化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì) 精餾

1、化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)目錄前言 2第一章任務(wù)書(shū)3第二章精餾過(guò)程工藝及設(shè)備概述4第三章精餾塔工藝設(shè)計(jì)6第四章再沸器的設(shè)計(jì)18第五章輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)26第六章管路設(shè)計(jì)32第七章塔計(jì)算結(jié)果表33第八章控制方案33總結(jié)34參考資料35前言本課程設(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、管路設(shè)計(jì)和控制方案共七章。說(shuō)明書(shū)中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了說(shuō)明。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在許多錯(cuò)誤，希望各位老師給予指正。感謝老師的指導(dǎo)和參閱！第一章概述精餾是分離過(guò)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。11精餾塔精餾塔是一

2、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。簡(jiǎn)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(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)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(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿(mǎn)足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。12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

3、。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(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn)：1. 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。2. 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。3. 殼程不能機(jī)械清洗，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)。13冷凝器（設(shè)計(jì)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器。第二章方案流程簡(jiǎn)介21精餾裝置流程精餾就是通過(guò)多級(jí)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

4、，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(kāi)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。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱(chēng)為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過(guò)程中與來(lái)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。22工藝流程221物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸精餾過(guò)程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量

5、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。22 2必要的檢測(cè)手段為了方便解決操作中的問(wèn)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(cè)維修。223 調(diào)節(jié)裝置由于實(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(mén)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。1) 設(shè)備選用精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2) 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 100kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：xf

6、65塔頂產(chǎn)品：xD99塔底產(chǎn)品: xw1第三章精餾塔工藝設(shè)計(jì)31設(shè)計(jì)條件311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)）塔頂乙稀含量 xD99，釜液乙稀含量 xw1，總板效率為0.6。312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：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5313塔板形式：篩板314處理量：F=100kmol/h315安裝地點(diǎn)：大連316塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂32物料衡算及熱量衡算321物料衡算D + D + W= F D·Xd + W·Xw= F·Xf D=65

7、.3061kmol/h;W=34.6939kmol/h 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; 322 熱量衡算再沸器熱流量：QR=V·r再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR= QR/rR 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)假設(shè)塔頂溫度Tto=256K 經(jīng)泡點(diǎn)迭代計(jì)算得塔頂溫度Tt=256.4K塔頂壓力Pt=2500+101.3=2601.325KPa 代入公式計(jì)算并換算得PAo=2

8、612.46KPa ; PBo=1527.1KPa又得：KA=1.004281 ; KB=0.587047BAKK=a1/1.61.4722最小回流比計(jì)算：泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 q線(xiàn)：x=xf 代入數(shù)據(jù)，解得xe=0.65;ye=0.7322 =3.1439R=1.5Rmin=4.715853.3.3 逐板計(jì)算過(guò)程：ynynxn)1(-=ay1=xD=0.99=0.825xn+0.173直至xi< xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板進(jìn)入提餾段：ynynxn)1(-=aa=1.09298 xn-0.0008503直至xn< xW 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）由C語(yǔ)言程序算得理論塔板數(shù)精

9、餾段板數(shù)量為19 總板為38（不含釜）則進(jìn)料板Nf=19/0.6 =32, 實(shí)際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6=64則塔底壓力Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa塔底溫度Tb=278.42=1.435825誤差值為2.6147%<5%,滿(mǎn)足精度要求。所以假設(shè)成立，上述計(jì)算結(jié)果均為正確結(jié)果。3.4精餾塔工藝設(shè)計(jì)物性數(shù)據(jù)壓力2.601Mpa,溫度256.4K下，乙稀的物性數(shù)據(jù)：氣相密度：V =33kg/ m3液相密度：L =408kg/ m3液相表面張力：=2.5mN/m初估塔徑液相流量：L=21.135m3/h氣相流量：V= V =316.72m

10、3/h兩相流動(dòng)參數(shù)： =0.23初選塔板間距 HT=0.4m,查化工原理（下冊(cè)）P107篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.055所以，氣體負(fù)荷因子： =0.0367液泛氣速：0.1392m/s取泛點(diǎn)率0.6操作氣速：u = 泛點(diǎn)率×uf=0.0835 m/s氣體流道截面積： =1.09m2選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.06;則A / AT=1-Ad / AT =0.94截面積: AT=A/0.94=1.06m2塔徑： =1.22m圓整后，取D=1.2m符合化工原理P108表及P110表的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)實(shí)際面積： =1.13 m2降液管截面積：Ad=AT×0.12

