化原課設(shè)乙烯篩板塔底

前本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)前本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)包括概述、流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管計(jì)和控制方案共7說(shuō)明中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡對(duì)于再沸設(shè)備路的設(shè)計(jì)也做了正確的鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有計(jì)中還存在許多錯(cuò)各位老師給予感謝老師的指導(dǎo)和第一章、任處理產(chǎn)品（以乙烯摩爾質(zhì)量計(jì)），塔頂產(chǎn)品第一章、任處理產(chǎn)品（以乙烯摩爾質(zhì)量計(jì)），塔頂產(chǎn)品99%塔底產(chǎn)品，總板效0.6設(shè)計(jì)條1.工藝條件：飽和液體進(jìn)料乙烯含量xf=65%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同塔頂乙烯含 釜液乙烯含≤1%，總板效2塔頂壓力2.5MPa（表壓加熱劑及加熱方式：加熱劑：水；加熱方式：間壁換冷卻劑：循環(huán)回流比系塔板形式處理量：210安轉(zhuǎn)地點(diǎn)塔板位置第二精餾過(guò)程工藝及設(shè)備精餾是分離液體混合物（第二精餾過(guò)程工藝及設(shè)備精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)下（有時(shí)加質(zhì)量劑氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混各組分揮發(fā)度使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移難揮發(fā)組分由氣相向相轉(zhuǎn)移實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的過(guò)程是同時(shí)傳傳質(zhì)的過(guò)為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程，必須為該過(guò)程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制的設(shè)備、1精餾就是通過(guò)多級(jí)蒸餾混合液兩相經(jīng)過(guò)多次混合接觸和分離，進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞混合物中的組分達(dá)到高程度的分離進(jìn)而得到度的產(chǎn)品。其流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液體）經(jīng)過(guò)進(jìn)料管由精餾塔某一位置（進(jìn)料板處）流入精餾塔內(nèi)，開(kāi)始精餾操作，塔底設(shè)再沸器加熱釜中的產(chǎn)生蒸汽通過(guò)塔板的篩孔沿降液管下降并橫向流過(guò)塔板液體在各級(jí)篩板上錯(cuò)流接觸并進(jìn)行傳熱及傳質(zhì)，釜液定期作為塔底產(chǎn)塔頂設(shè)冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產(chǎn)品輸出精2（1）精餾裝置必須在適當(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，從而保證精餾裝能連續(xù)穩(wěn)定的（2）必要的檢為了隨時(shí)了解操作情況及各設(shè)備的運(yùn)行狀況，及時(shí)地發(fā)現(xiàn)為了隨時(shí)了解操作情況及各設(shè)備的運(yùn)行狀況，及時(shí)地發(fā)現(xiàn)操題并采取相應(yīng)的措施予以解決，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的測(cè)量?jī)x表以及時(shí)獲取壓力，溫度等各項(xiàng)參數(shù)，從而間接了解運(yùn)行情況。另外。常在特地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期檢修各設(shè)備及檢查裝置的運(yùn)行情況（3）調(diào)節(jié)裝由于實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中各種狀態(tài)參數(shù)都不是定值，都會(huì)或多或有所應(yīng)在適當(dāng)位置設(shè)置一定數(shù)量的閥門進(jìn)行以保證達(dá)到生產(chǎn)有時(shí)還可以根據(jù)需求設(shè)置雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)調(diào)節(jié)和手動(dòng)調(diào)節(jié)兩種調(diào)節(jié)方以根據(jù)需要隨時(shí)進(jìn)行切3.設(shè)備簡(jiǎn)介及所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝1、精餾塔是一圓形筒裝有多層塔板或填部適宜位置設(shè)料板相在塔板上相互接觸時(shí)相被相中易揮發(fā)組分向氣相中移；氣相被部分冷氣相中難揮發(fā)組分向液相中而使混合物中的分得到高程度的分離簡(jiǎn)單精餾只有一股進(jìn)料料位置將塔分為精餾段和提頂和塔底分別引出一股餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下漸增加，塔頂最低，塔底最高本設(shè)計(jì)為篩板篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)價(jià)低塔板阻力率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前用較為廣泛2）.