過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計-乙烯—乙烷精餾裝置設(shè)計2

1、 過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計 全套設(shè)計加扣 3346389411或3012250582設(shè)計日期： 2013.06.262013.07.04 班 級： 環(huán)工1002班 姓 名： 學(xué) 號 ： 指導(dǎo)老師： 前言化工原理是化工及其相關(guān)專業(yè)學(xué)生的一門重要的技術(shù)基礎(chǔ)課，其課程設(shè)計涉及多學(xué)科知識，包括化工，制圖，控制，機(jī)械等各種學(xué)科，是一項(xiàng)綜合性很強(qiáng)的工作；是鍛煉工程觀念和培養(yǎng)設(shè)計思維的好方法，是為以后的各種設(shè)計準(zhǔn)備條件；是化工原理教學(xué)的關(guān)鍵環(huán)節(jié)，也是鞏固和深化理論知識的重要環(huán)節(jié)。 本設(shè)計說明書包括概述、方案流程簡介、精餾塔工藝設(shè)計、再沸器共工藝設(shè)計、輔助設(shè)備及管路設(shè)計和控制方案共七章。 說

2、明中對精餾塔的設(shè)計計算做了較為詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路和控制方案的設(shè)計也做了簡要的說明。 在設(shè)計過程中，得到了李祥村老師和吳雪梅老師的指導(dǎo)，得到了同學(xué)們的幫助，同學(xué)們一起討論更讓我感受到設(shè)計工作是一種集體性的勞動，避免了不少錯誤。 鑒于學(xué)生的經(jīng)驗(yàn)和知識水平有限，設(shè)計中難免存在錯誤和不足之處，請老師給予指正。 2013年06月26日目 錄第一章 概述- 4 -1.1、精餾塔- 4 -1.2、再沸器- 5 -1.3、冷凝器（設(shè)計從略）- 6 -第二章 方案流程簡介- 6 -2.1、精餾裝置流程- 6 -2.2、工藝流程- 6 -2.3、調(diào)節(jié)裝置- 6 -2.4、設(shè)備選用- 8 -2.

3、5、處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量要求- 8 -第三章 精餾塔工藝設(shè)計- 8 -3.1、設(shè)計條件- 8 -3.2、物料衡算及熱量衡算- 9 -3.3、塔板數(shù)的計算- 10-3.4、精餾塔工藝設(shè)計- 12 -3.5、溢流裝置的設(shè)計- 14 -3.6、塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取- 15 -3.7、塔板流動性能校核- 16 -3.8、負(fù)荷性能圖- 18 -第四章 再沸器的設(shè)計- 20 -4.1、設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件- 20 -4.2、估算設(shè)備尺寸- 21 -4.3、傳熱系數(shù)的校核- 22 -4.4、循環(huán)流量的校核- 25 -第五章 輔助設(shè)備設(shè)計- 29-5.1、輔助容器的設(shè)計- 29 -5.2、泵的設(shè)計- 31

4、-第六章 管路設(shè)計-34 -第七章 控制方案- 35 -附錄一 主要符號說明- 36 -附錄二 參考資料- 39 -附錄三 負(fù)荷性能圖- 40 -附錄四 塔計算結(jié)果表- 41 -設(shè)計心得與總結(jié)- 43-第 1章 概述 精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1.1 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(jìn)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(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底

5、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。較常用的精餾塔包括篩板式、泡罩式以及浮閥式等。本設(shè)計為浮閥式精餾塔。浮閥塔綜合了前兩者的優(yōu)點(diǎn)，取消了結(jié)構(gòu)復(fù)雜的上升管和泡罩。為避免堵塞和漏夜過多，塔板上開孔比較大（標(biāo)準(zhǔn)直徑為39mm），每個孔還裝有可以上下浮動的浮閥。浮閥的開度可根據(jù)氣體通過閥孔的氣速自動調(diào)節(jié)。當(dāng)氣體負(fù)荷較低時，浮閥的開度較小，漏液量不多；氣體負(fù)荷較高時，浮閥開度較大，阻力又不至于增加過多大，所以這種塔板操作彈性大，阻力與泡罩塔板相比大為減小，其生產(chǎn)能力大于泡罩塔板。另外，這種塔板的效率也較高。其主要缺點(diǎn)是浮閥使用過久后，由于頻繁活動而易脫

