1、丙烯丙烷精馏装置设计过程工艺与设备课程设计（二）（丙烯丙烷精馏装置设计）学 院（系）： 化工与环境生命学部_班 级： 环工 1302_学 生 姓 名： 崔世璇_学 号： 201346075_指 导 教 师： 吴雪梅、李祥村_完 成 日 期： 2016 年 7 月 10 日_丙烯丙烷精馏装置设计前 言化工原理是化工及其相关专业学生的一门重要的技术基础课，其课程设计涉及多学科知识，包括化工，制图，控制，机械等各种学科，是一项综合性很强的工作；是锻炼工程观念和培养设计思维的好方法，是为以后的各种设计准备条件；是化工原理教学的关键环节，也是巩固和深化理论知识的重要环节。本设计说明书包括概述、方案流程简
2、介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计、控制方案和经济分析共八章。说明中对精馏塔的设计计算做了较为详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路和控制方案的设计也做了简要的说明。 在设计过程中，得到了吴雪梅和李祥村老师的指导，得到了同学们的帮助，同学们一起讨论更让我感受到设计工作是一种集体性的劳动，少走了许多弯路，避免了不少错误，也提高了效率。鉴于学生的经验和知识水平有限，设计中难免存在错误和不足之处，请老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！丙烯丙烷精馏装置设计I目 录前 言 .I目 录 .II第一章 概述 11.1 精馏塔 .11.1.1 塔型选择 .11.1.2 板型选择 .21.2 再沸器 .21
3、.3 冷凝器（设计从略） .3第二章 方案流程简介 42.1 精馏装置流程 .42.2 工艺流程 .42.2.1 物料的储存和运输 .42.2.2 必要的检测手段 .42.2.3 调节装置 .42.3 设备选用 .42.4 处理能力及产品质量 .5第三章 精馏过程系统设计 63.1 设计条件 63.1.1 工艺条件 63.1.2 操作条件 63.1.3 塔板形式： .63.1.4 处理量： .63.1.5 安装地点： .63.1.6 塔板设计位置： .63.2 塔顶、塔底温度与压力的确定 63.2.1 塔顶温度与压力的计算 63.2.2 塔底温度与压力的计算 73.2.3 平均相对挥发度 73
4、.3 物料衡算及热量衡算 73.3.1 物料衡算 .73.3.2 热量衡算 83.3 塔板数的计算 83.3.1 回流比的计算 .83.3.2 给出假设，进行迭代 .93.3.4 计算结果 .143.4 精馏塔工艺设计 143.4.1 物性数据 .143.4.2 初估塔径 .143.4.3 塔高的估算 .163.5 溢流装置的设计 163.5.1 降液管 （弓形） 163.5.2 溢流堰 .16丙烯丙烷精馏装置设计II3.5.3 受液盘和底隙 .173.6 浮阀数及排列方式 .173.6.1 浮阀数 .173.6.2 浮阀排列方式 .173.7 塔板流动性能校核 183.7.1 液沫夹带量的校
5、核 .183.7.2 塔板阻力计算 .183.7.3 降液管液泛校核 .193.7.4 液体在降液管内停留时间 .193.7.5 严重漏液校核 .193.8 负荷性能图 193.8.1 过量液沫夹带线 .193.8.2 液相下限线 .203.8.3 严重漏液线 .203.8.4 液相上限线 .203.8.5 降液管液泛线 .203.8.6 负荷性能图 .213.9 塔设计结果表 223.9.1 操作条件及物性参数 .223.9.2 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果 .22第四章 再沸器的设计 234.1 设计任务与设计条件 234.1.1 选用立式热虹吸式再沸器 .234.1.2 再沸器壳程与
6、管程的设计 .234.2 估算设备尺寸 244.3 传热系数的校核 244.3.1 显热段传热系数 KL .244.3.2 蒸发段传热系数 KE 计算 .254.3.3 显热段及蒸发段长度 .274.3.4 平均传热系数 KC .274.3.5 传热面积裕度： .274.4 循环流量校核 274.4.1 循环系统推动力 .27DP4.4.2 循环阻力Pf： .284.5 再沸器设计结果 31第五章 辅助设备的选型 325.1 冷凝器 .325.2 进料预热器 .325.3 两端产品冷却器 .335.3.1 塔顶产品冷却器 .335.3.2 塔底产品冷却器 .335.4 容器 335.4.1 进
7、料罐（常温贮料） .34丙烯丙烷精馏装置设计III5.4.2 回流罐（43） .345.4.3 塔顶产品罐 .345.4.4 塔底产品罐 .345.5 辅助设备设计汇总 .355.5.1 换热器设计汇总 .355.5.1 储罐设计汇总 .35第六章 管路设计及泵的选择 366.1 管路设计 .366.1.1 进料管 .366.1.2 塔顶蒸气管 .366.1.3 塔顶产品管 .366.1.4 回流管 .366.1.5 釜液流出管 .376.1.6 仪表接管 .376.1.7 塔底蒸汽回流管 .376.1.8 管线设计结果 .376.2 泵的选择 386.2.1 进料泵(两台，一用一备) 386
8、.2.2 回流泵（两台，一用一备） .386.2.3 釜液泵（两台，一用一备） .396.2.4 料液输出泵 .406.2.5 泵设计结果 40第七章 控制方案 41第八章 经济概算 428.1 项目总投资估算 .428.2 项目生产成本分析 .438.2.1 直接生产成本 438.2.2 设备折旧成本 438.2.3 项目生产成本 438.3 项目经济效益分析 .43设计心得及总结 44附录一 主要符号说明 45附录二 参考文献 47丙烯丙烷精馏装置设计0第一章 概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，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挥发度的不同，使易挥发