再沸以將塔底液體部分汽化后送回精使塔內(nèi)氣液兩相以將塔底液體部分汽化后送回精使塔內(nèi)氣液兩相間接質(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。液在自下而上通過(guò)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※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※塔釜提供氣液分離空間和緩沖3）.冷凝（設(shè)計(jì)從略用以將塔頂蒸氣冷凝成部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品其余作回流液塔頂塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以最常用的冷凝器是管殼式器。精餾塔選用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再第三章精餾塔工藝設(shè)1.分離序列的對(duì)于雙組分精餾或僅采用單塔對(duì)多組分混合物進(jìn)行初分的流程較為簡(jiǎn)如果將三個(gè)或三個(gè)以上組分的混合物完全其流程是多方案分離序列通常有經(jīng)驗(yàn)規(guī)則如有序直觀推斷法來(lái)指導(dǎo)選（詳見(jiàn)有關(guān)參考書(shū)2.能量的利精餾過(guò)程是熱能驅(qū)動(dòng)的過(guò)程，過(guò)程的能耗在整個(gè)生產(chǎn)耗能中占有的比而產(chǎn)品的單位能耗是考核產(chǎn)品的重要指標(biāo)接影響產(chǎn)品的競(jìng)爭(zhēng)能及企業(yè)的生存效地利用低精餾過(guò)程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量十分必要的1）.及企業(yè)的生存效地利用低精餾過(guò)程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量十分必要的1）.餾操作參數(shù)的優(yōu)在保證分離要求和生產(chǎn)能力的條件下，過(guò)優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能2）.精餾系統(tǒng)的著眼于整個(gè)系統(tǒng)的有效能的利用情況，量減少有效能浪費(fèi)，按照一定的規(guī)則（如夾點(diǎn)技術(shù)理論現(xiàn)能量的匹配3.輔助設(shè)備（略4.系統(tǒng)控制方案（略一、理論板個(gè)數(shù)的計(jì)精餾塔的分離計(jì)算是精餾裝置過(guò)程設(shè)計(jì)的關(guān)鍵。通過(guò)分離計(jì)算確定給原料達(dá)到規(guī)定分離要求所需理論進(jìn)料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(guò)建立格的物料衡算方程（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)質(zhì)及由熱力學(xué)性質(zhì)決定的關(guān)焓及相平衡關(guān)系由熱力學(xué)方程進(jìn)行根據(jù)不同物系選擇不同的方法對(duì)基本方程進(jìn)行1.處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量（物料衡算及熱量衡算=+=qnDxD+解得qnD=137.143※塔內(nèi)氣、液相流，精餾qnL提餾段qnL=,q,qr=V再沸器熱流=R再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量Grr冷凝器熱解得qnD=137.143※塔內(nèi)氣、液相流，精餾qnL提餾段qnL=,q,qr=V再沸器熱流=R再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量Grr冷凝器熱流量冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量=cC(t-t 21）.假設(shè)塔頂T=256.58K，查取乙烯乙常數(shù)。由Antoinep xA，計(jì)算得乙烯乙烷的Pi計(jì)算出乙式lnPAip T i含量為0.99滿足設(shè)計(jì)要求，故溫度假設(shè)正確。得到塔頂相對(duì)揮發(fā)度PP1.47406對(duì)歸一方程判據(jù)，收斂誤差在1‰以內(nèi)AB1+(-x2）此時(shí)得到的相對(duì)揮發(fā)度平衡= exD-=y解 =0.732444345。=3.12195，則R=1.7=5.307315eye-（近似取RR3）.根據(jù)得到值計(jì)算精餾段操作方R yx,RnR即可計(jì)算第二快塔板上升到第一值4）.由第一塊板計(jì)算得和值，及按工程經(jīng)驗(yàn)，相鄰塔板的壓為100㎜液柱由密度和混合物組成計(jì)算p=0.382kpa,即從上到下每塊板力增0.382kpa。由這些參數(shù)按照同第4）.由第一塊板計(jì)算得和值，及按工程經(jīng)驗(yàn)，相鄰塔板的壓為100㎜液柱由密度和混合物組成計(jì)算p=0.382kpa,即從上到下每塊板力增0.382kpa。