6、落或被卡住，操作失常。常用的浮閥有F1型和V4型兩種，后者常用于減壓塔。此外，浮閥還有條形型式的浮閥，如條形浮閥、方形浮閥和導(dǎo)向浮閥等，其性能較常規(guī)浮閥有所改進(jìn)，在工業(yè)上得到了應(yīng)用和推廣。本設(shè)計選用F1型浮閥。1.2 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(jìn)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。立式熱虹吸再沸器的特點(diǎn)：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離

7、空間和緩沖區(qū)。1.3 冷凝器 （設(shè)計從略） 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(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱 第2章 方案流程簡介2.1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(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下： 原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液

8、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(dāng)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。2.2 工藝流程1.物料的儲存和運(yùn)輸 精餾過程必須在適當(dāng)?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(yùn)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(yùn)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(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。 另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。3. 調(diào)節(jié)裝置由于

9、實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，自動和手動并存，且隨時進(jìn)行切換。2.3 設(shè)備選用 精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.4 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量要求處理量： 210kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD99塔底產(chǎn)品: xw1第3章 精餾塔工藝設(shè)計 3.1 設(shè)計條件3.1.1 工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量xf65（摩爾百分?jǐn)?shù)）塔頂乙烯含量 xD99，釜液乙稀含量 xw1，總板效率為0.6。 3.1. 2 操作條件：1）塔頂操作壓力：P=2.5MPa（表壓）2）加熱劑及加熱方法

10、：加熱劑70熱水 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水 4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5 3.1.3 塔板形式： 本設(shè)計采用F1型浮閥塔板。 3.1.4 處理量：Fh=210kmol/h 3.1.5 安裝地點(diǎn)：大連 3.1.6 塔板設(shè)計位置：塔頂 3.2 物料衡算及熱量衡算3.2.1 物料衡算1換算：將摩爾百分?jǐn)?shù)換算成質(zhì)量百分?jǐn)?shù)xf65 wf63.41xD99 wD98.93xw1 wW0.93 將摩爾流量換算成質(zhì)量流量：進(jìn)料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量：（MA為乙烯摩爾質(zhì)量 MB為乙烷摩爾質(zhì)量）2求摩爾流量 D+W=F D*Xd+W*Xw=F*Xf D+W=210 D*0.99+W*0.01

11、=210*0.65解得： D = 137.1kmol/h ; W= 72.9kmol/h 3.塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =R*D; V =(R+1)*D;2)提餾段：L=L+q*F ;V=V-(1-q)*F; L=V+W;3.2.2 熱量衡算1、再沸器熱流量：QR=V*r 再沸器熱水的質(zhì)量流量：GR= QR/rR2、冷凝器熱流量：QC=V·r冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(cl*(t2-t1)3.3 塔板數(shù)的計算3.3.1試差法計算過程（注：下標(biāo)t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)。）假設(shè)塔頂溫度Tto=256.15K,塔頂壓力Pt=2.5+0.1=2.6MPa查P-T-K圖

12、得KA=0.975，KB=0.659，則1=KAKB=1.4795假設(shè)實(shí)際塔板數(shù)為60塊，每塊板的壓降為100mm水柱，則塔底壓力P=Pt+P=2.606MPa.假設(shè)塔底溫度為276.5K.查P-T-K圖得KA=1.420,KB=0.961,則2=KAKB=1.478所以有平均=（1+2）2=1.4713.3.2最小回流比計算：泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 q線：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.732 =3.146 R=1.5Rmin=4.7193.3.3 逐板計算過程：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi< xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板（含釜）進(jìn)入提餾段：yn

