乙烯乙烷浮閥塔頂140R=1.5

實用標準文案實用標準文案文檔文檔實用標準文案文檔目錄第1章精餾過程工藝設計概述.............................21.1設備簡介...........................................................21.1.1精餾塔.......................................................21.1.2再沸器.........................................................31.1.3冷凝器.........................................................31.2設計流程簡介.......................................................31.3精餾過程操作條件的選擇.............................................31.3.1操作壓力.......................................................31.3.2進料狀態(tài).......................................................31.3.3加熱劑.........................................................31.3.4冷卻劑.........................................................31.3.5回流比.........................................................41.4設計任務書...........................................................4第2章、浮閥塔的工藝設計................................42.1物性數(shù)據(jù)的確定.......................................................42.1.1任務書給定的條件...............................................42.2.1塔頂與塔底溫度的確定...........................................52.1.3板數(shù)的核算.....................................................52.1.4操作條件及物性參數(shù)的確定：.....................................72.2塔高與塔徑的計算.....................................................72.2.1塔高...........................................................72.2塔徑...........................................................72.3塔板布置和其余結構尺寸的選取.........................................82.3.1溢流堰及降液管的設計...........................................82.3.2浮閥數(shù)及排列方式...............................................92.4塔板流動性能校正：..................................................102.4.1液沫夾帶量e校核.............................................10v2.4.2塔板阻力h計算...............................................10f2.4.3降液管液泛校核................................................112.4.4液體在降液管中的停留時間....................................112.4.5嚴重漏夜校核..................................................112.5塔板負荷性能圖......................................................112.5.1過量液沫夾帶線關系式..........................................112.5.2液相下限線關系式..............................................122.5.3嚴重漏液線關系式..............................................122.5.4液相上限線關系式..............................................125.5降液管液泛線關系式............................................122.6塔板設計結果........................................................13第3章立式熱虹吸再沸器的工藝設計.......................13第4章管路設計........................................13物性參數(shù)............................................................13管路尺寸............................