由這些參數(shù)按照同第一塊板的計(jì)算方法，可計(jì)算出第二的各個(gè)參數(shù)。以此類推，得到逐板的5).經(jīng)過(guò)模擬計(jì)算，得到理論板數(shù)Nt=40（各板的計(jì)算數(shù)據(jù)見(jiàn)附表3qnL=R*qnDqnD=865.0041=qnL+q=937.8611=865.00414.操作線方R xy精餾段操作方,nRRqnLqnW， x提餾段操作方 qnqq 5.確定實(shí)際塔理論板數(shù)：40（包括釜進(jìn)料位置：從上至下第18實(shí)際實(shí)際進(jìn)料：從上至下第30二、塔板設(shè)計(jì)1.物性參數(shù)（以塔底查取T=278.53K塔底（釜液）中乙烯含量相對(duì)乙烷少的多，故計(jì)算釜液氣液相密度ρ可近似取乙烷對(duì)應(yīng)386=氣相:V液相表面張力取=865.0041kg/hqnLkg/h2l塔底（釜液）中乙烯含量相對(duì)乙烷少的多，故計(jì)算釜液氣液相密度ρ可近似取乙烷對(duì)應(yīng)386=氣相:V液相表面張力取=865.0041kg/hqnLkg/h2lVs兩相流動(dòng)參數(shù) VvVL設(shè)間距：HT 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得C20C氣體負(fù)荷因20 L液泛氣速uf ：fVuu操作氣速泛點(diǎn)率所需氣體流道截面積AAVsu選取單流型弓形降液管ATAATTA故塔板截面積AT0.9=1.6867塔徑D：D圓整并取標(biāo)準(zhǔn)化：取則實(shí)際塔板截面面積AT=2.01062參取推TT降液管截面積AD=0.207133氣體流道截面積A則實(shí)際塔板截面面積AT=2.01062參取推TT降液管截面積AD=0.207133氣體流道截面積A=1.80956實(shí)際操作氣速u=0.1138uu實(shí)際（0.6—符合經(jīng)驗(yàn)且HT3實(shí)際NP=65，精餾段30，提35（不含釜塔有效高度Z0=0.6釜液流出量qnWkmol/h質(zhì)量流量為體積=L設(shè)釜液停留時(shí)釜液高度Z進(jìn)料處兩板間距增至65共6每個(gè)人孔處HT裙坐取塔頂及釜液上方氣液分離高度Z0+Z+（0.8-0.6）5+1.5總塔高ZZ（圓=494.溢流裝置的采用弓型降液管，根據(jù)課程設(shè)P207，取推L=0.732D=1.171m即為堰=0.732W堰寬bD=255降液管面Ad=0.2071335.溢流E=1.0；堰高取hW=2.84103E(L=0.732D=1.171m即為堰=0.732W堰寬bD=255降液管面Ad=0.2071335.溢流E=1.0；堰高取hW=2.84103E(Lh)23l堰上液頭高W取底隙h=50mm=0.05m，則液體流經(jīng)底隙的流速ubbLW6.塔板布置及其他結(jié)構(gòu)※由于D>(0.8～0.9m),采用分塊式塔板；取塔板厚度※整個(gè)塔板面受液區(qū)和降液區(qū)面2Ad=0.414266入口安定區(qū)和出口※邊緣 r2x2r2sin1(r※選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)堰長(zhǎng)lw=D堰寬bdxD(bb 2r=Dbc2Aa=1.30237※篩孔的尺寸和排列：選用三角開(kāi)孔率Aa=0.907* 20t取d0=4m,t=4*d0篩孔總截面積A=*Aa0㎡氣速u0vsA0n=A*d2)=3760篩孔0047.塔板流動(dòng)性能的校1）.液沫夾帶量的校由FLV=0.32654泛點(diǎn)0.778查得氣速u0vsA0n=A*d2)=3760篩孔0047.塔板流動(dòng)性能的校1）.液沫夾帶量的校由FLV=0.32654泛點(diǎn)0.778查得1 ** L=0.00435423/kg=qvvs*<10%,故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫2）.塔板阻力hf1**(※干板阻力h)2d/δ=5/5=1,查C0 00L0h0※塔板清液層阻力(hwhow， =0.205883/(2.011-dA2Td氣體動(dòng)能因子v0.5d查圖，得hl=0.72*(0.05+0.0446)=0.068116m※表面張力阻力h==0.000568md0L=h0+hl+h液3）.降液管液hOWhf由Hd,取其中hd=1.18108 )2=0.0182883m液于lWHd=hWhOWhf由Hd,取其中hd=1.18108 )2=0.0182883m液于lWHd=hWhf=0.05+0.0446+0.12217+0.0182883=0.23506m取降液管中泡沫層密度=0.6，則HHdd=0.6+0.05>H'd4）.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)的停時(shí)間3～5s，才能保證液體所夾帶氣體的釋Ad/LS=10.23s帶氣體可以釋5）.嚴(yán)重漏液 0 =0.01733m液柱穩(wěn)定系數(shù)K/u=不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏h00 8.塔板性能負(fù)1）過(guò)量液沫夾令eV=0.1，代入關(guān)系式，得到Vh=10316.308-2）液相下限2/ 0.006，得到令 2.84103EhhlWVha(bcL2/33）嚴(yán)重漏液h式中 c=3.69104/L2/3w2/3 所以，V=3204.12234(0.011532+3.3210式中 c=3.69104/L2/3w2/3 所以，V=3204.12234(0.011532+3.3210hh4）液相上限線——保證液體在降液管中有一定的停Ad5s，則降液管最大流量L=88.48146令hLs5）降液Hd(HTHOW或hOW)hWhOW為避免降(HThOW管發(fā)生液泛，應(yīng)使hd將上式表示為L(zhǎng)h與Vh的關(guān)系a×V22/b-L=-×nhh(AC)2=9.7363×10-式中：a=3.934oLc=3.4421×10-9.