13、ynxn)1(-=aa 直至xn< xW 計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）（具體計算見程序）迭代結(jié)果：理論塔板數(shù):Nt=40； 理論進(jìn)料板位置:i=19；進(jìn)料板Nf=（i-1）/0.6+1=31, 實(shí)際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6=65,則塔底壓力:Pb=Pt+0.98*1000*0.000001*Np= 2.664MPa可算得：塔底溫度Tb=278.71K與假設(shè)溫度接近，所以假設(shè)成立，上述計算結(jié)果均為正確結(jié)果。塔內(nèi)氣液相流量計算結(jié)果：精餾段：L=646.97kmol/h V=784.07kmol/h提餾段：L=856.97kmol/h V=784.07kmol/h3.4 精餾塔工

14、藝設(shè)計3.4.1 物性數(shù)據(jù)在塔頂，可視為純乙烯，查圖得其Tc=282.35K,PC=5.03MPa,則對比壓強(qiáng)Pr=PPc=0.52, 對比溫度Tr=TTc=0.987查得壓縮因子Z=0.658所以，氣相密度：V =PM（ZRT）=51.98kg/ m3并查得液相密度：L =401kg/ m3液相表面張力：=2.929mN/m3.4.2 初估塔徑氣相流量： Vvs=VM(3600V )=0.1189m3/s液相流量： Lvs =LM(3600L)=0.0127 m3/s兩相流動參數(shù)： =0.297初選塔板間距 HT=0.45m,查化工原理（下冊）篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.058所以，氣

15、體負(fù)荷因子： =0.0395 液泛氣速： 0.102m/s 取泛點(diǎn)率0.7 操作氣速：u =0.7×=0.0714m/s 氣體流道截面積： =1.665 m2 選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / At=0.12; 則A / At=1- Ad / At =0.88 截面積: At=A/0.88=1.892 m2 塔徑： =1.55m 圓整后，取D=1.6m 符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián). 實(shí)際面積： =2.01 m2 降液管截面積：Ad=AT×0.12= 0.24 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.77 m2實(shí)際操作氣速：u=VsA= 0.067 m/s 實(shí)際泛點(diǎn)率：u/uf =0.

16、6573.4.3 塔高的估算 Np=65; HT=0.45m 塔的有效高度：Z= HT ×Np=29.25m設(shè)釜液停留時間為30min釜液高度： =1.4m進(jìn)料處兩板間距增大0.25m。設(shè)置3個人孔，每個人孔高0.8m。裙座高取為5m，塔頂空間高度1.5m，釜液上方汽液分離高度取1.5m。 所以，總塔高h(yuǎn)=29.25+0.25+（0.8-0.45）*3+1.5+1.5+1.4+5=40m3.5 溢流裝置的設(shè)計 3.5.1溢流型式的選擇 Lh=45.72 m3/s 選擇單流型3.5.2 降液管（弓形）由Ad/At=0.12,查化工原理（下冊）可得：lw/D=0.73所以，出口堰長lw=

17、0.73D=1.17m3.5.3溢流堰取液流收縮系數(shù)E=1.0 堰上液頭高： =0.0327m>6mm取堰高h(yuǎn)w=0.05m,底隙hb=0.03m液體流經(jīng)底隙的流速：ub =0.362m/sub<0.5m/s，符合要求。3.6 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取3.6.1 塔板及其分布取塔板厚度=4mm 進(jìn)出口安全寬度bs=bs=100mm 邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad/AT=0.12,可得：bd/D=0.16所以降液管寬度：bd =0.16D=0.256m有效傳質(zhì)面積： = 1.25 m2 其中x=D2-( bd+bs)=0.444m r=D2-bc=0.75m3.6.2閥孔的尺寸及