................................14第5章輔助設備的設計...................................155.1換熱器的設計........................................................155.1.1塔頂冷凝器....................................................155.1.2進料預熱器....................................................155.2貯罐的設計..........................................................165.2.1塔頂產(chǎn)品罐....................................................165.2.2釜液罐........................................................165.2.3原料中間罐....................................................165.2.4回流罐........................................................165.3泵的選擇............................................................175.3.1進料泵........................................................175.3.2釜液泵........................................................175.3.3回流泵........................................................17第6章控制儀表的參數(shù)選擇...............................18第7章設備評估及心得體會...............................19設備評估............................................................19心得體會............................................................19附錄主要符號說明............................................................19參考文獻................................................................21第1章精餾過程工藝設計概述1.1設備簡介精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時傳熱、傳質(zhì)的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設備、儀表。1.1.1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)組分向氣相中轉移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉移，從而使混合物中的組分得到高程度分離。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。本設計為浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是操作彈性大，阻力小；塔板效率高。但用久后，操作易失常。國內(nèi)對浮閥塔進行了許多實驗研究工作，取得了成果，并在石油、化學工業(yè)中廣泛采用，取得了較好的效果。1.1.2再沸器再沸器（又稱重沸器）是精餾裝置的重要附屬設備，其作用是使塔底釜液部分氣化，從而實現(xiàn)精餾塔內(nèi)氣液兩相間的熱量及質(zhì)量傳遞。本設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，利用塔底單相釜液與換熱器傳熱管內(nèi)汽液混合物的密度差形成循環(huán)推動力，構成工藝物流在精餾塔底與再沸器間的流動循環(huán)。這種再沸器具有傳熱系數(shù)高，結構緊湊，安裝方便，釜液在加熱段的停留時間短，不易結垢，調(diào)節(jié)方便，占地面積小，設備及運行費用低等顯著優(yōu)點。但由于結構上的原因，殼程不能采用機械方法清洗，因此不適宜用于高粘度或較臟的加熱介質(zhì)。同時，由于立式安裝，因而增加了塔的裙座高度。1.1.3冷凝器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。1.2設計流程簡介1.3精餾過程操作條件的選擇1.3.1操作壓力精餾過程可以在常壓、加壓或減壓真空條件下進行，可以根據(jù)經(jīng)濟上的合理性和物料的性質(zhì)對其進行選擇，它與符合被分離物質(zhì)的性質(zhì)、精餾操作的流程密切相關。本設計由于被分離物的沸點較低，采用加壓操作，采用2.5Mpa（表壓）。1.3.2進料狀態(tài)進料可以是過冷液體、飽和液體、飽和蒸汽、汽液混合物或過熱蒸汽，通常進料熱狀態(tài)是由前道工序決定的。本設計采用的是飽和液體進料。1.3.3加熱劑加熱介質(zhì)通常可以是水蒸氣或熱水，但由于本設計中塔底的溫度要求較低，所以只需選擇相對較低品味的熱水作為加熱劑即可。1.3.4冷卻劑塔頂冷卻劑通?？梢赃x用：（1）循環(huán)水：進口溫，35度；出口溫度：依實際需要確定，一般不超過50度；（2）新鮮水：進口溫度，15；出口溫度，依實際需要確定。（3）氨冷劑：氨蒸發(fā)制冷，溫度不變0、－10、－20、－30傳熱溫差可以視傳熱系數(shù)的情況確定。