五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能其中:操作點(diǎn)為Vh=741.178Lh=72.891其中:操作點(diǎn)為Vh=741.178Lh=72.891在可見(jiàn)操作點(diǎn)在圖中，基本處于圖形中間偏右位置，故基本滿足要。=900=400塔板的操作彈性設(shè)計(jì)比較V再沸器的設(shè)第四１．選用立式熱虹吸式塔頂壓力Mpa（絕對(duì)壓力壓力降塔底壓力Mpa（絕對(duì)壓力※再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條壓力壓力降塔底壓力Mpa（絕對(duì)壓力※再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條壓力（絕壓2.622冷凝量蒸發(fā)量25950.123qnL=q※殼程流體在定性溫100℃下的物熱導(dǎo)率c潛熱rc粘度c=0.283密度c=958.4kg/逆流※管程流體在5.5℃下rb粘度b熱導(dǎo)率b=0.0961密度b=386kg/液相定壓比熱容Cpb=3.431氣相粘度v 表面張力b氣相密度v=35.012kg/蒸汽壓曲線斜率(t/p)s=2.56545×10-塔底壓力下飽和溫度為2用式QRVbbVcc計(jì)算熱流量Q=2045.254計(jì)算傳熱溫差tmQ（3）設(shè)傳熱系數(shù)K=658W/(m2·K)，則可以用式2用式QRVbbVcc計(jì)算熱流量Q=2045.254計(jì)算傳熱溫差tmQ（3）設(shè)傳熱系數(shù)K=658W/(m2·K)，則可以用式A估算傳熱面積KPPm（4）用傳熱管規(guī)格為Φ38×2.5mm，管長(zhǎng)L=3m，則可用式N計(jì)dT0傳熱NT=92（5）將傳熱管按正三角形排列，則可以用式b=1.1NTt=48mm,則殼體內(nèi)Dt(b1)2~3)d0計(jì)算殼D距㎜，取L/(4—且取管程進(jìn)口管直徑Di=300㎜，出口管直徑Do=4502.傳熱顯熱段傳熱系數(shù)設(shè)傳熱管出口汽化率xe=0.216，則用式WtDbxe計(jì)算Wt33.372顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流※用式Gs0G=424.11=CpbRediGRe=247272.1普朗特?cái)?shù)為PrPr<160,顯熱段管長(zhǎng)與管徑之比大于50時(shí)2.020755,Re>104= Re0.8Pr0.4計(jì)算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) iiidi3）計(jì)算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量計(jì)算傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液的質(zhì)量流量MM=0.9062/(計(jì)算冷凝液膜的計(jì)算管外表面?zhèn)鳠?321/3ρ*g*λ0e4）污垢熱阻及管壁熱沸騰側(cè)計(jì)算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量計(jì)算傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液的質(zhì)量流量MM=0.9062/(計(jì)算冷凝液膜的計(jì)算管外表面?zhèn)鳠?321/3ρ*g*λ0e4）污垢熱阻及管壁熱沸騰側(cè)R冷凝側(cè)R0.00015io管壁熱阻R0.0000511771W15）用式K計(jì)算顯熱段傳熱系數(shù)LRd01LRiWodimi2KL=606.27W/(m（2）蒸發(fā)段傳1).用式Gh3600G計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量Gh=1526792.748kg/㎡ [(1x)/x]0.9(/)0.5 計(jì)算x=0.216e 11Martinell參數(shù)0.864，由G 查垂直管內(nèi)流型hXX得E※當(dāng)x0.4x，用式 [(1x)/x]0.9(/)0.5 計(jì)算e 11Martinell參 0.33 出查垂直管內(nèi)流型hXX得※用式aE計(jì)算泡核沸騰壓抑系數(shù)2 2）用式Pr0.69b bi計(jì)算泡核沸 Ard pbbi表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)nb1615494.7 2）用式Pr0.69b bi計(jì)算泡核沸 Ard pbbi表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)nb1615494.72面?zhèn)鳠嵯禂?shù)ai1703.287W/(m4）計(jì)算沸騰表用式Ftp3.5(1/Xtt)0.5計(jì)算對(duì)流沸騰因Ftp※用式計(jì)算兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)3424.7F tp2※用式VtPanb計(jì)算沸騰傳熱膜系數(shù)V=488073.11W/(m1※用式K計(jì)算沸騰傳熱系數(shù)KERd01ERiWOddVim2KE=977.63144W/(mtp 計(jì)算顯熱段長(zhǎng)度（3）用 tdiNTKLp PwLL 與傳熱管總長(zhǎng)L的比值LBCLKEKL計(jì)算傳熱系數(shù)K913.8174（4）用式CCL=實(shí)際需要傳熱面積為ACK （５）傳熱面用式HAPAC10038.878%>30%，該再沸器傳熱面積3.