過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書

1、過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書丙烯-丙烷精餾裝置設(shè)計學生：張帥班級：化精0901學號：200944176 指導教師：王瑤 匡國柱日期：2012年6月前言本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計、和控制方案共七章。說明中對精餾塔和再沸器做了詳細的闡述的計算，對于輔助設(shè)備也做了正確的說明。鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還有較多的不足之處，望老師給與指正。感謝老師的知道和參閱！目錄第1章 概述-03第2章 流程簡介-04第3章 精餾塔設(shè)計工藝-05第4章 再沸器的設(shè)計-14第5章 輔助設(shè)備的設(shè)計-22第6章 管路設(shè)計-28第7章 控制方案-30第8章 設(shè)計心得及總結(jié)-32附錄一

2、 主要符號說明-33 附錄二 參考文獻-36第1章 ：概述精餾是分離過程中最重要的單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔、再沸器、冷凝器。1、 精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計為浮閥塔，浮閥的突出優(yōu)點是效率較高取消了結(jié)構(gòu)復雜的上升管和泡罩。當

3、氣體負荷較低時，浮閥的開度較小，漏夜量不多；氣體負荷較高時，開度較大，阻力又不至于增加較大，所以這種塔板操作彈性較大，阻力比泡罩塔板大為減小，生產(chǎn)能力比其大。缺點是使用久后，由于頻繁活動而易脫落或被卡住，操作失常。所以塔板和浮閥一般采用不銹鋼材料。2、 再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行。本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸再沸器特點：1、循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 2、結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。3、殼程不能機械清洗，

4、不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。4、塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。三、冷凝器（設(shè)計略）用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。第2章 ：方案流程簡介1、 精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝

5、器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。2、 工藝流程 1）物料的儲存和運輸精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。 2）必要的檢測手段為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設(shè)置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以

6、便定期的檢測維修。 3）調(diào)節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。3、 設(shè)備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。4、 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量：60kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量（以丙烯摩爾百分數(shù)計）進料：塔頂丙烯含量：塔底丙烯含量：第3章 ：精餾塔設(shè)計 -丙烯丙烷精餾裝置設(shè)計第1節(jié) 、工藝條件1、 工藝條件：進料：丙烯含量，飽和液體進料（q=1） 塔頂：丙烯含量 塔底：丙烯含量2、 操作條件：塔頂壓力：1.62MPa（表壓） 塔底加熱劑：水蒸氣 塔頂冷卻劑：循環(huán)冷卻水 加

7、熱方法：間壁式加熱3、 塔板形式：浮閥塔4、 處理量：5、 安裝地點：大連6、 設(shè)計位置：塔底第2節(jié) 、物料衡算及熱衡算1、 全塔物料衡算聯(lián)立上述方程，其中解得2、 塔內(nèi)氣液相流量精餾段：氣相V=(R+1)*D 液相L=R*D提餾段：氣相 液相3、 熱量衡算冷凝器熱負荷：冷卻劑用量：再沸器熱負荷：加熱劑用量：第3節(jié) 、塔板數(shù)計算第4章 相對揮發(fā)度計算塔頂壓力為，查P-K-T圖，得，則假設(shè)實際塔板數(shù)為140塊，每塊塔板的壓降為,則塔底壓力為1.88MPa，設(shè)塔底溫度為53，查圖知，則，故第5章 理論板數(shù)計算平衡線方程，q線方程x=0.65聯(lián)立上式解得，即可求得最小回流比，回流比精餾段操作線方程：

8、提餾段操作線方程：用Excel編程逐板計算運行結(jié)果如下：XnYnX10.977108Y1=XD0.98X20.974003Y20.977278X30.970677Y30.97436X40.967118Y40.971235X50.963313Y50.967891X60.959249Y60.964315X70.954913Y70.960496X80.950293Y80.956422X90.945376Y90.95208X100.940149Y100.94746X110.934601Y110.942548X120.928721Y120.937335X130.922499Y130.931809X140

9、.915926Y140.925963X150.908995Y150.919786X160.901699Y160.913272X170.894033Y170.906416X180.885997Y180.899213X190.87759Y190.891662X200.868815Y200.883762X210.859677Y210.875516X220.850185Y220.866929X230.840349Y230.858008X240.830184Y240.848766X250.819708Y250.839214X260.808941Y260.829369X270.797907Y270.819