本設計由于塔頂溫度要求維持在零下十幾度左右，所以需選擇品味較高的氨冷劑作制冷劑。1.3.5回流比回流比是精餾塔的重要操作參數(shù)，它不僅影響他的設備費用，還影響操作費用，其存在最優(yōu)值使成本最小，一般情況下，回流比是最小回流比的1.2~2倍。本設計采用的回流比是最小回流比的1.5倍。1.4設計任務書產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾質(zhì)量計）塔頂產(chǎn)品99%，塔底產(chǎn)品≤1%。工藝條件：飽和液體進料（q=1）x進料乙烯含量f==65%（摩爾分數(shù)，下同） x xf==65%（摩爾分數(shù)，下同）釜液乙烯含量W≤1%，總板效率為0.6操作條件塔頂壓力2.5MPa（表壓）加熱劑及加熱方式：加熱劑：熱水；加熱方式：間壁換熱冷卻劑：氨冷劑回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5塔板形式：浮閥塔處理量：140kmol/h，安裝地點：大連塔板位置：塔頂?shù)?章、浮閥塔的工藝設計2.1物性數(shù)據(jù)的確定2.1.1任務書給定的條件x進料熱狀態(tài)：q=1；進料乙烯含量：f==65%（摩爾分數(shù)，下同）；塔頂乙烯含量：x=99%；釜液乙烯含量：x1% D w總板效率：E0.6；塔頂操作壓力：2.5MPa（表壓）；T處理量：q140kmol/h；回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5；nF塔板位置：塔頂；塔板形式：浮閥塔。2.2.1塔頂與塔底溫度的確定塔頂溫度的計算：（A-乙烯B-乙烷）塔頂：壓力=2.5+0.1=2.6Mpa（絕壓）x=0.99x=0.01 A B設塔頂?shù)穆饵c溫度為-17℃查P-t-K圖得K1.0K0.69 A Bcy1|KxKx1||1.0*0.990.69*0.011|0.0031結果與103很 iAA BBi K 1.0接近。故假設正確，塔頂溫度=-17℃相對揮發(fā)度=A 1.449 1K 0.69B塔底溫度的計算： N 38設N38（不含塔釜）則NT64 T PE 0.6T按每塊板阻力降100mmHO計算，則塔底壓力=2.6+64*103*9.81*0.1*10-6=2.66MPa2塔底：x=0.01x=0.99設泡點溫度為4℃查P-t-K圖得K1.49 A B AK0.99Bcy1|KxKx1||1.49*0.010.99*0.991|0.005結果與103 iAA BBiK 1.492K 0.99很接近。故假設正確，塔底溫度=4℃相對揮發(fā)度=A 1.505B平均相對揮發(fā)度1.449*1.5051.477 1 22.1.3板數(shù)的核算回流比的計算 *x 1.477*0.65q1xx0.65yex1.4771*0.650.733e f e11 1e xy 0.990.733RDe3.096R=1.5*R=1.5*3.096=4.644minyx0.7330.65mine e全塔物料衡算xxq0.650.01*140qF w nF91.43Kmol/h nD xx 0.990.01wqqq14091.4348.57Kmol/hnw nF nDqRq4.644*91.43424.6Kmol/hnL nDq(R1)q5.644*91.43516.03092Kmol/hnV nD R x 4.644 0.99精餾段操作線方程：yxD=x=0.823x+0.1754n1R1nR14.6441n4.6441n提餾段操作線方程： (Rqqq)*xqx (4.644*91.43140)*x48.57*0.01ynD nF m nww m 1.094x0.000941m1 Rqqqq 4.644*91.4314048.57 mnD nF nwq線：x0.65q y y汽液相平衡方程：x n = n n(1)y1.4770.477yn由塔頂開始，逐板計算，結果如下：表1逐板計算結果表n 序號 y1 x1 序號 y1 y20.99 0.9853 21 0.6764540.5860140.9863020.979899 22 0.6401580.5463763 0.9818570.973433 23 0.5967940.5005284 0.9765350.965726 24 0.5466360.4494425 0.9701930.956592 25 0.4907490.3948386 0.9626750.945836 26 0.4310120.3390047 0.9538230.933266 27 0.3699290.2844428 0.9434780.918709 28 0.3102380.2334340.9314970.902023 29 0.2544360.1876880.9177650.883123 30 0.204390.1481620.902210.862002 31 0.1611480.1150950.8848270.838749 32 0.1249730.0881710.865690.813568 33 0.0955180.0667290.8449670.786783 34 0.072060.0499510.8229230.758828 35 0.0537050.0370030.7999150.730222 36 0.039540.0271170.7763730.70154 37 0.0287250.019630.7527670.673358 38 0.0205340.0139960.7295740.646216 39 0.014370.0097750.7060190.619191 40 0.0097520.006624 N 40由上表可以看出所需的實際理論塔板數(shù)N40（不含塔釜）則NT67 T PE 0.6T與假設的近似，基本可以認為假設合理。（3）塔底壓力重新估計重估P=2.6+67*103*9.81*0.1*10-6=2.666MPa（絕壓）查P-t-K圖，得：由于2.666MPa與2.66MPa所差無幾，故以上計算結果維持不變，所以可以認為塔底溫度為4℃。