9、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的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。所用设备主体核心设备是精馏塔、再沸器、冷凝器，辅助设备包括储罐、预热器及冷却器。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。1.1.1
10、塔型选择板式塔 填料塔压力降 一般比填料塔大 适于要求压力降小的场合空塔气速（生产能力） 小 大塔效率 稳定，大塔比小塔有 所提高 塔径在 1400mm 以下效率较高；塔径增大，效率会下降液气比 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 800mm,一般比板式塔便宜；直径增大，造价显著增加表 1- 1 板式塔和填料塔的性能比较在本次设计中采用板式塔，一方面板式塔的设计比较成形，可借鉴的数据和设计结果较多；另一方面，板式塔的造价相对低廉，安装维修都更为简便。丙烯丙烷精馏装置设计11.1.2 板型选择塔板类型 泡罩塔板
11、筛板塔板 浮阀塔板优点塔板操作弹性大，塔效率也比较高，不易堵结构简单、造价低、塔板阻力小操作弹性大，塔板压降低，塔板效率较高缺点结构复杂，制造成本高，塔板阻力大，生产能力小容易漏液、操作弹性小，且易堵塞浮阀易脱落或损坏表 1- 2 不同类型塔板的优缺点比较本设计为浮阀塔，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，漏液量不多；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。且经长期研究发现其能满足
12、生产要求，目前应用较为广泛。1.2 再沸器再沸器将塔底液体部分汽化后送回塔内，使塔内气液相接触传质得以进行。立式虹吸式 卧式虹吸式 强制循环式 釜式再沸器 内置式优点结构紧凑，占地面积小，传热系数高维护、清理方便适于高粘度、热敏性物料，固体悬浮液和长显热段和低蒸发比的高阻力系统可靠性高，维护、清理方便结构简单，传热面积小缺点壳程不能机械清洗，不适宜高粘度或较脏的传热介质占地面积大，传热系数中等耗能大 传热系数小 ，壳体容积大，占地面积大，造价高，易结垢传热效果不理想表 1- 3 不同类型再沸器性能比较丙烯丙烷精馏装置设计2本设计采用立式虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。循环推动力釜液
13、和换热器传热管气液混合物的密度差，塔釜提供气液分离空间和缓冲区，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。1.3 冷凝器（设计从略）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。本设计塔顶温度约为 42C，选用普通的循环水即可满足要求。丙烯丙烷精馏装置设计3第二章 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（丙烯和丙烷的混合液体）经进料管由精
14、馏塔中的某一位置（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的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
15、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、液位等各项参数。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浮阀塔，配以立式热虹吸再沸器。丙烯丙烷精馏装置设计42.4 处理能力及产品质量处理量：50kmol/h产品质量：（以丙烯摩尔百分数计）进料：x f65塔顶产品：x D98塔底产品: x w2丙烯丙烷精馏装置设
16、计5第三章 精馏过程系统设计3.1 设计条件3.1.1 工艺条件饱和液体进料，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。3.1.2 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：加热剂热水加热方法间接加热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/R min=1.4。3.1.3 塔板形式：浮阀3.1.4 处理量： =50kmol/hnFq3.1.5 安装地点：大连3.1.6 塔板设计位置：塔底3.2 塔顶、塔底温度与压力的确定3.2.1 塔顶温度与压力的计算已知：塔顶压力 （绝压）， ，1.72MPa0.6PD
17、0.98xA0.2xB设塔顶 =43，查 PTK 图得 ， ，由 得T0.A.1KBioiiyp，0.98.1xK=yA 0.82.9xyB1-298.0B|1.008-1|=0.008，所选温度基本符合，故假设正确，塔顶温度为 316K，.910.KBAD丙烯丙烷精馏装置设计63.2.2 塔底温度与压力的计算工程经验每块塔板压降 100mm 液柱，丙烷-丙烯密度约 450kg/m3,则塔底压力 （绝压），N 为假设实际塔板数。MPa109.8450.1NP6DW设塔底 =53 ，查 PTK 图得 ， ，得TABBADK3.2.3 平均相对挥发度 2)(WDm3.3 物料衡算及热量衡算3.3.
