化工原理設(shè)計(jì)乙烯塔底浮閥1.3100(2)

1、（精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計(jì)） 班 級： 化機(jī)0401 姓 名： 陳玲 學(xué) 號： 200442074 指導(dǎo)老師： 吳雪梅、都健 設(shè)計(jì)日期： 2007年7月 前言 本課程設(shè)計(jì)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(jì)和控制方案共七章。 說明書中對精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了說明。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在錯(cuò)誤，希望各位老師給予指導(dǎo).感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄 第一章、 概述4第二章、 流程簡介5第三章、 精餾塔工藝設(shè)計(jì)6第四章、 再沸器的設(shè)計(jì)15第五章、 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)22第六章、 管路設(shè)計(jì)26第七章、 控制方案27附錄一 主要符號說

2、明27附錄二 參考文獻(xiàn)30第一章 概述 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，所用設(shè)備主體核心設(shè)備是精餾塔，輔助設(shè)備包括再沸器、冷凝器、儲(chǔ)罐、預(yù)熱器及冷卻器。1精餾塔精餾塔是精餾裝置的主體核心設(shè)備，氣、液兩相在塔內(nèi)多級逆向接觸進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱，實(shí)現(xiàn)混合物的分離。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(shí)，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。常規(guī)或簡單精餾塔設(shè)有一個(gè)進(jìn)料口，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段兩段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液

3、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(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。2 再沸器再沸器是精餾裝置的重要附屬設(shè)備，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(jì)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(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱 體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn)：循環(huán)推動(dòng)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

4、液分離空間和緩沖區(qū)。3 冷凝器 （設(shè)計(jì)從略）1. 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器 第二章 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(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(shí)，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

5、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(dāng)流至塔底時(shí)，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(chǔ)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(chǔ)罐、泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)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(shí)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

6、于實(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)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。 3 設(shè)計(jì)條件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，釜液乙烯含量 xw1，總板效率為0.6。 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：加熱劑熱水 加熱方法間壁換熱3）冷卻劑： 水4）回流比系數(shù)： R/Rmin=1.3 3塔板形式： 浮閥 4處理量： F=100kmol/h 5安裝地點(diǎn)： 大連 6塔板設(shè)計(jì)位置： 塔底第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)一、精餾過程工藝流程

7、1.分離序列的選擇對于雙組分精餾或僅采用單塔對多組分混合物進(jìn)行初分的流程較為簡單。如果將三個(gè)或三個(gè)以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經(jīng)驗(yàn)規(guī)則，如有序直觀推斷法來指導(dǎo)選擇。（詳見有關(guān)參考書）。2.能量的利用精餾過程是熱能驅(qū)動(dòng)的過程，過程的能耗在整個(gè)生產(chǎn)耗能中占有相當(dāng)大的比重，而產(chǎn)品的單位能耗是考核產(chǎn)品的重要指標(biāo)，直接影響產(chǎn)品的競爭能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量是十分必要的。1）. 精餾操作參數(shù)的優(yōu)化 在保證分離要求和生產(chǎn)能力的條件下，通過優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。2）. 精餾系統(tǒng)的能量集成 著眼于整個(gè)系統(tǒng)的有效能

8、的利用情況，盡量減少有效能浪費(fèi)，按照一定的規(guī)則（如夾點(diǎn)技術(shù)理論），實(shí)現(xiàn)能量的匹配和集成。3.輔助設(shè)備（略）4.系統(tǒng)控制方案（略）二、精餾過程工藝計(jì)算 一）、理論板個(gè)數(shù)的計(jì)算 精餾塔的分離計(jì)算是精餾裝置過程設(shè)計(jì)的關(guān)鍵。通過分離計(jì)算確定給定原料達(dá)到規(guī)定分離要求所需理論級數(shù)、進(jìn)料位置、再沸器及冷凝器的熱流量；確定塔頂、塔底以及側(cè)線采出產(chǎn)品的流量、組成、溫度及壓力；確定精餾塔內(nèi)溫度、壓力、組成及氣相、液相流量的分布。在實(shí)際工程設(shè)計(jì)中，通過建立嚴(yán)格的物料衡算方程（M）、氣液相平衡方程（E）、組分歸一方程（S）以及熱量衡算方程（H），即描述復(fù)雜精餾塔的基本方程（MESH）.基本方程中熱力學(xué)性質(zhì)及由熱力學(xué)性