2.1.4操作條件及物性參數(shù)的確定：操作壓力：塔頂：2.6Mpa（絕）塔底：2.666MPa（絕）操作溫度：塔頂：-17℃塔底：4℃塔頂乙烯含量：x=99%，近似按純乙烯處理：故t=-17℃，P=2.6Mpa（絕）下的物性數(shù)據(jù)D如下：查得，摩爾質(zhì)量M=28.052kg/kmol58.12kg/m3404.81kg/m3 v l液相表面張力2.6855mN/m q*M 516.03092*28.052汽相體積流率=nV 249.066m3/h=0.069185m3/s 58.12v q*M 424.6*28.052液相體積流率=nL 29.423m3/h=0.00817m3/s 404.81l2.2塔高與塔徑的計算2.2.1塔高塔高包括塔的有效高度，頂部空間和底部空間高度以及塔裙座高度。按20塊塔板取一個人孔，人孔處板間距0.65m，本塔共有67塊實際板，需三個人孔，塔頂高度取1.3m，塔釜高度取2.6m，裙座高度取3m，塔板間距H取0.45m，T故此時塔的有效高度：Z=NH=67*0.45=30.15m P T實際高度：H=67*0.45+(0.65-0.45)*3+1.3+2.6+3=37.65m2.2塔徑L0.00817404.81兩相流動參數(shù)FLV：FsL*0.312 LVV0.069185 58.12V設H=0.45m，h=0.08m查smith關聯(lián)圖得C=0.054故l 20 2.6855氣體負荷因子CC()0.2=0.054( )0.2=0.0361 2020 20 404.8158.12液泛氣速uC L V0.0361 =0.088m/sf 58.12V取泛點率0.75,操作氣速和所需的氣體流道截面積為 q 0.069185u0.75u=0.066m/sA=vvs==1.048m2f u 0.066 A A A選取單流型、弓形漿液管塔板d=0.09則1d0.91A AAT TT A1.048 4A故塔板截面積A= = =1.152m2塔徑D T=1.21m T0.910.91 按塔設備系列標準圓整,取實際塔徑D=1.2m則，此時：塔板截面積A=D2=1.131m2T4降液管截面積A=0.09A=0.10179m2d T氣體流道截面積A0.91A=1.02921m2T q 0.069185 u0.067并可求得:實際操作氣速uvvs==0.067m/s泛點率= = =0.761 A 1.02921 u0.088f q 0.00817降液管流速uvLs==0.08m/sd A 0.10179d2.3塔板布置和其余結構尺寸的選取2.3.1溢流堰及降液管的設計降液管尺寸取l/D0.7降液管寬度bD(11(l/D))/2=0.271m w d w選取平行受液盤，考慮降液管底部阻力和液封，選取底隙h0.035mb溢流堰尺寸l0.7D0.71.2=0.84mw取液流收縮系數(shù)E=1則堰上方液頭高度 L2 29.4232h2.84103E(h)32.84103( )3=30mm>6mmow L 0.84w堰高hhh803050mm W L OW液流強度L/l=29.423/0.84=35.027m3/mh h W L 0.00817降液管底隙液體流速uh==0.278m/s<0.3m/s符合要求b3600Lh0.84*0.035 w b2.3.2浮閥數(shù)及排列方式浮閥數(shù)：選取F型浮閥，重型，閥孔直徑d=0.039m 1 0初取閥孔動能因子F=8，計算閥孔氣速0uF/8/58.12=1.049m/s 0 0 V V 0.069185*4 浮閥個數(shù)n= s = =56（個） 3.14*0.0392*1.049d2u400浮閥排列發(fā)式取進,出口安定區(qū)寬度bb75mm s s取邊緣區(qū)寬度b=50mmcDx(bb)=1.2/2-（0.271+0.075）=0.254m 2 d sDrb=1.2/2-0.05=0.55m 2 cx故有效傳質(zhì)面積A2(xr2x2r2sin1)=1.606m2ar開孔所占面積A0.25nd2=0.25*56*3.14*0.0392=0.0669m2 0 0nd2塔板開孔率40nDd022=0.060.1符合要求D24選擇正三角錯排方式，選取孔心距t=100mm2.4塔板流動性能校正：2.4.1液沫夾帶量e校核v為控制液沫夾帶量e過大，應使泛點F0.8~0.82 v 1 V V 1.36LZ S SLF L V ZD2b1.2-2*0.271=0.685m1 AKC L d b FAA2A=1.131-2*0.10179=0.92742m2查得C=0.135K=1b T d F58.12 0.069185 1.36*0.00817*0.685404.8158.12F=0.287<0.81 0.92742*0.135故合乎要求，不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。2.4.2塔板阻力h計算f.干板阻力h07311.825臨界孔速ok=1.133>0V因閥孔氣速小于其臨界閥孔氣速故應在浮閥未全開狀態(tài)下計算干板阻力 0 okh19.9u2/=19.9*1.0292/404.81=0.052m 0 0 L.塔板清液層阻力h1hhh=0.5*（0.05+0.03）=0.04m l W OW.克服液體表面張力阻力h41034103*2.6855h = =6.9105m gd 404.81*9.81*0.039 L 0有以上三項阻力之和求塔板阻力hfh=hhh0.092m f 0 12.4.3降液管液泛校核由Hhhhh,取=0 d w ow d f L 29.423h=1.18108(h)2=1.18108( )2=0.0118md lh 0.84*0.035 w b則H=0.05+0.03+0.0118+0.092=0.1838d取降液管中泡沫層的相對密度0.6HHd=0.306mHh=0.45+0.05=0.5>H故不會產(chǎn)生降液管液泛d T w d2.4.4液體在降液管中的停留時間 AH 0.10179*045d T==5.6s>5s滿足要求,所夾帶的氣體可以釋q 0.00817vLs放。