11、=0.144m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.056m2實(shí)際操作氣速： = 0.083m/s 實(shí)際泛點(diǎn)率：u / uf=0.596塔高的估算Np=64有效高度：Z= HT ×Np=25.6m釜液高度（略），進(jìn)料處兩板間距增大為0.7m設(shè)置6個(gè)人孔，每個(gè)人孔0.8m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.5m.設(shè)釜液停留時(shí)間為30min釜液高度：Z =0.77m 取其為0.8m 所以，總塔高h(yuǎn)=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.8+2.4=37.5m3.5溢流裝置的設(shè)計(jì)降液管（弓形）由上述計(jì)算可得：降液管截面積：Ad=AT×0.12=0.144 m

12、2由Ad/AT=0.12,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖可得：lw/D=0.62所以，堰長(zhǎng)lw=0.75D=0.744m溢流堰取E近似為1則堰上液頭高： =0.0264m>6mm取堰高h(yuǎn)w=0.05m,底隙hb=0.04m液體流經(jīng)底隙的流速：u =0.197m/s<0.5m/s 符合要求3.6 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度=3mm進(jìn)出口安全寬度bs=bs=80mm邊緣區(qū)寬度bc=50mm由Ad/AT=0.06,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖可得：bd/D=0.118所以降液管寬度：bd =0.118D=0.1416m=0.37mr= =0.56m有效傳質(zhì)面積： =0.78

13、 m2取篩孔直徑：do=5mm,取孔中心距：t=4.26do=25mm開(kāi)孔率： = =0.036篩孔面積： =0,0282m2 篩孔氣速： =3.12m/s篩孔個(gè)數(shù)：=14383.7塔板流動(dòng)性能校核液沫夾帶量校核 Hf=2.5(hw+how)=0.192m質(zhì)量夾帶率ev： =0.0056kg液/kgev<0.1 kg液/kg氣，故符合要求。塔板阻力hf的核對(duì)hf= ho+hl+h又=4mm,do=5mm,故do/=1.25查化工原理（下冊(cè)）P118圖得：Co=0.81則 =0.061液柱又氣體動(dòng)能因子0.65查化工原理（下冊(cè)）P118圖得：塔板上液層充氣系數(shù)：=0.73 =0.00049

14、m液柱hf= ho+hl+h=0.117m液柱降液管液泛校核 Hd 可取=0式中 =0.00595m液柱則 Hd =0.1997m液柱取降液管中泡沫層相對(duì)密度：=0.6則Hd= =0.333m液柱所以不會(huì)發(fā)生液泛液體在降液管中的停留時(shí)間 =5.776s>5s，滿(mǎn)足要求。嚴(yán)重漏液校核 =0.015m = 1.619 滿(mǎn)足穩(wěn)定性要求 3.8負(fù)荷性能圖過(guò)量液沫夾帶線(xiàn)規(guī)定：ev =0.0056（kg液體 / kg氣體）為限制條件得：由上述關(guān)系可作得線(xiàn)液相下限線(xiàn)由上述關(guān)系可作得線(xiàn)嚴(yán)重漏液線(xiàn)=3600由上述關(guān)系可作得線(xiàn)液相上限線(xiàn)令 =5s得： =24.4由上述關(guān)系可作得線(xiàn)漿液管液泛線(xiàn)Hd=HT+hW

15、帶入數(shù)據(jù)整理后得：上述關(guān)系可作得降液管液泛線(xiàn)上五條線(xiàn)聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖作點(diǎn)為：qVLh =21.136m3/s qVVh =316.7 m3/s負(fù)荷性能圖設(shè)計(jì)點(diǎn)位于四條線(xiàn)包圍的區(qū)間中間，操作彈性：qVVhmax / qVVhmin24.4/2.28=10.7所以基本滿(mǎn)足要求第四章再沸器的設(shè)計(jì)第一節(jié)設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件1、選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：2.601 Mpa（絕對(duì)壓力）塔底壓力：Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa2、再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條件殼程/加熱水管程/釜液溫度/406壓力（絕壓）/Mpa0.10132.616蒸發(fā)量（kg/s)2.

16、9031殼程凝液在溫度（40）下的物性數(shù)據(jù)：比熱：rc=4174J/(kg.K)熱導(dǎo)率：c =0.634w/(m*K)粘度：c =0.653mPa*s密度：c =977.8kg/m32管程流體在（6 2.616MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=327.85kJ/kg液相熱導(dǎo)率：b =87.68mw/(m*K)液相粘度：b =0.068mPa*s液相密度：b =505kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 1.88kJ/(kg*k)表面張力：b3mN/m氣相粘度：v =0.0005mPa*s氣相密度：v =38kg/m3 蒸氣壓曲線(xiàn)斜率（t/P）=0.000503 m2 K/kg4.2估算設(shè)備尺寸