18、1 物料衡算1) 全塔物料衡算 WnDnFnxqxq其中： 塔顶采出量塔底采出量n进料量Fq塔顶产品组成，摩尔分数Dx塔底产品组成，摩尔分数W进料组成，摩尔分数F解得结果： l/h32.815kmoqnDkmol/h1875.qnW换算为质量流量： ol42.70kg/0.3542.6M96.98FWDkg/h0.1352Mq64.79FnFWD其中： 塔顶，塔底，进料物流摩尔质量,kg/kmol；FD,塔顶，塔底，进料物流质量流量 kg/h。Mq换算为体积流量：丙烯丙烷精馏装置设计7查物性手册得，40C 下密度（kg/m 3） 60C 下密度（kg/m 3）丙烷液体 466.8 427.6丙
19、烯液体 478.0 435.0表 3- 1 不同温度下丙烯丙烷的密度塔顶：98% 丙烯，按 43C 的纯丙烯计算密度，3/k05.4203.-.4781-0. mgD塔底：98% 丙烷，按 53C 的纯丙烷计算密度，3/2.1.6-.-.6W进料混合液体取密度 ，3/k450gLhqDM/m6.1379VW71263FM/4.50.2VF 2) 塔内气、液相流量：精馏段： ，nDnLRqnDV1)q(提馏段： ， F nFVn)(饱和液体进料，q=1，则： LVq3.3.2 热量衡算1）再沸器热流量： rqnVR再沸器加热蒸气的质量流量： RGr2）冷凝器热流量： nVC冷凝器冷却剂的质量流量
20、： 21TC3.3 塔板数的计算3.3.1 回流比的计算联立 q 线方程和相平衡关系，有丙烯丙烷精馏装置设计8eexy165.0x，eDRmin min4.R3.3.2 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精馏线方程 1xnRyD提馏线方程 WnFnLnWFnL xqxq1第一次：首先假设 80/0.6=134 块实际板。算出塔底压力 ，1.78MPa0.61.729.8450.13P-6DW 查 PTK 图得 ， ，得5.1AKB 5.KBAD平均相对挥发度 132.2)(WDm，67.05.130.6x
21、ey 2.165.0-7.98yxmin eDR124.minR精馏线方程 0587.x9.x1nnn yDh/kmol168237.5qL提馏线方程 0627.x31. 1875.-06.512x8-5.ynn1 WnFLWnFLn xq相平衡方程 nnyy3.)(丙烯丙烷精馏装置设计9利用逐板计算法计算理论板数，用 excel 输出结果如下：板数 x y 板数 x y1 0.977458608 0.98 54 0.606904804 0.6356510692 0.974661611 0.977511091 55 0.596041926 0.6250918533 0.971708944 0.
22、974881915 56 0.584551254 0.6138922264 0.968594123 0.972106407 57 0.57243113 0.6020453435 0.965310671 0.969178476 58 0.559685481 0.5895494956 0.961852151 0.96609203 59 0.546324361 0.5764087317 0.958212218 0.962841022 60 0.532364423 0.5626334168 0.95438466 0.959419485 61 0.517829277 0.548240729 0.9503
23、63458 0.955821581 62 0.502749714 0.53325498410 0.946142843 0.952041651 63 0.487163777 0.51770795511 0.941717355 0.948074272 64 0.471116645 0.50163885512 0.937081919 0.943914314 65 0.454660323 0.48509426113 0.932231909 0.939557004 66 0.437853144 0.46812779314 0.927163223 0.934997994 67 0.420759056 0.