2.4.5嚴重漏夜校核取F’=5uF/=0.656 0 0 0 Vu穩(wěn)定系數(shù)K0=1.049/0.656=1.599>1.5故滿足穩(wěn)定性要求不會發(fā)生嚴重漏u0液。2.5塔板負荷性能圖2.5.1過量液沫夾帶線關系式 V V 1.36LZ S SLF L V ZD2b1.2-2*0.271=0.685m 1 AKC L d b FAA2A=1.131-2*0.10179=0.92742m2查得C=0.135K=1令F=0.8bTd F1得58.12V 1.36*0.685*Ls404.8158.12s0.8整理得V0.2442.278L 0.92742*0.135 s sV880.22.278L當L=0時，Vh=880.2；當Vh=0時，Lh=386.392；由此兩點可作h h h過量液沫夾帶線。記該線為○12.5.2液相下限線關系式L2令h2.84103E(h)3=0.006整理，得L=3.07l=2.5788m3/howlhww該線為垂直于L軸的直線，記該線為○2h2.5.3嚴重漏液線關系式V3600Au式中A=0.0669u=0.656得h 00 0 0V=157.99104m3/hh該線為平行于L軸的直線，稱之為氣相下限線，記該線為○3h2.5.4液相上限線關系式AHd T=5V720HA得V720*0.45*0.10179=32.98m3/h V/3600 h Td hh該線為平行于V軸的直線，記該線為○4h5.5降液管液泛線關系式 V2 L23 L23.41108Vndh24.26103lWh1.18108lWhhbHT(1.5)hW L 0代入數(shù)值，得 58.12V 2 L23 L 23.41108* * h 4.26103h1.18108 h 404.8156*0.0392 0.84 0.84*0.0350.6*0.45(0.61.5)0.05整理得：V2=3.911068.32104L23237.51L2 h h h由此可以做出塔板負荷性能圖，如下：圖1塔板負荷性能圖塔板負荷性能塔板負荷性能0500100015002000250001020304050液體流量/（m3/h）Vh/(m3/h)123456由此可見，將設計點D標在該圖中，操作線交3和1分別于點A、B，分別從圖A、B兩點讀得氣相流量的下限和上限V,V min max則操作彈性=V/V=285.1121/157.99104=1.804 max min2.6塔板設計結果祥見后面的附表。第3章立式熱虹吸再沸器的工藝設計3.1設計條件與物性參數(shù)3.1.1再沸器殼程與管程的設計條件殼程管程溫度/oC36---204壓力(絕壓)/MP0.102.67蒸發(fā)量/(Kg/h)162003.1.2物性數(shù)據(jù)殼程熱水在平均溫度28oC下的物性數(shù)據(jù):密度=996.2Kg/m3熱導系數(shù)=0.614W/(m·K)c粘度=0.836mPa·s比熱c=4.176KJ/(Kg·K)p管程乙烷在4oC下的物性數(shù)據(jù):潛熱=286.6KJ/Kg液相熱導率=96.23W/(m·K) b b粘度=0.057mPa·s密度=388.3Kg/m3 b b液相定壓比熱容c=3.490KJ/(Kg·K)表面張力=2.778mN/mpb b氣相粘度=0.00871mPa·s氣相密度=56.71Kg/m3 v v比熱c=1.653KJ/(Kg·K)熱導系數(shù)=18.81mW/(m·K)pv v3.2設備尺寸估算3.2.1熱流量QQ=Dr/3600=16200*286.6*1000/3600=1.2897103Kw b b3.2.2傳熱溫差(Tt)(Tt)(364)(204)t1 2 =22.46Km (Tt) (364)ln1 ln(Tt) (204)23.2.3傳熱面積Ap假設傳熱系數(shù)K=600W/(m2K)則估算傳熱面積A為p Q 1.2897106A===95.7m2pKt60022.46m3.2.4傳熱管數(shù)NT擬用傳熱規(guī)格為252.5mm,管長L=3000mm,則計算傳熱管數(shù)NT A 95.7N P =407根TdL*0.025*3o2.5殼徑內(nèi)徑D將傳熱管按正三角形排列，且取t=32mm，b=1.1TN=1.1*407=22.19因為是單管換熱器,所以殼徑內(nèi)徑D為TNDt(b1)3d=32*（22.19-1）+3*25=753.1mm圓整到D=800mm0管程進口管取D=150mm出口管徑去D=250mmi o3.3傳熱系數(shù)校核3.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL設傳熱管出口汽化率x=0.28則計算循環(huán)流量WteQmt=Wt=Db16200 =16.07kg/sx 3600*0.28e顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) W 16.07*4傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速G為Gt=125.7Kg/(m2s) S 3.14*0.022*4070（其中：Sd2N） 04i TdG0.02*125.7雷諾數(shù)Re為Re=i=441031040.057*103bC3490*0.057*0.001普朗特數(shù)為Ppb b=2.067r 96.23*0.001b顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 96.23103hi0.023bR0.8P0.40.023441030.82.0670.4768.6W/(m2K)d e r 0.02i管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) Q 