循環(huán)流量的（1）環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力PD[LCD(btpltp)0.5※當(dāng)xx3=0.072時(shí)，用式X1xx]0.9/)0.1計(jì)e Martinell參數(shù)Xtt=(X2用式R計(jì)算兩相流的液相分率RLL用 V(1RL)bxxe3Martinell參數(shù)Xtt=(X2用式R計(jì)算兩相流的液相分率RLL用 V(1RL)bxxe3)0.5/xx=0.216時(shí)，用X1xx]0.9)0.1計(jì)算e Martinell參數(shù)Xtt=(X2用式計(jì)算兩相流的液相分率RLL用式tpV(1RLbRL計(jì)算xxe的兩相流平均密度tp113.7144式PDLCD(btpltp]g中l(wèi)值，參照表p983-19并根據(jù)焊接需要取0.8，于是計(jì)算的循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力為PD=（2）L1）管程進(jìn)口管阻力p1的計(jì)算p1i Di=472.118kg/㎡用式G計(jì)算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速2iD計(jì)算釜液在進(jìn)口段內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)Re=用式Reiiib(Di/用式0.3426(D/0.254計(jì)算進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)i用式0.012270.7543計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦i=L用式p1i 計(jì)算管程進(jìn)口管阻力p1=508.03DiL2）傳熱管顯熱段阻力P2的計(jì)算P2BC 計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G=424.11kg/用式Gs0.785d2 用式ReDiG計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的L2）傳熱管顯熱段阻力P2的計(jì)算P2BC 計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G=424.11kg/用式Gs0.785d2 用式ReDiG計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)Re用式0.012270.7543計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)的摩擦系數(shù)=eL用式P2BC 計(jì)算傳熱管顯熱段阻力P2= 3）傳熱管蒸發(fā)段阻力P的計(jì)算P= + 33VLCD 釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G=424.11kg/㎡x2xe3用式GVxG計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量GV=61.072kg/㎡計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)Re用式VVV用式0.012270.7543計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)VVVL用式PV3VCD 計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力PVV L的計(jì)算 ※液相流動(dòng)阻力CDL 用式GLGGV計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速GL=363.0374kg用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)ReLLb用式0.012270.7543計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)LLLL用式 計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力 CD L ※用式P= + )計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力P 3V3４）蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的L用式 計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力 CD L ※用式P= + )計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力P 3V3４）蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力P4的計(jì)算P4G2M管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速（釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速）G=424.11kg/㎡x)2xMebe計(jì)算蒸發(fā)段管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系V(1RL用式P4G2Mb計(jì)算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化數(shù)M的阻5）管程出口阻力L 