17、氣相流量：L=L+F=2.903kg/s液相流量：V= V =6kg/s熱流量： =951866w傳熱溫差：=22.54假設(shè)傳熱系數(shù)：K=400W/( m2 K)估算傳熱面積Ap =105.57 m2 擬用傳熱管規(guī)格為：25×2mm,管長(zhǎng)L=4.2m則傳熱管數(shù)： =320若將傳熱管按正三角形排列，按式得：b=22.54管心距：t=0.032m則殼徑： =0.45m=80mm L/ =5.25m4.3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=0.18則循環(huán)氣量： = 16.13kg/s 1)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： =110.94kg/( m2s)

18、雷諾數(shù)： = 0.021×126.7/(0.068*0.001)=32919>10000普朗特?cái)?shù)： =1.46顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： =510.5w/( m2 K)2)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算o蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： qm水 =17.98kg/s折流板間距B=0.3Ds=0.27m，殼程流通面積So=BD（1-do/t）=0.0532m2,當(dāng)量直徑de=1.103t2/do-do=0.02m, =10393,Pr=4.3,管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)o =3360w/ (m2 K) 3) 污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2K/w冷凝側(cè)：Ro=0.00026 m2K/w管壁

19、熱導(dǎo)率w =17W/mK 4）顯熱段傳熱系數(shù) =283.6W/( m2K)2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=110kg/( m2h)Lockhut-martinel參數(shù)：當(dāng)X=Xe=0.18 =1.39則1/Xtt=0.717查設(shè)計(jì)書(shū)P96圖329得：E=0.97在Xe=0.18 X0.4Xe=0.072的情況下 =0. 28再查圖329，=1.52）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=2.47泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):=24.92W/( m2K) 3）單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： = 542w/( m2K)沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE對(duì)流沸騰因子：Ftp=3.5(1/Xtt

20、)0.5 =1.856 兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): =904.772W/( m2K)沸騰傳熱膜系數(shù)：=935.503 w/( m2K) =453.348w/( m2K)3.顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度 = 0.0417LCD =L- LBC = 4.025m4傳熱系數(shù) = 446.26m2實(shí)際需要傳熱面積： =94.628m25. 傳熱面積裕度：Ap=3.14Nt doL=3.14*580*0.025*4.5=138.47m2= (204.89-138.4)/204.89=0.3116>0.3所以，傳熱面積裕度合適，滿(mǎn)足要求四循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力：1）當(dāng)X=Xe/3= 0.06時(shí)=4.24兩相

21、流的液相分率： = 0.4078兩相流平均密度： =228.5kg/m3 2）當(dāng)X=Xe=0.18 = 0.317兩相流的液相分率： = 0.114兩相流平均密度： = 91.1kg/m3根據(jù)課程設(shè)計(jì)表319 得：L=1m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力： =10024pa2循環(huán)阻力Pf：管程進(jìn)出口阻力P1 ,管程面積s=0.785Ntdi2=0.145m2設(shè)進(jìn)口管內(nèi)徑Di=18.2mm,則進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： G=Wi /(Di2/4)=620.32kg/(m2*s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)：Re=Di/b=1660268進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)：i =0.01227+0.7543/Re0.38=0.015

22、5進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度： =285.37m管程進(jìn)出口阻力: =9280.37Pa 傳熱管顯熱段阻力P2 : di=0.021;NT=580 =110.94kg/(m2·s)Re=37596 =0.026 =1.58Pa 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 : di=0.021m;v =5*Pa*sv =38kg/m3 a. 氣相流動(dòng)阻力Pv3 x為該段平均氣化率 , 取x=(1/3)Xe=0.06 =6.66kg/(m2·s) =31927 =0.0277 =3.093Paa. 液相流動(dòng)阻力PL3G=G-Gv=104.28 kg/(m2·s)ReL =di *GL /b

23、 =36778 = 0.0268 = 55.46Pa = 270.40Pa管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù): = 1.376P4 =G2 M/b =33.53Pa 管程出口段阻力P5a.氣相流動(dòng)阻力Pv5 =95780 = 0.0276 =32.3Pab.液相流動(dòng)阻力PL5 =104.28 kg/(m2·s) = 32083 =0.027 =57.87Pa =282.16Pa所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 =9868.04Pa又因PD=10024Pa所以 =1.015,大致在1.01到1.05之間，故符合要求第五章輔助設(shè)備設(shè)計(jì)5.1 輔

24、助容器的設(shè)計(jì)容器填充系數(shù)?。簁=0.8進(jìn)料罐（常溫貯料）-13乙烯L1 =408kg/m3 乙烷L(zhǎng)2 =435kg/m3壓力取2.601MPa由上面的計(jì)算可知進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.93% 進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=3600*1.116=4017.6kg/h取停留時(shí)間：x為60h進(jìn)料罐容積： 722m3圓整后取V=720m3回流罐（-18.7）質(zhì)量流量qmLh=3600R·qmDs =8623kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為0.25h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積7.54m3取V=7.54 m35.1.3塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =3