18、排列選取F1型浮閥，其閥孔直徑：do=39mm取動能因子F0=12， 孔速u0 ：每層塔板上的閥孔數(shù)n：則AO=0.072 m2可估算孔心距：AO/Aa=得：t=162.5mm ,根據(jù)估算提供的孔心距t進(jìn)行布孔，并按實(shí)際情況進(jìn)行調(diào)整來確定浮閥的實(shí)際個數(shù)n。按t=150mm布孔，實(shí)際排閥數(shù)目為n=64。重新計算塔板以下參數(shù)： 閥孔氣速： =1.558m/s閥孔個數(shù)： =64動能因子：F0=11.23塔板開孔率：=A0/AT=6.1%<10%,滿足要求。3.7 塔板流動性能校核3.7.1 液沫夾帶量校核 ZL=D-2bd=1.088m,Ab=AT-2Ad=1.53m,得CF=0.118，K=

19、1.0 代入上兩式得：F1=0.09<0.8,F2=0.35<0.8 滿足要求。3.7.2 塔板阻力hf的校核hf= ho+hl+h1.干板阻力ho ：聯(lián)立上兩式得：臨界孔速uoc=1.205 m/sU0=1.558m/s>UOc,故閥全開，用上式計算h0。得h0=0.086m液柱2.塔板氣液層阻力hL:為碳烴化合物，取充氣系數(shù)0=0.45 =0.45（0.05+0.0327）=0.037m 3.克服表面張力所造成的阻力： h=0.004(Lg do)=0.00008m液柱hf= ho+hl+h=0.123 m液柱3.7.3 降液管液泛校核 Hd 可取=0 =0.02m液柱則

20、 Hd =0.2257 m液柱取降液管中泡沫層相對密度：=0.6則Hd= =0.3762m<HT+hW=0.50m所以不會發(fā)生液泛 3.7.4 液體在降液管中的停留時間 =8.5s>5s 滿足要求 3.7.5 嚴(yán)重漏液校核 取F0=5得漏液點(diǎn)氣速為 =0.6935m/s， u0=1.558m/s K= u0/u0=2.25>1.5 滿足穩(wěn)定性要求3.8 負(fù)荷性能圖3.8.1 過量液沫夾帶線 取F1=0.8，計算得：Vh =-3.83Lh+1332 3.8.2液相下限線 令how=0.00284E(Lh LW )23=0.006, 其中E=1,解得：Lh=3.59 m3/h 3

21、.8.3 嚴(yán)重漏液線 取動能因子F0=5，則 =190.5 m3/h 3.8.4 液相上限線令 =5s 得： =77.76 m3/h3.8.5 降液管液泛線Hd=HT+hW令 將 =0以及how與Lh , hd 與Lh ，hf 與Vh , Lh 的關(guān)系以及設(shè)計數(shù)據(jù)全部代入前式整理得： Vh2=21200000-71900Lh23-2646Lh2 以上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點(diǎn)為：Lh =45.72 m3/h Vh =428.04 m3/h負(fù)荷性能圖：（見附錄三） 操作彈性：Vhmax / Vhmin710190.5=3.73操作裕度： (Vhmax-Vh)/Vh=(710-428.04)/4

22、28.04=65.8%滿足要求。第4章 再沸器的設(shè)計4.1設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件 4.1.1再沸器的選擇選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：2.6MP（絕對壓力）壓力降：P=Np*hf=0.064MPa 塔底壓力=2.664MPa4.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計殼程管程溫度（）705.55壓力（MPa絕壓）0.1013252.664蒸發(fā)量：Db= Vms =6.18kg/s4.1.3物性數(shù)據(jù)1 殼程凝液在溫度（70）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2334kJ/kg熱導(dǎo)率：c =0.668w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32管程流體在5.55下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：r

23、b=279.12kJ/kg液相熱導(dǎo)率：b =90.714mw/(m*K)液相粘度：b =0.0566mPa*s液相密度：b =401kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.428kJ/(kg*k) 表面張力：b0.002929N/m氣相粘度：v =0.0005mPa*s氣相密度：v =51.98kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 4.2 估算設(shè)備尺寸 熱流量： = 1724961.6W 傳熱溫差： =64.44K 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=600W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =44.61 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：38×3mm,管長L=3m 則傳熱