10、252X280.786633Y280.808883X290.775149Y290.798289X300.763485Y300.787497X310.751677Y310.776537X320.73976Y320.765441X330.727772Y330.754243X340.715751Y340.742978X350.703735Y350.731681X360.691763Y360.72039X370.679873Y370.70914X380.668102Y380.697967X390.656485Y390.686905X400.645056Y400.675989X410.634972Y41

11、0.666329X420.624139Y420.655922X430.612536Y430.644742X440.60015Y440.632769X450.586973Y450.619986X460.573007Y460.606388X470.558262Y470.591974X480.542759Y480.576758X490.52653Y490.560759X500.509618Y500.54401X510.492077Y510.526556X520.473973Y520.508454X530.455384Y530.489771X540.436394Y540.470587X550.4170

12、99Y550.45099X560.397599Y560.431077X570.378Y570.410953X580.358408Y580.390727X590.338932Y590.370508X600.319675Y600.350408X610.300738Y610.330536X620.282215Y620.310993X630.264189Y630.291876X640.246736Y640.273274X650.229921Y650.255263X660.213795Y660.237909X670.198401Y670.221268X680.183769Y680.205381X690.

13、169918Y690.190281X700.156857Y700.175987X710.144586Y710.162508X720.133097Y720.149844X730.122375Y730.137987X740.112398Y740.126922X750.103142Y750.116626X760.094575Y760.107073X770.086666Y770.098232X780.07938Y780.09007X790.072682Y790.082551X800.066536Y800.075639X810.060907Y810.069297X820.055759Y820.06348

14、7X830.051057Y830.058174X840.046769Y840.053322X850.042863Y850.048897X860.039309Y860.044866X870.036078Y870.041198X880.033144Y880.037864X890.030482Y890.034836X900.028067Y900.032088X910.02588Y910.029597X920.023899Y920.027339X930.022106Y930.025294X940.020483Y940.023444X950.019017Y950.02177由結(jié)果可以看出理論塔板數(shù)，進料

15、位置，實際塔板數(shù)，實際進料位置第6章 氣液相流量計算由已知數(shù)據(jù)可計算精餾段提餾段氣液相流量精餾段氣液相流量：提餾段氣液相流量：第4節(jié) 、精餾塔工藝設(shè)計定性條件為塔底溫度，壓力恒定液相密度（326.1K，1.88MPa）表面張力（326.1K，1.88MPa）丙烯431.04.10丙烷432.04.33氣相密度（326.1K，1.88MPa）表面張力（326.1K，1.88MPa）丙烯27.0丙烷27.5液相密度氣相密度表面張力1、 塔徑的計算假設(shè)塔板間距計算兩相流動參數(shù)：查費克關(guān)聯(lián)圖由公式求氣體負荷因子泛點氣速取泛點率求得所需氣體流通截面積選取，由此可求計算塔徑因塔徑需圓整，故取塔徑D=1.8

16、m,與合乎經(jīng)驗關(guān)系。由D=1.8m計算如下數(shù)據(jù)塔截面積氣體流通截面積，實際操作氣速泛點率合乎0.60.8范圍，且較為接近初始設(shè)定值0.7.2、 塔高的估算由理論塔板數(shù)（含塔釜），可求得，實際精餾段67塊，提餾段90塊，塔板間距0.45m。所以有效塔高10個人孔，每個0.8m，裙座取5m，塔頂空間取1.5m，釜液上方氣液分離高度去1.8m，設(shè)釜液停留時間為0.5h，排除釜液流量，故釜液高度，液面板取0.7m總塔高h=70.2+10x（0.8-0.45）+5+1.5+0.41+（0.7-0.45）=80.86m3、 溢流裝置設(shè)計降液管（弓形）由，查表可知可求得由查表知，故E近似為1堰上方液頭高度取

17、溢流堰底隙，堰高4、 塔板分布入口和出口安定區(qū)，邊緣區(qū)，F(xiàn)1型浮閥，等腰三角形排列，孔心距75mm，取閥孔動能因子。對單流型弓形降液管塔板有故篩板有效傳質(zhì)面積閥孔氣速閥孔數(shù)開孔率第5節(jié) 、塔板的校核1、 液沫夾帶量校核：驗證泛點率，查表， 故2、 阻力校核1） 干板阻力聯(lián)立 解得則 2） 液層阻力碳氫化合物取為0.453） 克服液體表面張力阻力總阻力3、 降液管液泛校核降液管阻力不起泡液體，故取0.6由此4、 液體在降液管時間校核5、 嚴重漏夜校核嚴重漏夜點氣速穩(wěn)定系數(shù)第6節(jié) 、塔板性能負荷圖第4節(jié) 過量液沫夾帶線第5節(jié) 液相下限規(guī)定第6節(jié) 嚴重漏液線第7節(jié) 液相上限線第8節(jié) 降液管液泛線做負