1289700熱水的質(zhì)量流量D= =19.3Kg/scC(TT)4.176*103*(3620) p 1 2 3 當量直徑d42t24*0.02520.02016me *0.025設折流板間距B=0.5m，故 d 25SBD(10)0.5*0.8*10.0875m20 t 32 dG 0.02016*19.3Ree =5320介于2*（103~106） 0*S 0.836*103*0.08750C4176*0.836*0.001Pp =5.686r 0.614D m1s1傳熱管外單位濕潤周邊上凝液的質(zhì)量流量M c =0.0373dN 0 T 10.14 0.14管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=0.36eR0.55P3此處取w=1 0 d e rw0.6141=0.3653200.555.0863=2192W/(m2K)0 0.02016污垢熱阻及管壁熱阻管內(nèi)污垢熱阻R0.176103(m2K)/Wi管外污垢熱阻R0.21103(m2K)/W0管壁的材質(zhì)選用鋼材，則=45W/(m·K)w b 0.0025管壁熱阻R5.556105(m2K)/Ww45w計算顯熱段傳熱系數(shù)KLddido35.5mm(doRido=dd i i i m 2Rd 1w oR)1=388.5W/(m2K)d o m o3.3.2蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE（1）計算傳熱管內(nèi)的釜液的質(zhì)量流量G=3600G=3600*125.7=4.525105kg/(m2h)hV0.5V0.156.210.50.0570.1*b388.3*0.008710.4611 D 當取x=x=0.28X=[(1x)/x]0.9/=1.079則1/X=0.9269 e tt e e tt查圖得a=0.8當x0.8x0.224 E eX=[(1x)/x]0.9/[(10.224)/0.224]0.9/0.4611=1.411 tt e e故1/X=0.7088由G及1/X再查圖得a=1.02tt h ttaa查得a1.0a=E 0.9 E 2泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)anb Qd Pda=0.225bP0.69( i)0.69(b1)0.33(i)0.31nb d r Ar i p b b v 96.23*0.001 1.2897*106*0.02 388.3 2.67*106*0.02 0.2252.0670.69( )0.69( 1)0.33( )0.31 0.02 95.7*286.6*0.057 56.71 2.778*0.001=4010W/(m2K)液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)i=0.023(b)[R(1x)]0.8P0.4i d e ri96.23*0.001=0.023()[44103(10.224)]0.82.0670.4=627.5W/(m2K)0.02F3.5*1/x0.53.5*1/0.70880.52.947 tp ttF2.947*627.5=1849W/(m2K) tp tpi沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)v=+aa=1849+0.9*4010=5458W/(m2K) v tp nb計算沸騰傳熱系數(shù)KE d Rd Rd 1 K=(oi ow oR)1=849.6W/(m2K) Edd d o i v i m o3.3.3顯熱段和蒸發(fā)段的長度L顯熱段的長度L與傳熱管總長L的比值BC為 BC LL (t/p) BC 9 L dNKt(t/p) i T L ms CW pb b t 1.4521040.01397*0.02*407*388.5*2.461.4521043.49*103*388.3*16.07所以L=0.01397*3=0.042mL=3-L=2.958m BC CD BC3.3.4平均傳熱系數(shù)KC KLKL 388.5*0.042849.6*2.958 K=L BC E CD =843.2W/(m2K) C L 3實際需要的傳熱面積為AQ(Kt)=129800/（843.2*22.46）=68.01m2CC m3.5傳熱面積裕度H(AA)HP CA=（95.7-68.1）/68.1=40.539%>20%C3.4循環(huán)流量效核3.4.1循環(huán)系統(tǒng)的推動力3ex0.280.09333時當x 33eLockhat-Martinell參數(shù)XX=[(1x)/x]0.90.4611=3.568 tt tt e e兩 相 流 的 液 相 分 率 R 為LX 3.568R= tt =0.3789L(X22X1)0.5(3.56822*3.5681)0.5 tt tt兩相平均密度(1R)R56.71*(10.3789)388.3*0.3789 tp v L bL=182.4Kg/m3當x=x=0.28時X=[(1x)/x]0.9/=1.079 e tt e eX 1.079L(X221*X1)0.5(1.079221*1.0791)0.5兩相流的相分率R= tt =0.2165 tt tt兩相流平均密度tp(1R)R56.71*(10.0.2165)388.3*0.2165=128.5Kg/m3 tp v L bL參照設計書3-19表并根據(jù)焊接需要取l1.02m于是計算循環(huán)系統(tǒng)的推動力pDp[L()l]g[2.956(388.3182.4)1.02*128.57]*9.814690Pa D CD b tp tp3.4.2循環(huán)阻力管程進口管阻力p1釜液在管程進口管內(nèi)的質(zhì)量流速G為 W 16.07 G= t =909.5Kg/(m2s) D2 *0.152 4i 4 DG 