用式G計(jì)算管程出口管中汽、液相總質(zhì)量流速G=209.83kg/㎡用式GVxG計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速GV=45.323kg/㎡(Di/用式L 計(jì)算管程出口管的長(zhǎng)度與局部阻力的量長(zhǎng)度之和L用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)VVV用式0.012270.7543計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)VVL用式PV5 計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力PV5=13.7824V ※液體流動(dòng)阻力P的計(jì)算P V iL用GLGGV式計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速GL=164.507kg/㎡用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)LLL用式0.012270.7543計(jì)算管程出口汽用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)LLL用式0.012270.7543計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)LLL用式PL5 計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力PL5=64.5257L P※用式P= + )計(jì)算管程出口阻力 55V６）PfP1P2P3P4P5計(jì)算系統(tǒng)阻力阻力Pf循環(huán)推動(dòng)力P與循環(huán)阻力P的比值為PDDff循環(huán)推動(dòng)力PD略大于循環(huán)阻力Pf，說(shuō)明所設(shè)的出口汽化率xe基本正確，因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過(guò)程對(duì)循環(huán)流量的第五章輔助設(shè)備的設(shè)一.輔助容器的容器填充系數(shù)取k1.進(jìn)料罐（常溫貯料近似取L386進(jìn)料質(zhì)量流量F=210*0.65*28+210*0.35*30=6027，其中為停留時(shí)間近似取L386進(jìn)料質(zhì)量流量F=210*0.65*28+210*0.35*30=6027，其中為停留時(shí)間，取1天，=1進(jìn)料罐容積圓整取5362.流罐近似取ρL=386取停留時(shí)間為=0.5所以VVV=45.9m3，圓整后取46k3.餾出產(chǎn)品取產(chǎn)品停留時(shí)間為2天，即=48=137.143kmol/h，所以V＝137.143*28/386＝9.948DVVD=682.2k圓整為6834.釜液取停留時(shí)間為2天，即=48=72.857k圓整取389V二．泵的設(shè)1.進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一用一備管路直徑流體流速u=0.5流體密度=386粘度=0.0566取=0.25mm，相對(duì)粗糙度為1.進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一用一備管路直徑流體流速u=0.5流體密度=386粘度=0.0566取=0.25mm，相對(duì)粗糙度為查得取管路長(zhǎng)度為l80m，取90度彎管4個(gè)=0.75，截止閥1=7，文氏流量計(jì)1個(gè)ll則hf=( e d取Z2u則HeZfh=52.51 fQd2u3600=5.9734，流5--選取泵的型號(hào)為SJA，揚(yáng)程17--2.回流泵（兩臺(tái)，一用一備管路直徑流體流速u=0.5流體密度=386粘度=0.0566取=0.25mm，相對(duì)粗糙度為Re=du查得個(gè)=0.75，截止閥個(gè)=7去管路長(zhǎng)度為l=100m取=0.25mm，相對(duì)粗糙度為Re=du查得個(gè)=0.75，截止閥個(gè)=7去管路長(zhǎng)度為l=100m，取90度彎管氏管流量計(jì)1個(gè)ll則hf=( e d取Z=602u則HeZfh fQd2u3600=0.88364，流量為5--900m3.釜液泵（兩臺(tái)，一用一備管路直徑流體流速u=0.3流體密度=386粘度=0.0566取=0.2，相對(duì)粗糙度為Re=du查得4=0.75，截止去管路長(zhǎng)度為l=30m90度彎1管流量計(jì)1個(gè)ll=( e 則 fd取Z=5.22u則He管流量計(jì)1個(gè)ll=( e 則 fd取Z=5.22u則HeZfh= fQd2u3600=0.344這里揚(yáng)程為負(fù)值說(shuō)明工作時(shí)不需要開(kāi)釜但非正常工作或停止工作需用該泵，不可忽略管路設(shè)第六進(jìn)料管線取料液流速u=0.5進(jìn)料乙烯（摩爾質(zhì)量）xf質(zhì)量進(jìn)料密度取管子規(guī)格為 管子管內(nèi)液體管線規(guī)格塔頂蒸氣121第七控制方系統(tǒng)控制方3介質(zhì)物性ρL(kg/m1FIC-2FIC-3PIC-4HIC-5HIC