24、管數(shù)： =124.57 取整為125 若將傳熱管按正三角形排列，按式 得：b=12.298 管心距：t=0.048m則 殼徑： =656.32mmL/DS=3/0.65632=4.57 在46的范圍內(nèi)，合理不需要調(diào)整 取 D=700mm 取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.25m 管程出口直徑：Do=0.35m 4.3 傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.16則循環(huán)氣量： =38.625kg/s1.計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： di=38-2×3=32mm = 384.21kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 217221.1937 普朗

25、特數(shù)： =2.139顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 1643.793w/( m2 K)2.殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算o m=QRrc=0.739kgs則傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流=0.049526kg/(m s) = 487.943<2100 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 4601.1594w/ (m2 K) 3. 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.000614125 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=0.00015 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.000061 m2 K/w4.顯熱段傳熱系數(shù) = 530.306w/( m2 K) 4.3.2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算 傳熱管內(nèi)釜液

26、的質(zhì)量流量：Gh=3600 G= 1383155.95kg/( m2 h)1. Lockhut-martinel參數(shù)：當(dāng)x=xe=0.16時，1Xtt=0.3892查相關(guān)圖表，得：E=0.4 在x0.4xe=0.064的情況下 =0.2072 再查圖329，=0.6 2.泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.5 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =986037.4233w/( m2 K) 3.單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 1559.078w/( m2 K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 對流沸騰因子： = 1.59 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =2484.057w/( m2 K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： =49

27、5502.7681 w/( m2 K) =857.866 w/( m2 K) 4.3.3顯熱段及蒸發(fā)段長度 = 0.0219LBC = 0.015L= 0.0657mLCD =L- LBC = 2.934m4.3.4 平均傳熱系數(shù) =850.6963 w/( m2 K)實(shí)際需要傳熱面積： =31.467 m24.3.5傳熱面積裕度： =0.42>0.3所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4 循環(huán)流量校核4.4.1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1.當(dāng)X=Xe/3= 0.053時=5.77 兩相流的液相分率： =0.463兩相流平均密度： = 213.458kg/m3 2.當(dāng)X=Xe=0.16 = 1.8

28、4兩相流的液相分率： = =0.281兩相流平均密度： = 149.969kg/m3 得：L=0.8m(考慮到焊接要求),則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 4220.302pa 4.4.2循環(huán)阻力Pf： 1.管程進(jìn)出口阻力P1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： =786.862kg/(m2·s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 3475539.099進(jìn)口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： = 0.01474進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度： =29.299m管程進(jìn)出口阻力: =1333.226Pa2.傳熱管顯熱段阻力P2 =384.210kg/(m2·s) =217221.194 =0.019342 = 7.305

29、6Pa3.傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動阻力Pv3 =40.982kg/(m2·s) =2622873.507 =0.01501 =22.243Pab. 液相流動阻力PL3GL=G-Gv=343.23 kg/(m2·s) =21966565.62 = 0.0135 =181.753Pa = 1165.912Pa 4.管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力P4 動量變化引起的阻力系數(shù): = 1.788 =658.1335.管程出口段阻力P5 a. 氣相流動阻力Pv5 = 401.46kg/(m2·s) =64.234kg/(m2·s) 管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度

30、之和： =40.787m =44963545.83 = 0.0132 = 7.844Pab. 液相流動阻力 =337.727kg/(m2·s) =2085323.46 = 0.0153 = 252.228Pa = 1025.346Pa所以循環(huán)阻力：Pf=P1+P2+P3+P4+P5=4189.923Pa 所以 =0.011，大致在0.010.05范圍內(nèi)，故滿足循環(huán)流量校核要求. 第5章 輔助設(shè)備設(shè)計 5.1 輔助容器的設(shè)計 5.1.1進(jìn)料罐（常溫高壓貯料） 20乙烯L1 =420kg/m3 乙烷L2 =470kg/m3 壓力取2.6MPa 將摩爾分?jǐn)?shù)換成質(zhì)量分?jǐn)?shù)得進(jìn)料 Xf=65%