0.15*909.5釜液在進口管內(nèi)的流動雷諾數(shù)RR=i=2.393106eiei0.057103b(D/0.0754)2進口管長度與局部阻力當量長度LL= i =17.81mi i0.3426(D/0.02540.1914)i0.7543進口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù)=0.01227=0.01511 i i R0.38ei故計算管程進口管阻力p為1 LG2 17.81909.52p=i0.01511* * =1911Pa1 iD2 0.152*388.3i b傳熱管顯熱段阻力W 16.07d2N *0.022*407釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速為G= t =125.7Kg/(m2s) 4i T 4 dG 0.02*125.7釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù)RR=i=44103ee0.057*0.001b0.7543441030.38進口管內(nèi)液體流動的摩擦系數(shù)=0.01227=0.02523 L G2 0.042125.72傳熱管顯熱段阻力pp=BC0.02523* * =1.076Pa22d20.022*388.3i b傳熱管蒸發(fā)段阻力汽相流動阻力p的計算G=125.7Kg/(m2s)v3汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速GG=xG=（2*0.28/3）*125.7=23.46Kg/(m2s) V V dG 0.02*23.46汽相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)RR=i v =53875 ev ev0.00871*103v0.7543傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù)=0.01227=0.02428v v R0.38e L G2 2.95623.46傳熱管內(nèi)汽相流動阻力p=CDv0.02428* 2=17.43Pav3 vd2 0.022*56.21 i v液相流動阻力p的計算L3液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G為G=GG=125.7-23.46=102.2Kg/(m2s) L L V dG 0.02*102.2液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù)RR=i L =35870eL eL0.057*103b0.7543傳熱管內(nèi)液相流動的摩擦系數(shù)=0.01227=0.02629L L R0.38e L G2 2.956102.22傳熱管內(nèi)液相流動阻力p=CDL0.02629*=52.33PaL3Ld20.022*388.3 i b傳熱管內(nèi)兩相流動阻力p3p=(p14p14)4(17.431452.3314)4=501.8Pa 3 V3 L3蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力p4管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速G=181.22Kg/(m2s)蒸發(fā)段管內(nèi)因動量變化引起的阻力系數(shù)M (1x)2x2 (10.28)2388.3 0.282M=eb(e)1()1=2.079R1R0.226556.7110.2165 L v L G2M 125.72*2.079蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力p==84.59Pa4388.3b管程出口阻力氣相流動阻力p的計算v5 W 16.07管程出口管中汽,液相總質(zhì)量流速GG= t =327.4Kg/(m2s) D2 *0.252 40 4管程出口管中汽相質(zhì)量流速GG=xG=0.28*327.4=91.67Kg/(m2s) V V e管程出口管的長度與局部阻力的當量長度之和l(D/0.0254)2 l= i =29.3m0.3426(D/0.02540.1914)i dG 0.25*91.67管程出口管中汽相流動雷諾數(shù)RR=0v=2.631106evev0.00871*103v0.7543管程出口管汽相流動的摩擦系數(shù)=0.01227=0.01501 v v R0.38e管程出口汽相流動阻力p=v0.01501* * =130.3Pav5 vd2 0.252*56.71i v液相流動阻力p的計算L5管程出口管中液相質(zhì)量流速GG=GG=327.4-91.67=235.7Kg/(m2s) L L V dG 0.25*235.7管程出口管中液相流動雷諾數(shù)RR=0 L =1.034106eL eL0.057*103b lG2 29.391.6720.7543管程出口管中液相流動的摩擦系數(shù)=0.01227=0.01618 L L R0.38e管程出口液相流動阻力pp=L0.01618*=2128PaL5L5Ld20.252*388.3 0 b管程出口管中兩相流動阻力p5p=(p14p14)4(130.314135.714)4=2128Pa 5 V5 L5系統(tǒng)阻力pp=p+p+p+p+p=1911+1.076+501.8+84.59+2128=4627Pa f f 1 2 3 4 5循環(huán)推動力p與循環(huán)阻力p的比值為 D f(pp)/p46904627/4690=0.01349 D f f在0.010.05之間，符合要求。第4章管路設計4.1物性參數(shù)進料處：（第33塊板處）x=0.65x=0.35 A B壓力：P=2.6+32*103*9.81*0.1*10-6=2.63MPa查P-t-K圖得在t=-11.5℃時K=1.12K=0.78則有： A Bcy1|KxKx1||1.12*0.650.78*0.0.351|0.001結果iAA BBi與103很接近。故假設正確，進料溫度=-11.5℃此溫度下：=387kg/m3A=426.3kg/m3B MM xM x28.05*0.65+30.07*0.35=28.76kg/m3 A A B BMx MxAMxMx BMxMx 質(zhì)量百分率 AA =0.634 BB =0.366 AA BB AA BB 混合物密度= AB =400.5kg/m3 AA BB lG2 29.3235.72