18、荷性能圖操作點為,可見操作點在圖中，處于圖形中間靠右位置，故基本滿足要求 。max135082.4min26020.0操作彈性5.204.12第4章 ：再沸器的設(shè)計第1節(jié) 、設(shè)計條件與工藝條件1、選擇一個再沸器，其殼層為一個標準大氣壓下100的飽和水蒸汽，管程走釜液，看做是純丙烷，再沸器與管程的設(shè)計條件殼程管程溫度/10053壓力（絕壓）/MPa0.1011.88蒸發(fā)量/（kg/h）28742.12塔底壓力P=1720+ Np×hf =1720+157×0.1212×432×9.81×103=1801KPa2、 物性參數(shù)第2章 管程流體（丙烷）

19、在53，1.801MPa下的悟性參數(shù)潛熱，液相熱導率，液相粘度液相密度，液相定壓比熱容，表面張力，氣相粘度，氣相密度，蒸氣壓曲線斜率第3章 殼程凝液在恒溫100下物性潛熱，熱導率，粘度，密度3、 、估算設(shè)備尺寸第9章 計算傳熱速率根據(jù)公式，第10章 計算傳熱溫差第11章 假定傳熱系數(shù)有機液體與水蒸氣傳熱系數(shù)在5701140，假定K=650第12章 估算傳熱面積第13章 擬定傳熱管規(guī)格為，管長L=4500mm，則可得管數(shù)第14章 若排列按正三角形排列，故，同時取進口管內(nèi)徑，出口管內(nèi)徑第7節(jié) 、傳熱能力核算5、 顯熱段傳熱系數(shù)計算（）第5章 設(shè)傳熱管出口氣含率則循環(huán)量第6章 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系

20、數(shù)（）計算雷諾數(shù)普朗克常數(shù)計算第7章 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)（）蒸汽冷凝液質(zhì)量流量計算傳熱管外單位潤濕周邊上凝噎的質(zhì)量流量計算冷凝液膜的第8章 污垢熱阻及關(guān)閉熱阻沸騰側(cè)，冷凝側(cè)，管壁熱阻取用碳鋼在此溫度下，故第9章 計算顯熱段傳熱系數(shù)（）2、蒸發(fā)段傳熱系數(shù)的計算第5節(jié) 傳熱管內(nèi)釜液質(zhì)量流量當時，計算Martinelli參數(shù)計算，由以及查圖得，再計算，再查表得第6節(jié) 計算泡核沸騰壓抑因數(shù)計算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)第7節(jié) 計算液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)4）計算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計算對流沸騰因子計算兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)故沸騰傳熱膜系數(shù)故3、 顯熱段及蒸發(fā)段長度計算顯熱段與傳熱管長度L的比值可求4、

21、 平均傳熱系數(shù)5、 面積裕度計算實際需要傳熱面積面積裕度該傳熱器面積合適。第4節(jié) 、循環(huán)流量校核1、計算循環(huán)推動力當，計算Martinell參數(shù)計算兩相流的液相分率，計算處的兩相流平均密度當，計算Martinell參數(shù)計算兩相流的平均密度根據(jù)公式，計算處循環(huán)推動力第6節(jié) 循環(huán)阻力的計算1） 管程進口管阻力的計算計算釜液在管程進口管內(nèi)的質(zhì)量流速計算釜液在進口管內(nèi)的流動雷諾數(shù)進口管長度與局部阻力當量長度之和計算進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)故2） 傳熱管顯熱段阻力3） 傳熱管蒸發(fā)段阻力a. 氣相阻力的計算計算氣相在傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力b.液相阻力的計算故計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力4、

22、管內(nèi)動量變化產(chǎn)生的阻力管內(nèi)因動量變化引起的阻力系數(shù)M5、 管程出口管氣液相流速a.氣相阻力的計算b.液相流動阻力的計算6、 計算系統(tǒng)阻力7）循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力，說明假設(shè)的基本正確，因此再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。第5章 ：輔助設(shè)備的計算第1節(jié) 、輔助設(shè)備容器填充系數(shù)1、 進料罐（常溫儲存）溫度20，壓力取1.62MPa，丙烯密度，丙烷密度丙烯質(zhì)量分率則進料質(zhì)量流量取停留時間為4天，即t=96h進料罐容積圓整之后取2、 回流罐丙烯密度為質(zhì)量流量體積流量停留時間取10min則回流罐容積V圓整去3、 塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量體積流量停留時間取5天，t=120h則產(chǎn)品罐的容積取5424、

