳程取焰变：AH=125.8kJkg则壳程流率：qc=QH=53343.9kgh假设传热系数：K=650w(m2K)则传热面积F=Z-=113.85病K4m3 .顶产品冷却器拟用15水为冷却剂，出口温度为25走壳程。管程温度由43.OC降至2010.1Krt-f2(43.0-25)-(20-15)220-15流率：q11ns
34、=52.5kmolh;丙烯液体定压比热容:Cp=2.916kJkgK传热速率：Q-DsCptmM3600=30.5kw假设传热系数：K=600w(m2K)则传热面积A=送后=4.36加2圆整后取A=511c4.塔底冷却器用15C水为冷却剂，出口温度为25。走壳程。管程温度由50降到20In H-r2(50-25)-(20-15)r220-15流率：q11f5=1057.88kgh丙烷液体定压比热容：Cp=3.130kJ/kgK传热速率：Q-q11ws.CptmM/3600-31.6kw假设传热系数：K=600w(m2K)则传热面积：4=胃=4.24加2圆整后取AWni”7.塔底蒸汽回流管取原料
35、流速：u=20ms体积流量：qnvs=738.68kz21 4aM则Q=/=0.035m73600啊取管子规格。37X4,其内径为37mm,所求各管线的结果如三.泵的设计1 .进料泵(两台，一用一备)液体流速：u=0.5ms,选70X3.0,do=0.064m=64mm液体密度:瓦=513.9kgm液体粘度/=0.082mPas取=0.2相对粗糙度：/40.003125Re=丝=2.0xK）5查得：=0.026取管路长度：L=12Om取90度弯管2个（2x4Od），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,=15d,一个90度弯头，进入突然缩小7=0.5,文氏管流量计
36、1个，喷嘴阻力取0.OO98106Pahf=+）-=2.69mdJ2gpg取Z=50m,y=1.64Q6pa则“e=AZ+M+L+y=378.12Pg2gqvih=-J2u3600=5.788m7h4选取泵的型号：AY扬程：30650m流量：2.5600r7h2 .回流泵（两台，一备一用）实际液体流速：u=0.5ms,1084,管路直径：d=0.Im=100mm液体密度：瓦=474.46688Zg/液体粘度=0.067?Pas取=02,相对粗糙度:d=0.002Re=3.54IO5查得：=0.0228取管路长度：1=12Om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=15
37、d,进入突然缩小S=O5,文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981X()6RZEhf=(几匕空+Z吟+电=2.477次d2gpg取z=io,y忽略不计。则He=Z+-+yzf=102.49ZHPg2gqvh3600=14.14m3h选取泵的型号：Y扬程：60603m流量：6.25500Mh3 .釜液泵(两台，一备一用)实际液体流速：1)=0.5111/5选632X2.5,管路直径：d=0.027m=27mm液体密度：瓦=444kg液体粘度=().0085ZPa-S取=0.2相对粗糙度：d=0.0074Re=5.64105查得：=0.033取管路长度:1=6Om取9。度弯管2个(2x401)，
38、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。=15d,一个90度弯头，进入突然缩小7=0.5,文氏管流量计1个，喷嘴阻力取0.00981X()6PQJ铤=2.446帆2gpg取Z=-5m,则e=AZ+M+=-2.54mPg2g乙Jqv,h=-t2w3600=0.824m7h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。第六章管路设计1 .进料管线取料液流速：u=0.5ms体积流量V=0.001608s则d=_ =0.064m u取管子规格070X3的管材。其内径为0.064m2 .塔顶蒸汽管：取原料流速：u=12ms体
39、积流量：V=611.94m3A则d=竺=0.134 m u取管子规格。152X8.5.其内径为0.135m,其实际流速为u=11.88msd23 .塔顶产品管取原料流速u=0.4ms,其体积流量：V=4.07/人4V则d=0.060mVu取管子规格068X4.其内径为0.060m,其实际流速为4Vu=I=0.4msd24 .回流管取原料流速：U=O.7ms体积流量：V=35.95tw3A则d=0.135m u取管子规格0152X8.5.其内径为0.135m,其实际流速为U=也=0,7msd25 .釜液流出管取原料流速：u=0.3ms体积流量：V=2.387w3A则d=O.O53 mu取管子规格
40、。60X3.5.其内径为0.053m。6 .仪表接管选管规格：O32X3.名称管内液体流速（ms）管线规格（mm）进料管0.5070X3顶蒸气管12句52X8.5顶产品管0.4G68X4回流管0.7G152X8.5釜液流出管0.3O60X3.5仪表接管/032X3塔底蒸气回流管10152X8.5第七章控制方案精僧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。精储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pMkg/n?)1FIC-Ol进料流量控制0-3000kg/h丙烷丙稀Pl=513.92FIC-02回流定量控制0-1500kg/h丙稀Pl=474.466883PIC-Ol塔压控制02MPa丙稀Pv=38.84HIC-02回流罐液面