塔頂處：乙烯含量：x=99%，近似按純乙烯處理：t=-17℃，P=2.6Mpa（絕）下的D物性數(shù)據(jù)如下：查得，摩爾質(zhì)量M=28.052kg/kmol58.12kg/m3v8.39Pas404.81kg/m30.057mPasV l L塔釜處：近似用乙烷物性：乙烯含量：x1%，t=4℃，P=2.66Mpa（絕）下的物w性數(shù)據(jù)如下：查得，摩爾質(zhì)量M=30.07kg/kmol56.71kg/m3v388.3kg/m3l4.2管路尺寸示例：進料管：使用進料出物性q140kmol/hqqM/=140*28.76/400.5=10.05m3/hnF vF nF4q3600**u取管內(nèi)流速u=0.5m/s，則進料管直徑d= vF =0.08431m4q取進料管規(guī)格為Ф89×3.5mm，內(nèi)徑=82mm則實際流速u= vF =0.5286m/s3600**d2其他管子的規(guī)格計算用上述類似的方法，即可求得結果。計算最后結果見下表：表2管路計算結果表管子名稱管子名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.53Ф89×3.5塔頂蒸氣接管15.77Ф89×3.5塔頂產(chǎn)品管0.5Ф89×3.5回流液接管0.5Ф159×4.5釜液流出管0.52Ф57×3.0儀表接管Ф25×2.5再沸器熱水管0.46Ф245×7第5章輔助設備的設計5.1換熱器的設計5.1.1塔頂冷凝器熱物流：乙烯：-17℃冷物流：液氨：-25才G=qM=538.7*28.05=15110.535kg/hr=523kJ/kg nV A cQ=G*r=15110.535*523*1000/3600=2.195106Wc138傳熱溫差t=10.3K設傳熱系數(shù)K=800W/(m2K)m 13ln8 Q 2.195106 則傳熱面積為：A = =266.4m2 Kt 80010.3m5.1.2進料預熱器熱物料：溫水：進口溫度：20℃；出口溫度：10℃冷物流：乙烯、乙烷混合物：進口溫度：-11.5℃；出口溫度：-15℃則G=qM=140*28.76=4026.4kg/h=1.118kg/sC3kJ/（kg*K）nF p則Q=m*C*（t-t）=1.118*3*1000*（-11.5+15）=11740W p 2 131.525t=31.5℃t=25℃t=28.15K 1 2 m 31.5ln25設傳熱系數(shù)K=600W/(m2K)Q則傳熱面積為：A=0.6958m2Ktm塔釜產(chǎn)品溫度4.6℃，塔底產(chǎn)品溫度-17℃，分別加壓保存即可，不另設冷凝器。5.2貯罐的設計5.2.1塔頂產(chǎn)品罐q=91.43kmol/hM=28.05kg/kmol406kg/m3nD A ALq=91.43*28.05/406=6.317m3/hvD取t=168h則V=q*t/0.7=6.317*168/0.7=1516.081520m3vD5.2.2釜液罐q=48.57kmol/hM=30.07kg/kmol388.3kg/m3nw B BLq=48.57*30.07/388.3=3.761m3/hvw取t=168h則V=q*t/0.7=3.761*168/0.7=902.641000m3vD5.2.3原料中間罐q=140kmol/hM=28.76kg/kmol411kg/m3nFq=140*28.76/411=9.797m3/hvw取t=168h則V=q*t/0.7=9.797*168/0.7=2351.282500m3vD5.2.4回流罐q=538.7kmol/hM=28.05kg/kmol406kg/m3nV A ALq=538.7*28.05/406=37.22m3/hvv取t=0.5h則V=q*t/0.7=37.221*0.5/0.7=26.5930m3vD5.3泵的選擇5.3.1進料泵取進料管長l=15m，400.5kg/m3λ=0.024d=0.082u=0.5286m/s i F局部阻力：90彎頭：2個，l/d=35l=2.87m e1 i e1半開口截止閥：2個l/d=475l=38.9m e2 i e2文氏管流量計：1個l/d=12l=0.984m e3 i e3152*2.872*38.950.984400.5*0.52862P0.024 1631.5Paf 0.082 2取原料罐出口高度Z=1.5m進料口高度：Z=35*0.45+2.6+3=21.35m 1 2 P u2揚程H(ZZ)ff20.28m流量Q=10.05m3/he 2 1g2g因此選65Y-60B型泵5.3.2釜液泵取管長l=40m，388.3kg/m3λ=0.029d=0.051u=0.5114m/si局部阻力：90彎頭：3個，l/d=35l=1.785m e1 i e1半開口截止閥：2個l/d=475l=24.225m e2 i e2403*1.78524.225*2388.3*0.51142P0.0292708.4Paf0.0512取塔釜出口高度Z=3.5m釜液罐入口高度：Z=3m 1 2 P u2揚程H(ZZ)f0.23m流量Q=3.716m3/he 2 1g2g因此選65Y-60X2C型泵5.3.3回流泵取管長l=60m，406kg/m3λ=0.021d=0.150u=0.4857m/si局部阻力：90彎頭：4個，l/d=3