9、質(zhì)決定的關(guān)系，如熱焓及相平衡關(guān)系，由熱力學(xué)方程進(jìn)行推算。根據(jù)不同物系選擇不同的方法對基本方程進(jìn)行求解。1.處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量（物料衡算及熱量衡算）物料衡算= + =+解得：=65.306 kmol/h ，=34.694kmol/h塔內(nèi)氣、液相流量精餾段：=R , =提餾段：= , =熱量衡算再沸器熱流量 再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量流量 冷凝器熱流量冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量2.塔板計(jì)算1) P頂=2.5+1.01325*10e-3=2.601325MP=25.67atp.查p-t-k可知 kA=1.0，kB=0.68， a頂= kA/ kB=1.471假設(shè)Np=60塊。P底=P頂+Np gh=60*10

10、3*9.8*100*10-3*10-6=2.660125MPa查物性手冊可知（按塔底純乙烷）t底=3 T底=276.15k。查之p-t-k圖知kA =1.48, kB=0.99 a底=1.48/0.99=1.495， a=(1.471+1.495)/2=1.4832）.根據(jù)此時(shí)得到的相對揮發(fā)度，由相平衡方程=和q線方程q=0.65解得，=0.65，解得=0.7335。=3.072，則R=1.3=3.9936。 3）.利用簡捷計(jì)算法計(jì)算理論塔板數(shù)xe=xf=0.65,ye=axe/1+(a-1)xe=0.7335Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)=3.072,R=1.3Rmin=3.993

11、6Nmin=lg(xD/1-xD)/(xw/1-xw)=23.32(NT-Nmin)/(NT-1)=0.751-(R-Rmin)/(R+1)0.5668=0.4662NT=44,Np=(NT-1)=43/0.6=724) 因前面假設(shè)Np=60塊與計(jì)算值Np=72塊相差很大,所以要迭代一次,由Np=72塊編程如下:#include<math.h>#include<stdio.h>main() int i=0,j=617,nf,nt; FILE *fp; float x200, y300;float f=100,d=65.31,w=34.69,l=260.81,v=326.

12、11,a=1.48,xf=0.65,yf=0.734,r=3.994,xd=0.99,xw=0.01,q=1.0;y1=xd;fp=fopen("test.txt", "w"); doi+; xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=r*xi/(r+1)+xd/(r+1); printf("x%i=%f,y%i=%fn",i,xi,i,yi); fprintf(fp, "x%i=%f,y%i=%fn",i, xi,i,yi); while(xi>xf); nf=i;xnf=xi; do xi=yi/(

13、a-(a-1)*yi); yi+1=(l+q*f)*xi/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-w); printf("x%i=%f,y%i=%fn",i,xi,i,yi); fprintf(fp, "x%i=%f,y%i=%fn",i, xi,i,yi); while(xi+>xw); nt=i-1; printf("nf=%d,nt=%dn",nf,nt); fprintf(fp, "nf=%d,nt=%dn", nf,nt); fclose(fp); 輸出結(jié)果如下:x1=0.985271,y1=0

14、.990000x2=0.979736,y2=0.986218x3=0.973285,y3=0.981792x4=0.965799,y4=0.976632x5=0.957158,y5=0.970645x6=0.947246,y6=0.963735x7=0.935953,y7=0.955807x8=0.923189,y8=0.946775x9=0.908894,y9=0.936568x10=0.893043,y10=0.925135x11=0.875662,y11=0.912458x12=0.856836,y12=0.898557x13=0.836712,y13=0.883500x14=0.815

15、503,y14=0.867406x15=0.793483,y15=0.850445x16=0.770971,y16=0.832834x17=0.748318,y17=0.814830x18=0.725882,y18=0.796712x19=0.704010,y19=0.778769x20=0.683012,y20=0.761277x21=0.663150,y21=0.744483x22=0.644621,y22=0.728598x22=0.644621,y22=0.728598x23=0.625673,y23=0.712127x24=0.601931,y24=0.691163x25=0.572

16、767,y25=0.664896x26=0.537796,y26=0.632629x27=0.497057,y27=0.593938x28=0.451168,y28=0.548866x29=0.401395,y29=0.498096x30=0.349572,y30=0.443028x31=0.297862,y31=0.385692x32=0.248413,y32=0.328483x33=0.203007,y33=0.273773x34=0.162845,y34=0.223537x35=0.128479,y35=0.179103x36=0.099896,y36=0.141081x37=0.076