23、釜液罐取停留時間為5天，即120h，釜液密度為445kg/ m3，質(zhì)量流量責釜液罐的容積圓整取b. 、傳熱設(shè)備5、 進料預(yù)熱器用60水為熱源，出口約為40走殼程；料液由20加熱至42，走管程，逆流傳熱。傳熱溫差 管程液體流率： 60*（44*0.35+42*0.65）=2562kg/h管程液體焓變：H=(2.696*0.35+2.794*0.65)*(42-20)=60.71kJ/kg傳熱速率：Q= m*H=2562×60.71/3600=43.21kw殼程水焓變：H=4.174*20=83.48kJ/kg殼程水流率：q=3600*Q/H=1863.4kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=500

24、w/(m2K)則傳熱面積：圓整后取A=5m26、 塔頂冷凝器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為30走殼程；管程溫度為42傳熱溫差管程流率：=39.375*(15.59+1)*42=27435.7kg/h取潛熱r=275kJ/kg傳熱速率：Q=2095.8kw殼程取焓變：H=4.174*30=125.22kJ/kg則殼程流率：=3600*Q/H=kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700w/(m2K)則傳熱面積：圓整后 取A=24m27、 塔頂產(chǎn)品冷凝器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為20走殼程。管程溫度由42降至20管程流率：1653.75kg/h ;焓變： 2.794*(42-20)=61.47kJ/kg則傳熱

25、速率：Q=61.47*1653.75/3600=28.24kw殼程焓變：H=4.191*20=83.82kJ/kg則殼程流率：=Q/H=28.24*3600/83.82=1212.88kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=500w/(m2K)則傳熱面積圓整后 取A=10m28、 釜液冷卻器擬用0水為冷卻劑，出口溫度為20，走殼程；管程溫度由53降到25，走殼層。管程流率：20.275*44=892.1kg/h丙烷液體焓變：H =2.78*28=77.84kJ/kg傳熱速率：Q=892.1*77.84/3600=19.29kw殼程取焓變：H=83.82kJ/kg則殼程流率：=Q/H=19.29*3600/8

26、3.82=828.49kg/h假設(shè)傳熱系數(shù)：K=500 w/(m2K)則傳熱面積：圓整后 取A=2m2第3節(jié) 、泵的設(shè)計3、 進料泵（兩臺，一臺備用）液體流速：u=0.5m/s,液體密度：選70×3.0，do=0.064m=64mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003125查得：=0.026取管路長度：L =120m 取90度彎管2個（2*40d），其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個=15d，一個90度彎頭，進入突然縮小=0.5，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981Mpa。取，儲液罐壓力為1.62MPa(表壓)p=1.62+0.0010

27、50*70-1.62=0.0735MPa則選取泵的型號：AY 揚程：30650m 流量：2.5600m3 /h2、回流泵（兩臺，一臺備用）實際液體流速：u=0.5m/s，液體密度：選219×6,管路直徑：d=0.207m液體粘度 取=0.2，相對粗糙度：/d=0.00097,查得：=0.0195取管路長度：l=120m 取90度彎管4個，其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7,排出管中截止閥一個=15d，進入突然縮小=0.5，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981MPa取，p忽略不計。則選取泵的型號：Y 揚程：60603m 流量：6.25500m3 /h第3章 釜液泵（兩臺，一臺備用）實際

28、液體流速：u=0.5m/s選45×2.5，管路直徑：d=0.040m液體密度：液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.005查得：=0.03取管路長度：l=60m取90度彎管2個（2*40d），其中吸入管裝吸濾筐和底閥=7，一個90度彎頭；排出管中截止閥一個=15d，一個90度彎頭，進入突然縮小=0.5，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981MPa取，則該處泵揚程為負值，說明正常工作時無須使用該泵，但在非正常工作或者停止工作時，需使用該泵，不可忽略。第2節(jié) ：管路設(shè)計1、進料管線取料液流速：u=0.5m/s 體積流量V=0.00138則取管子規(guī)格70×3的管材。其內(nèi)徑