31、Wf=63.41% 則 =437.01 kg/m3 進(jìn)料狀態(tài)下的平均分子量： =0.65*28+0.35*30=28.7進(jìn)料質(zhì)量流量：Fmh=28.7F=6027 kg/h填充系數(shù)?。簁=0.7取 停留時間：x為2天，即x=48h 進(jìn)料罐容積： 945.70m3 圓整后 取V=950 m3 5.1.2回流罐（-17）質(zhì)量流量Lmh=28L=18115.16kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 15.4m3 圓整取V=16m35.1.3塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量Dmh=28D=3838.8 kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積

32、940.11m3 取V=945m35.1.4 釜液罐取停留時間為5天，即x=120h質(zhì)量流量Wmh=30W =2187 kg/h 則釜液罐的容積 797.69 m3取V=800m3 5.2泵的設(shè)計5.2.1進(jìn)料泵(兩臺，一用一備)取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 Fvs = Fms/ =0.00383 m3/sd=(4Fvs3.14u)0.5=0.099m=99mm 取d=100mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.002Re=386000查得：=0.026取管路長度：L=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個噴嘴阻力取0.00981取則Lvh=1

33、4.13m3/h選取泵的型號：AY 揚(yáng)程：3065m流量：2.560m3 /s5.2.2回流泵（兩臺，一備一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 Lvs =Lms / =0.01198 m3/sd=(4Lvs3.14u)0.5=0.175m 取d=175mm液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.00114Re=649000查得：=0.025取管路長度：L=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個噴嘴阻力取0.00981取，忽略不計。則Lvh =43.3m3/h選取泵的型號：DSJH 揚(yáng)程：38280m 流量：951740m3 /s5.2.3釜液泵（兩臺，

34、一備一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 Wvs = WMs / =0.00135m/sd= (4Wvs3.14u)0.5 =0.066 取d=66mm 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.003Re=210000查得：=0.05取管路長度：L=40m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個，噴嘴阻力取0.00981取則Lvh =4.924m3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時不使用，但非正常工作或停止工作時，需要使用。選取泵的型號：GI 揚(yáng)程：101510m 流量：0.190m3 /s 第6章 管路設(shè)計進(jìn)料管線取料液流速：u=0.5m/s則d=(4Fvs3.

35、14u)0.5=0.099m=99mm,所以取管子規(guī)格108×4.5。其它各處管線類似求得如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.5108×4.5頂蒸氣管15133×6頂產(chǎn)品管0.589×3.5回流管0.5180×3釜液流出管0.573×5儀表接管/32×3塔底蒸氣回流管15133×6第7章 控制方案 精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。 將本設(shè)計的控制方

36、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(jìn)料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=4012FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔壓控制03MPa乙烯V=51.984HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜溫控制410乙烷L=450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 m2F0氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2)Aa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2NT理論塔板數(shù)Ad降液管截面積 m2Np實(shí)際塔板數(shù)Ao板孔總截面積 m2n浮閥個數(shù)AT

37、塔截面積 m2p系統(tǒng)總壓力 kPa組分分壓 kPab液體橫過塔板流動時的平均寬度 mQ熱負(fù)荷 w(kw)bc塔板上邊緣寬度 mD餾出液摩爾流量 kmol/hbd降液管寬度 mF進(jìn)料摩爾流量 kmol/hbs塔板上入口安定區(qū)寬度 mL液相摩爾流量 kmol/hbs塔板上出口安定區(qū)寬度 mV氣相摩爾流量 kmol/hC計算液泛速度的負(fù)荷因子W釜液摩爾流量 kmol/hC20液體表面張力20mN/m時的負(fù)荷因子 Lvh液相體積流量 m3 /hD塔徑 mh克服液體表面張力的阻力 mdo閥孔直徑 mhow堰上方液頭高度 mETE塔板效率液流收縮系數(shù)hw堰高 mLvs液相體積流量 m3 /sK相平衡常數(shù)V