24、45079959115 0.921872366 0.93023343 68 0.403446736 0.43317558616 0.916356524 0.925260024 69 0.385988544 0.41532658517 0.910613645 0.920075132 70 0.368459334 0.39732718918 0.90464252 0.914676826 71 0.35093519 0.37925457319 0.898442861 0.909063968 72 0.333492106 0.3611871820 0.892015376 0.903236289 73
25、0.316204679 0.34320336121 0.885361839 0.897194453 74 0.299144843 0.32538002422 0.878485157 0.890940129 75 0.282380705 0.30779133323 0.871389422 0.884476047 76 0.265975515 0.29050750724 0.864079962 0.877806056 77 0.249986799 0.27359375625 0.856563377 0.870935165 78 0.234465684 0.2571093926 0.84884755
26、7 0.863869575 79 0.219456412 0.2411071227 0.840941695 0.856616704 80 0.204996065 0.22563256128 0.832856276 0.849185193 81 0.191114473 0.21072394329 0.824603054 0.841584899 82 0.177834305 0.19641202130 0.816195013 0.833826871 83 0.165171315 0.18272016931 0.807646301 0.825923312 84 0.153134713 0.16966
27、462532 0.798972159 0.817887523 85 0.141727652 0.15725488933 0.790188823 0.809733829 86 0.130947777 0.14549420934 0.781313415 0.801477494 87 0.120787833 0.13438015835 0.772363816 0.79313461 88 0.111236297 0.12390525636 0.763358527 0.784721987 89 0.102278007 0.11405762237 0.754316521 0.776257015 90 0.
28、093894789 0.104821625丙烯丙烷精馏装置设计1038 0.745257085 0.76775753 91 0.086066044 0.09617852839 0.736199653 0.75924166 92 0.0787693 0.08810709140 0.727163644 0.750727674 93 0.07198072 0.08058414841 0.718168291 0.742233825 94 0.065675557 0.07358512242 0.709232483 0.733778193 95 0.059828551 0.06708449943 0.70
29、0374607 0.725378534 96 0.054414282 0.06105623644 0.691612398 0.717052131 97 0.049407464 0.05547412545 0.682962804 0.708815654 98 0.044783188 0.05031209546 0.674441865 0.700685036 99 0.040517133 0.04554446747 0.666064604 0.692675353 100 0.036585718 0.04114616448 0.657844936 0.684800728 101 0.03296623
30、1 0.03709287549 0.649795594 0.67707424 102 0.029636918 0.03336118450 0.641928075 0.669507859 103 0.02657705 0.02992866351 0.634252598 0.66211239 104 0.023766958 0.02677393952 0.626778088 0.654897442 105 0.021188054 0.02387673453 0.617146527 0.645581209 106 0.018822834 0.021217883107 0.016654869 0.01
31、8779342得理论进料为 52 块板，理论总板数为 107 块（不含釜）则实际板数为 107/0.6=178.333 块。第二次：设实际板为 179 块。算出塔底压力 ，1.80MPa.1.7209.8450.179P-6DW 查 PTK 图得 ， ，得8.1A2KB 56.KBAD平均相对挥发度 136.)(WDm，678.05.13.06.xey 8.05.-7.098yxmin eDR124minR精馏线方程 068.x93.x1nnn yDh/kmol14825.qL提馏线方程丙烯丙烷精馏装置设计11065.x32.1 1875.-03.49627x187-496.ynn1 WnFL