29、為0.064 m實際流速為2、塔頂蒸汽管：取原料流速：u=12m/s 體積流量：V=532.3則取管子規(guī)格140×4.5 . 其內(nèi)徑為0.131m，其實際流速為3、塔頂產(chǎn)品管取原料流速u=0.4m/s，其體積流量：V=3.16則取管子規(guī)格60×3. 其內(nèi)徑為0.054 m，其實際流速為4.、回流管取原料流速：u=0.9m/s 體積流量：V=49.3則取管子規(guī)格152×4.5 . 其內(nèi)徑為0.143m，其實際流速為5、釜液流出管取原料流速：u=0.3m/s 體積流量：V=2.03則取管子規(guī)格57×3 其內(nèi)徑為0.051 m實際流速為。6、儀表接管選管規(guī)格：

30、32×3 .7、塔底蒸汽回流管取原料流速：u=10m/s 體積流量：V=1045.2則，取，內(nèi)徑為0.199m，實際氣速為所求各管線的結(jié)果如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.4370×3頂蒸氣管10.98140×4.5頂產(chǎn)品管0.3860×3回流管0.85152×4.5釜液流出管0.2857×3儀表接管/32×3塔底蒸氣回流管9.34219×10第3節(jié) ：控制方案精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接

31、按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標是溫度。將控制方案列于下表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進料流量控制03000kg/h丙烷丙稀=514.32FIC-02回流定量控制01500kg/h丙稀L=5233PIC-01塔壓控制02MPa丙稀V=27.54HIC-02回流罐液面控制01m丙稀L=5235HIC-01釜液面控制03m丙烷L=4456TIC-01釜溫控制4060丙烷L=445系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要參數(shù)序號位號設(shè)備名稱形式主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能操作條件1T-101丙烯精餾塔浮閥塔D=1800mmNp=157H=80.86m操作溫度t=53.0操作壓力P=180

32、1kPa2E-101原料預(yù)熱器管殼式換熱器q=2562 kg/hA=5m2Tc1=20 Tc2=42Th1=60Th2=403E-102塔T-101頂冷凝器管殼式換熱器q=27435.7kg/hA=24m2Tc1=0 Tc2=30Th1=Th2=424E-103塔T-101再沸器立式熱虹吸式D=0.8m=14438*2.5*4500mmP=1801kPaTc=53Tb=1005E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器管殼式換熱器q=1653.75 kg/hA=10m2Tc1=0 Tc2=20Th1=42Th2=206P-101進料泵2臺離心泵He=67.3mQ=5。79m3/h丙烯、丙烷混合液7P-102釜液

33、泵2臺離心泵He=-2.06mQ=2.26 m3/h丙烷液8P-103回流泵2臺離心泵He=102.19mQ=14.13m3/h丙烯液9P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺離心泵丙烯液10P-105塔底產(chǎn)品泵2臺離心泵丙烷液11V-101原料中間罐臥式丙烯、丙烷混合液12V-102回流罐臥式V=12m3丙烯液13V-103塔頂產(chǎn)品罐立式542m3常壓14V-104塔底產(chǎn)品罐立式245m3常壓15V-105不合格產(chǎn)品罐立式常壓第4節(jié) ：設(shè)計心得及總結(jié)兩周的課程設(shè)計時間久這么匆匆走過，回想起來，雖然過程很艱辛，很痛苦，但是過程卻有著深刻的意義。不管是查物性參數(shù)，帶入公式進行核算，都會出現(xiàn)一些難以選擇，進退兩難

34、的情況出現(xiàn)，我想這對我們不僅是一個考驗，更是一種鍛煉，問題總是在我們努力的過程中得到解決。雖然在核算的過程中因為有些參數(shù)一開始就選取錯誤而導致的結(jié)果錯誤，但是我覺得這也是我們課程設(shè)計的目的之一，這也是我們在今后學習生活中所需要經(jīng)歷到的，只有堅持不懈，問題才能解決，我們才能夠真正的掌握一些新的知識和方法。雖然這次課程設(shè)計過程很艱辛，但我發(fā)現(xiàn)我對于化工原理的一些知識也有了更新的認識，對于一些理論知識與實踐之間的關(guān)系也有了充分的了解。而且，通過這次設(shè)計，我也對于一些軟件的應(yīng)用有了深一步的了解，比如Excel的函數(shù)應(yīng)用，autoCAD的畫圖部分，Word的函數(shù)功能等等?？傊ㄟ^這次設(shè)計，豐富了我各方面的知識，同時也讓我們知道了做科研工作需要的不僅僅是書本上的知識。希望老師們可以提出我的設(shè)計中的缺點和不足，使我能不斷的提高和進步。附錄一：主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積 m2E液流收縮系數(shù)Aa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2ev單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Ad降液管截面積