38、vh氣相體積流量 m3 /hk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)Vvs氣相體積流量 m3 /slw堰長 mR回流比M摩爾質(zhì)量 kg/kmolr摩爾汽化潛熱 kj/kmol密度 kg/m3 T熱力學(xué)溫度 K液體表面張力 mN/mt攝氏溫度 時間 sFLV兩相流動參數(shù)降液管中泡沫層的相對密度 Hd氣相摩爾焓 kj/kmol塔板的開孔率Hd降液管內(nèi)清液層高度 mu設(shè)計或操作氣速 m/sHf降液管內(nèi)泡沫層高度 muf液泛氣速 m/sHT塔板間距 muo篩孔氣速 m/shb降液管底隙 mXf進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)hd液體流過降液管底隙的阻力m相對揮發(fā)度hf塔板阻力（以清液層高度表示 m）Z塔高 mho干板阻力 （以清液層高度表示

39、）mho嚴(yán)重漏液時的干板阻力muo嚴(yán)重漏液時相應(yīng)的閥孔氣速 m/s下標(biāo)：A.B組分名稱min最小c冷缺水max最大D餾出液n塔板序號e平衡opt適宜F進(jìn)料q精。提餾段交點(diǎn)h小時R再沸器i組分名稱s秒j組分名稱V氣相l(xiāng)液相w釜液提餾段°飽和附錄二 參考文獻(xiàn)1.化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計（第二版），匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年；2.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)化工出版社，2002年；3.化工物性算圖手冊，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年；4.石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊，盧煥章、劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，1982年；5.

40、石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊（續(xù)篇），馬沛生，化學(xué)工業(yè)出版社，1993年；6.石油化工設(shè)計手冊，王松漢，化學(xué)工業(yè)出版書，2002年；7.化工原理（第二版），大連理工大學(xué)編，大連理工大學(xué)出版社，2009年。附錄三： 附錄四： 塔計算結(jié)果表（1）操作條件及物性參數(shù)操作壓力：塔頂 2.6 MPa（絕壓） 塔底 2.606 MPa（絕壓）操作溫度：塔頂 -17 塔底 3.35 名稱乙烯氣相密度（Kg/m3）51.98液相密度（Kg/m3）401氣相體積流率（m3/h）417.2液相體積流率（m3/h）45.72液相表面張力（mN/m）2.929(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果名稱名稱塔內(nèi)徑D（m）1.

41、6空塔氣速u（m/s）0.067板間距HT（m）0.45泛點(diǎn)率u/uf0.657液流型式單流弓形動能因子F011.23降液管截面積與塔截面積比Ad/AT0.12孔口流速U0（m/s）1.558出口堰堰長lw（m）117降液管流速Ub（m/s）0.362弓形降液管寬度bd（m）0.256穩(wěn)定系數(shù)k2.25出口堰堰高h(yuǎn)w（mm）50溢流強(qiáng)度uL（m3/mh）45.2降液管底隙hb（mm）30堰上液層高度how（mm）32.7邊緣區(qū)寬度bc（mm）50每塊塔板阻力hf（mm）123安定區(qū)寬度bs（mm）100降液管清液層高度Hd（mm）225.7板厚度b（mm）4降液管泡沫層高度Hd/Ø(mm)500篩孔個數(shù)64降液管液體停留時間（s）8.5篩孔直徑（mm）39底隙流速ub（m/s）0.362開孔率（%）6.1氣相負(fù)荷上限（m3/h）710氣相負(fù)荷下限（m3/h）190.5操作彈性3.73再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