32、WnFLn xqq相平衡方程 nnyy)(同上，通过 excel 利用逐板计算法计算理论板数，板数 x y 板数 x y1 0.977400116 0.98 54 0.613872096 0.6430178962 0.97465271 0.977561399 55 0.603402567 0.6328660033 0.971751342 0.974984427 56 0.592289526 0.6220614494 0.968689535 0.972263045 57 0.580526643 0.6105927915 0.965460811 0.969391176 58 0.56811303
33、0.5984534966 0.962058731 0.966362746 59 0.555053889 0.5856426477 0.958476937 0.963171713 60 0.541361099 0.5721656148 0.954709205 0.959812115 61 0.527053704 0.5580346549 0.950749494 0.956278113 62 0.512158282 0.54326942310 0.946592009 0.952564042 63 0.496709152 0.52789734711 0.942231263 0.948664465 6
34、4 0.4807484 0.51195384512 0.937662141 0.944574236 65 0.464325701 0.49548234913 0.932879979 0.940288559 66 0.447497922 0.47853412314 0.927880633 0.935803058 67 0.430328503 0.46116785515 0.922660559 0.931113845 68 0.412886619 0.44344901516 0.917216892 0.926217596 69 0.395246144 0.4254489917 0.91154752
35、9 0.921111626 70 0.37748445 0.4072440218 0.905651207 0.91579396 71 0.359681074 0.38891395319 0.899527584 0.910263415 72 0.341916297 0.37054086820 0.893177315 0.90451967 73 0.324269712 0.35220761921 0.886602121 0.898563337 74 0.306818798 0.33399634322 0.879804858 0.892396034 75 0.289637588 0.31598723
36、 0.872789575 0.886020438 76 0.272795458 0.29825599124 0.865561556 0.879440345 77 0.256356085 0.28087491325 0.858127363 0.872660715 78 0.240376601 0.26390947926 0.850494855 0.8656877 79 0.224906967 0.24741865227 0.842673198 0.858528673 80 0.209989566 0.2314539928 0.834672858 0.85119223 81 0.195659017
37、 0.21605923229 0.826505576 0.843688189 82 0.181942191 0.20127010530 0.818184325 0.836027562 83 0.168858417 0.187114341丙烯丙烷精馏装置设计1231 0.809723253 0.828222518 84 0.156419841 0.17361188632 0.801137601 0.820286327 85 0.144631912 0.16077527633 0.79244361 0.812233283 86 0.133493964 0.14861013334 0.7836584
38、09 0.804078622 87 0.122999863 0.13711577135 0.774799886 0.795838408 88 0.113138693 0.12628585936 0.76588655 0.787529422 89 0.103895444 0.11610913137 0.756937378 0.779169022 90 0.095251702 0.10657009838 0.747971655 0.770775009 91 0.087186303 0.09764975739 0.739008809 0.762365473 92 0.079675946 0.0893
39、2626540 0.730068246 0.753958635 93 0.072695757 0.08157557641 0.721169175 0.745572697 94 0.066219799 0.07437202142 0.712330452 0.737225678 95 0.060221522 0.06768883343 0.703570416 0.728935262 96 0.054674146 0.0614986144 0.694906746 0.720718653 97 0.049551 0.05577371945 0.686356319 0.712592431 98 0.04
40、4825794 0.05048663246 0.677935093 0.704572429 99 0.040472846 0.0456102247 0.669657994 0.696673611 100 0.03646726 0.04111797748 0.661538828 0.688909979 101 0.032785065 0.03698421249 0.653590211 0.681294484 102 0.029403317 0.03318418750 0.645823509 0.673838957 103 0.026300169 0.02969422351 0.638248804