17、681,y37=0.109459x38=0.058185,y38=0.083774x39=0.043674,y39=0.063310x40=0.032427,y40=0.047256x41=0.023790,y41=0.034812x42=0.017207,y42=0.025257x43=0.012215,y43=0.017973x44=0.008447,y44=0.012451nf=22,nt=44 編程運(yùn)算，得到理論板數(shù)=44塊，進(jìn)料板為第22塊。實(shí)際板數(shù)Np=44/0.6=74,進(jìn)料板為第37塊。3.摩爾流量精餾段:=R *=260.81kmol/h=326.112 kmol/h提餾段:

18、= =572.916 kmol/h=524.345 kmol/h提餾段qnv=326.112kmol/h=9806.188kg/h,qvvh=187.86m3/h,qvvs=0.052m3/sqnl=360.81lmol/h=10849.55kg/h,qvlh=27.51m3/h,qvls=0.0076m3/s(二）、塔板設(shè)計(jì)計(jì)算 1.物性參數(shù)（以塔底查取,按純乙烷計(jì)算） T=276.15K ,P=2.672Ma溫度(K)表面張力(mN/m)密度( kg/m3)273.153.299402.0283.152.114376.6由內(nèi)差法計(jì)算得 液相乙烷 l=394.38kg/m3 液相表面張力取=

19、2.944mN/m求乙烷氣相密度,用到壓縮因子Z:Z=Z(Tr,Pr)Tr=T/Tc,Pr=P/Pc,Tc=305.6K,Pc=48.2atmTr=276.15/305.6=0.9036,Pr=25.94/48.2=0.5382查氣體的兩狀態(tài)參數(shù)普遍壓縮因子圖得Z=0.67V=ZRT/P底=0.67*8.3145*276.15*103/2.672*106=0.576m3/mol.v=M/V=30.070/0.576=52.2kg/m3 2.初估塔徑(因?yàn)樘狃s段氣液總流量大,故按提餾段估塔徑更安全保險(xiǎn))兩相流動(dòng)參數(shù) =0.402設(shè)間距： =0.6m 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得=0.05氣體負(fù)荷因子C：=0.

20、05*(2.944/20)0.2=0.034液泛氣速： =0.034*(394.38-52.2)/52.21/2=0.087泛點(diǎn)率取=0.7 空塔氣速u=0.7uf=0.7*0.087=0.061m/s所需氣體流道截面積A：=0.052/0.061=0.852 m2選取單流型，弓形降液管踏板，取=0.09則=1-=1-0.09=0.91故塔板截面積=0.852/0.91=0.936 m2塔徑D：=1.092 m 圓整：取1.2m則實(shí)際塔板截面面積=1.13 m2降液管截面積Ad=0.09AT=0.102 m2氣體流道截面積A=0.91AT=1.028m2實(shí)際空塔氣速u=qvvs/A=0.052

21、/1.028=0.051m/s設(shè)計(jì)點(diǎn)的泛點(diǎn)率=0.6 在0.60.8之間，符合要求。說明前面數(shù)據(jù)適宜。 3.塔高計(jì)算實(shí)際板數(shù)=74，精餾段36塊，板間距取0.4m，提餾段38（含釜）塊，板間距取0.6m。設(shè)置人孔6個(gè)，每個(gè)人也處相應(yīng)增加一倍板間距，進(jìn)料處板間距增大一倍，頂高度取1.5，底部空間中釜液液面高度取8m，空間分離取0.5m，裙座取5m。塔高總有效高度+頂高+底部空間+輔助高度+裙座=35*0.4+38*0.6+3*0.4+3*0.6+5+1.5+0.5+8=54.8 m，取55m。4.溢流裝置的設(shè)計(jì)采用單流型弓形降液管塔板 =1.2m =1.13m2 ； 查得=0.7 ，bd/D=0

22、.157,bd=0.157*1.2=0.1884m, =0.7=0.84m 即為堰長降液管面積=AT-A=1.13-1.028=0.102m25.溢流堰尺寸:選取塔板厚度為4mm, 取E=1.0；堰上液頭高= =0.029m堰高取=hl-how=0.06m,塔板清液高度hl=0.06+0.029=0.089m液流強(qiáng)度=27.51/0.84=32.75(m3/m.h)取底隙=30mm=0.03m，則降液管底隙液體流速=/=0.0076/0.84*0.03=0.36.塔板布置及其他結(jié)構(gòu)尺寸的選取1） 閥數(shù) 選取型浮閥，重型，閥孔直接=0.039m初取=8，計(jì)算閥孔氣速=1.1(m/s)浮閥個(gè)數(shù) n

23、 =40（個(gè)）2） 浮閥的排列方式取塔板上液體進(jìn)、出口安定區(qū)寬度=0.07m，取邊緣區(qū)寬=0.05m有效傳質(zhì)區(qū)=2x+()，()取弧度)其中：x=D/2-(bs+bs)=1.2/2-(0.1884+0.07)=0.3416r=D/2-bc=1.2/2-0.05=0.55求得=0.714 m2開孔所占面積 =nd02=0.048 m2由開孔區(qū)內(nèi)閥孔所占面積分?jǐn)?shù)解得/= d02/t2=0.907解得t=0.143m 取t=125mm 縮小十倍在紙上作圖,取1/4塔板畫浮閥的錯(cuò)流分布,把邊緣處的浮閥個(gè)數(shù)乘以2加上其余部分浮閥個(gè)數(shù)乘以4即為實(shí)際浮閥個(gè)數(shù),得n=40個(gè),再按實(shí)際浮閥數(shù)重新計(jì)算塔板的個(gè)數(shù).

24、閥孔氣速=1.09m/s動(dòng)能因子 =8塔的開孔率 =/=0.048/1.13=0.04257.塔板流動(dòng)性能的校核1）.液沫夾帶量的校核 由氣相密度和塔板間距查圖得系數(shù)=0.11塔板上液體流道長及液流面積分別為 =D-2=1.2-20.1884=0.0.823（m） =0.926()故得=0.283，小于0.8，故不會(huì)產(chǎn)生過量的液沫夾帶。2）.塔板阻力計(jì)算 干板阻力臨界孔速=1.194=5.34=0.051m 塔板清液層阻力=0.5=0.50.089=0.045 表面張力阻力 = =0.0000781m液柱所以=+=0.051+0.045+0.0000781=0.096m液柱3）.降液管液泛校核

25、 由Hd= ,取=0；其中=0.014m于是=0.06+0.029+0.014+0.0096=0.199m液柱取降液管中泡沫層密度=0.55，則=/0.55=0.36m而+=0.6+0.06=0.66>,故不會(huì)發(fā)生降液管液泛4）.液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出 =8.05s >5s 帶氣體可以釋放。5）.嚴(yán)重漏液校核 當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子小于5時(shí)，將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故漏夜點(diǎn)的孔速可取=5的相應(yīng)孔流氣速=0.692(m/s)穩(wěn)定系數(shù)K=/=1.09/0.692=1.58>1.52.0不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。8.塔板性能負(fù)荷圖

26、1）過量液沫夾帶線 令=0.8，代入關(guān)系式，得到qvvs=0.205-2.872qvlsqvvh=738-2.872qvlh,得過量液沫夾帶線2）液相下限線 令，得到qvlh=3.07=3.07*10.84=2.58 m3/h可見該線為垂直qvlh軸的直線，該線記為。3）嚴(yán)重漏液線 qvvh=3600所以qvvs=（n）=116 m3/h，該線記為4）液相上限線保證液體在降液管中有一定的停留時(shí)間令，則降液管最大流量qvlh=44m3/s，該線記為5）降液管液泛線 或，顯然為避免降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使< .將上式表示為與的關(guān)系，代入數(shù)據(jù)得qvvh2=2.24*105-3.92*103-15.

27、25qvlh2,記為線9.五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖: 以qvvh為縱坐標(biāo)，qvlh為橫坐標(biāo)得0200400600800100012001400020406080100120系列1系列2系列3系列4系列5系列6其中操作點(diǎn)為 qvvh=187.86 m3/h, qvlh=27.51 m3/h在可見操作點(diǎn)在圖中，基本幾乎處于圖形中間位置，故基本滿足要求 。qvvhmax=358 m3/h, qvvhmin=116 m3/h塔板的操作彈性： qvvhmax/qvvhmin=358/116=3.09 裕度為（358-187.86）/187.86=0.906第四章 再沸器的設(shè)計(jì)一 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件 1