41、 0.66655406 104 0.023454912 0.02649177452 0.630874878 0.659449251 105 0.020848 0.02355546953 0.623709201 0.652532764 106 0.018461047 0.020865136107 0.01627682 0.0184018得理论进料为 53 块板，理论总板数为 107 块（不含釜），则实际板数为107/0.6=178.333 块。假设成立。结论：理论进料为 53 块板，理论总板数为 108 块（含釜）实际进料第 88 块板，实际总塔板数为 180 块（含釜）。回流比 R=15.12
42、塔底压力 （绝压）1.7902MPa9.8450.179P-6DW塔底温度： =53T流量：精馏段： h/kmol3.4.32.RqnnL9528161)(DV提馏段： l/.60.49nFn kol/h528q丙烯丙烷精馏装置设计133.3.4 计算结果名 称 数 值理论塔板数 NT 107进料板位置 NF 53回流比 R 15.12相对挥发度 1.133塔顶产品量 qnD (mol/h) 32.8125塔底产品量 qnW (mol/h) 17.1875精馏段气相流量 qnV (kmol/h) 528.94精馏段液相流量 qnL (kmol/h) 496.13提馏段气相流量 qnV (kmo
43、l/h) 528.94提馏段液相流量 qnL (kmol/h) 546.13塔顶温度 TD () 43塔底温度 TW () 53塔顶压力 PD (MPa) 1.72（绝）塔底压力 PW( MPa) 1.799（绝）表 3- 2 精馏塔计算结果3.4 精馏塔工艺设计3.4.1 物性数据1.80Mpa，53下，丙烷的物性数据（以塔底为标准）：查得气相密度： 3/kg5.mV液相密度： 241L液相表面张力： N/76.3.4.2 初估塔径 kg/s468.273.kg/h49.528MqnVm mV /12.0/5.6.373 skghkgqnLm /64./4.28149丙烯丙烷精馏装置设计14
44、smhqLmV /0137./46.932.4183两相流动参数： 26.041.356.8qFLVVLLV 设塔板间距 （一般取值范围为 0.40.6m），查费克关联图得0.45HT06.2C图 3- 1 费克关联图气体负荷因子 C： 045.)276.4(0.2.0 液泛气速 ：fu m/s12315.f VL泛点率取 （一般取值范围为 0.60.8），0.7f操作气速 0.165m/s.2.uf 所需气体流道截面积 2Vs.7.8qA选取单流型，弓形降液管板，取 （一般取值范围为 0.60.12），0.9TD则 91.0TDTA故塔板截面积 21.879m0.塔径 ，圆整，取 1.6m5
45、8794丙烯丙烷精馏装置设计15则实际塔板截面面积 ，222T.01m4.6DA实际降液管截面积 ，T.8.90.实际气体流道截面积 ，2D3.1实际操作气速 ，s/5832quVs实际泛点率 ，在 0.60.8 之内0615.9f且选 ，符合经验关系。mD0.4,HT3.4.3 塔高的估算实际板数 ，塔板间距 ，179Np0.45HT塔高 ，80.45HZT设釜液停留时间为 30min，釜液高度 ，0.43m1.6274Dq2VW设置 10 个人孔（一般每隔 1520 块板设一人孔），人孔及进料所在处两板间距增大为 0.9m，裙座取 5m，塔顶空间高度 1.5m，釜液上方气液分离高度取 4m
46、。所以，总塔高 h=80.55+（10+1）*(0.9-0.45)+0.43+4+5+1.5=96.43m。3.5 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 ，2TD0.18m2.09.A由 ，查化工原理下册 P235 图 10.2.23 得0.9ATD， ，68.lW13b.d所以堰长 ， 。m.lW08160 m.D.d 2086130b溢流强度 ，符合要求。h)/(h)/(45.1.89lq33wVLh 丙烯丙烷精馏装置设计163.5.2 溢流堰E：液流收缩系数，一般可近似取 E =1。堰上方液头高度6m032.8.14690.21084.2h233h3 WV
47、LOWlq取堰高 。m.3.5.3 受液盘和底隙取平形受液盘，底隙 hb 取 0.04m（通常在 3040mm），液体流经底隙的流速 ，符合要求。smlqbWVL /5.0/36.04.8.17us 3.6 浮阀数及排列方式3.6.1 浮阀数受液区和降液区面积相等，总面积为 ，2m36.018.2DA入口安定区和出口安定区 ，60mbs边缘区 ，0.5mbc单流型弓形降液管塔板，有效传质面积 ，rxxra 1-22sin其中： ，0.53.60.2816b2Dxsd .7m.5rc求得 。2222a 1.450m.7arcsin0.5.303A采用 F1 型浮阀，浮阀孔的直径 。9d初选阀动能
48、因子 ，计算阀孔气速 ，90F sFV/51.39u0浮阀个数 。15.039.4824n02s udqV丙烯丙烷精馏装置设计173.6.2 浮阀排列方式选择正三角形排列，按 t=125mm 进行布孔，实排阀数 n=102 个，重新计算塔板以下参数：1) 浮阀的开孔率 %106103924n2020 Dd2) smndqV /4.039.184u2200 3) ，所以 正确。.5.FV0 90F3.7 塔板流动性能校核3.7.1 液沫夹带量的校核8.026.1.0.2780534.178.0qs1 FTVLVKCAF，mDZd6.b2，2b 691 8.0192.120.4. 84.376531.80q3.qs1 FbVLVLVsKCAZF故不会产生过量的液沫夹带。3.7.2 塔板阻力计算1) 干板阻力 ho临界气速 smusVk /49.1/48.15.3