28、選用立式熱虹吸式再沸 塔頂壓力：2.60Mpa（絕） 塔底壓力: 2.672 Mpa（絕）2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條件殼程管程溫度（）20-403.0壓力（MPa絕壓）0.10132.672殼程定性溫度為30，蒸發(fā)量為1） 殼程凝液在溫度（30）下的物性數(shù)據(jù)：熱導(dǎo)率：c =0.618w/(m*K)粘度：c =0.801mPa*s比熱：4.714kJ/(kg.k)密度：c =997.8kg/m3 2)管程流體在（3 2.672MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=270.67kJ/kg液相熱導(dǎo)率：b =96.301mw/(m*K)液相粘度：b =0.0557mPa*s液相密度：b =394.38kg

29、/m3 液相定比壓熱容： = 2.8kJ/(kg*k) 表面張力：b2.588mN/m氣相粘度：v =0.00875mPa*s氣相密度：v =52.2kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=1.57*10-4 km2 /kg氣相熱導(dǎo)率： 二 估算設(shè)備尺寸 熱流量： KJ/s傳熱溫差：=26.7k 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =42.45 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：25×2mm,管長L=3m 則傳熱管數(shù)： =180根 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT = 3a(a+1)=180 得：a=7,b=2a+1=15 管心距：t=1.25*25=32mm 則

30、殼徑： =523mm 圓整后取 D= 600mm 取 管程進(jìn)口直徑：Di=100mm 管程出口直徑：Do=300mm 三 傳熱系數(shù)的校核1顯熱段傳熱系數(shù)K假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.3則循環(huán)氣量： =9.073kg/s1) 計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i 傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： = 146.3kg/( m2 s) 雷諾數(shù)： = 55173>10000 =1.62 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 794.9w/( m2 K) .計(jì)算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 計(jì)算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量 qm=8.83 Kg/s 三角形排列 de=4()=0.02mm， B=0.2D=0.12m,u0=V0/s0 =0.0

31、16 =0.36=3690.7W/(m2k) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝側(cè)：Ro=0.00026 m2 K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.0000382m2 K/w 4）用式計(jì)算顯熱段傳熱系數(shù)=438.7/(m2·K)（2）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)1).用式計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量=5.267*105kg/h當(dāng)=0.3，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)為 1.006，由及，查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得=0.4當(dāng)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)= 0.381，再由及出查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得=1.0；用

32、式計(jì)算泡核沸騰壓抑系數(shù)=0.72）用式計(jì)算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 4354 W/(m2·K)3）用式計(jì)算以液體單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 790.3 W/(m2·K)4）計(jì)算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用式計(jì)算對流沸騰因子=2.16 用式計(jì)算兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=Ftpai=1707.14W/(m2·K)用式計(jì)算沸騰傳熱膜系數(shù)= 4755W/(m2·K)用式計(jì)算沸騰傳熱系數(shù):=1056.6W/(m2·K)；（3）顯熱段和蒸發(fā)段的長度 用式計(jì)算顯熱段長度與傳熱管總長的比值= 0.011；LBC=0.033m= L-LBC=2.967m（4）用式計(jì)算

33、傳熱系數(shù)=1045.6W/(m2·K)實(shí)際需要傳熱面積為= 26.39m2（）傳熱面積裕度 用式,該再沸器傳熱面積合適3.循環(huán)流量的校核（1） 循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力 當(dāng)=0.1時(shí)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)= 3.163用式計(jì)算兩相流的液相分率= 0.359計(jì)算x=0.1處的兩相流平均密度，用式計(jì)算出的兩相流平均密度=170.04kg/m3當(dāng)=0.3時(shí)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)=0.939用式計(jì)算兩相流的液相分率= 0.202用式計(jì)算的兩相流平均密度=121.32kg/m3式中=0.9值，參照表p98表3-19并根據(jù)焊接需要取為1.02，于是計(jì)算

34、的循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力為= 5458.6Pa（2） 循環(huán)阻力1）管程進(jìn)口管阻的計(jì)算 用式計(jì)算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速=1152.21kg/s用式計(jì)算釜液在進(jìn)口段內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)= 2068599.6用式=計(jì)算進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度 =12.08m用式計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)= 0.0153用式計(jì)算管程進(jìn)口管阻力=3180.68Pa2）傳熱管顯熱段阻力的計(jì)算 用式計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 145.5 kg/s用式=計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)=54867.4用式計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)的摩擦系數(shù)= 0.0242用式計(jì)算傳熱管顯熱段阻力= 0.093Pa3）傳熱管蒸發(fā)段阻力 的計(jì)算 汽

35、相流動(dòng)阻力的計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 145.5kg/(m2s)當(dāng)=0.2用式計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量=29.1kg/(m2s)用式計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)=69840用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.0232用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力=26.59Pa液相流動(dòng)阻力的計(jì)算用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速=116.4kg/(m2s)用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)=43885用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.025用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力=61.29Pa用式=計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力=660.14Pa ）蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力的計(jì)算 管程內(nèi)流體的質(zhì)量流

36、速（釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速）=145.5kg/(s)用式計(jì)算蒸發(fā)段管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)=2.278用式計(jì)算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻=122.3Pa 5）管程出口阻力的計(jì)算氣體流動(dòng)阻力的計(jì)算用式計(jì)算管程出口管中汽、液相總質(zhì)量流速=128.4 kg/(s)用式計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=38.51 kg/(s)用式L=計(jì)算管程出口管的長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和=35.04m用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)=2970514用式計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.0149用式計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力=24.72Pa液體流動(dòng)阻力的計(jì)算=用式計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=8

37、9.89kg/(m2s)用式=計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)=484147用式計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.0175用式=計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力=20.92pa用式=計(jì)算管程出口阻力=364.17Pa）=計(jì)算系統(tǒng)阻力阻力=3180.68+0.093+660.14+122.3+364.17=4327.3Pa循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值為/=5458.6/4327.3=1.26循環(huán)推動(dòng)力略大于循環(huán)阻力，說明所設(shè)的出口汽化率=0.3基本正確，因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 第五章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì) 一 輔助容器的設(shè)計(jì) 容器填充系數(shù)?。簁=0.7 1進(jìn)料罐（常溫貯料） 2

38、0乙烯 L1 =280.2kg/m3 乙烷 L2 =342.5kg/m3 壓力取2.672MPa 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=0.65*28.054/(0.65*28.054+0.35*30.070)=63.41% 則 =300.2 kg/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh= 28.76*100=2876kg/h 取 停留時(shí)間：x為3天，即x=72h 進(jìn)料罐容積： 圓整后 取V= 985m3 2回流罐（-18）質(zhì)量流量qmLh=RqmDh=3.9936*28.054=7316.7kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為20min，添充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 12.43m3取V=12.5

39、3塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =1832.1kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為72h，填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積 672.5取V=6732 釜液罐取停留時(shí)間為天，即x=96h質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =9806.31kg/h 則釜液罐的容積 3926.6 取V=39273.塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)Q=rcqnv=8.164*326.112*106/3600=7.4*105w用液氨冷卻-5040，蒸汽-18，tm=26.7取K=600w/m2k,傳熱面積A=Q/Ktm=46.2m2二 泵的設(shè)計(jì)1進(jìn)料泵(兩臺(tái)，一用一備)取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3

40、qVfs = qmfs / =0.00266m3/s, 取d=100mm規(guī)格為114*7的管子，液體粘度 取=0.2,相對粗糙度：/d=0.002查得：=0.0245取管路長度：l=100m 取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh =14.14m3/h選取泵的型號：AY 揚(yáng)程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（兩臺(tái)，一開一用）取液體流速：u=0.5m/s液體密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0078m3/s 選擇150mm規(guī)格的液體粘度 取=0.2，相對粗糙度：/d=0.0133查得：=0.023取管路長度：l=100m 取90度彎管4個(gè)

41、，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則qVLh =31.8m3/h選取泵的型號：DSJH 揚(yáng)程：17200m 流量：5900m3 /h3.釜液泵（兩臺(tái)，一開一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.000846m/s ,取d=80mm 液體粘度 取=0.2,相對粗糙度：/d=0.00253查得：=0.025取管路長度：l=40m 取90度彎管3個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)取則 qVLh =7.06m3/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時(shí)不使用，但非正常工作或停止工作時(shí)，需要使用。選取泵的型號：PRK 揚(yáng)程：7200m 流量：3.5700m3 /h

42、第六章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速：u=0.5m/s則取管子規(guī)格81×3。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0.570×3頂蒸氣管15325×10頂產(chǎn)品管0.560×3回流管0.5180×3釜液流出管0.532×4.5儀表接管/25×2.5塔底蒸氣回流管15159×4第七章 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(gè)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(jì)的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(jìn)料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=394.382FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=280.23PIC-01塔壓控制03MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=280.25HIC-01釜液面控制03m乙烷L=342.56TIC-01釜溫控制020乙烷L=342.5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 m2Z塔高 mAa塔