25、600*0.72=2160 kg/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460.98m3取V=460m35.1.4釜液罐取停留時(shí)間為80h,質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =3600*0.405=1040.4kg/h則釜液罐的容積273.45 m3取V=273m35.2 傳熱設(shè)備5.2.1 進(jìn)料預(yù)熱器用25水為熱源，出口約為15走殼程料液由20加熱至45，走管程傳熱溫差：管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=3600*1.1116=4018kg/h管程液體比熱容：Cp=1840J/K.kg傳熱量：Q= qmfsCp（tb-ta）=6.16kW殼程水比熱：C

26、p=4.183kJ/kg.K殼程水流量：q=0.147kg/s假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700w/(m2K)則傳熱面積：塔頂冷凝器擬用液氨為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為-50，-20。走殼程。管程溫度為-18.7液氨比熱容Cp=2.16Kj/K.kg,料液汽化焓H=550kJ/kg管程流量：qmVs=24.64kg/s傳熱速率：Q= qmVsr=1596.85kW則殼程流量：qc =2518/2016/40=29.15kg/s假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700w/(m2K)則傳熱面積：圓整后取A=170m2塔頂產(chǎn)品冷卻器擬用液氨為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為-60，-45,走殼程。管程溫度由-18.7降至-28取潛熱：r=1.

27、8kJ/kg則傳熱速率：Q= qmDsr=8.5kw則殼程流率：qc=Q/H=0.26kg/s假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700 w/(m2K)則傳熱面積釜液冷卻器擬用液氨為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為-50，-20,走殼程。管程溫度由-18.7降至-10傳熱速率：Q= qmVsH =8.37kw則殼程流率：qc=Q/H=0.129kg/s假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700 w/(m2K)則傳熱面積：5.3 泵的設(shè)計(jì)1進(jìn)料泵(兩臺(tái)，一用一備)取液體流速：u=0.55m/s液體密度： kg/ m3qVfs = qmfs / =0.00194m3/s選用實(shí)際流速u(mài)=0.381液體粘度取=0.2mm相對(duì)粗糙度：/d=0.002

28、5查得：=0.0255取管路長(zhǎng)度：l=30m ；流量計(jì)當(dāng)量長(zhǎng)度le/di=12;取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，孔板流量計(jì)1個(gè),查書(shū)求阻力系數(shù)，2突然擴(kuò)大2突然縮小，=3取則qVLh =6.98m3/h選取泵的型號(hào)：臥式化工流程泵：IH 揚(yáng)程：5125m 流量：6.3400m3 /h 溫度:-20-105度回流泵（兩臺(tái)，一開(kāi)一用）取液體流速：u=0.55m/s液體密度：kg/ m3qVLs = qmLs / =0.00587 m3/s液體粘度取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.00248查得：=0.032取管路長(zhǎng)度：l=84m 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 =21.13

29、6m3/h選取泵的型號(hào)：臥式化工流程泵：AY 揚(yáng)程：30650m 流量：2.5600m3 /h 溫度：-45-420度釜液泵（兩臺(tái)，一開(kāi)一用）取液體流速：u=0.69m/s液體密度： kg/ m3qVWs = qmWs / =0.504m/s液體粘度取=0.2相對(duì)粗糙度：/d=0.0043查得：=0.031 取管路長(zhǎng)度：l=20m 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qVLh =2.393m3/h選取泵的型號(hào)：臥式化工流程泵：ZA 揚(yáng)程：2-250 m 流量： 22100m3 /h 溫度：-80-450度第六章. 塔計(jì)算結(jié)果表（1）操作條件及物性參數(shù)操作壓力：塔頂2.601 MPa

30、（絕壓）塔底 2.616MPa（絕壓）操作溫度：塔頂 -18 .7塔底6名稱(chēng)氣相密度（Kg/m3）33液相密度（Kg/m3）408氣相體積流率（m3/h）316.7液相體積流率（m3/h）21.14液相表面張力（dyn/m）0.003(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果名稱(chēng)aaaa名稱(chēng)塔內(nèi)徑D（m）1.2空塔氣速u(mài)（m/s）0.0835板間距HT（m）0.4泛點(diǎn)率u/uf0.596液流型式單流型動(dòng)能因子F00.37降液管截面積與塔截面積比Ad/AT0.06孔口流速U0（m/s）2.72出口堰堰長(zhǎng)lw（m）0.868降液管流速Ub（m/s）0.07弓形降液管寬度bd（m）0.11穩(wěn)定系數(shù)k1

31、.78出口堰堰高h(yuǎn)w（mm）50溢流強(qiáng)度uL（m3/mh）13.34降液管底隙hb（mm）40堰上液層高度how（mm）24邊緣區(qū)寬度bc（mm）50每塊塔板阻力hf（mm）18.4安定區(qū)寬度bs（mm）80降液管清液層高度Hd（mm）186板厚度b（mm）4降液管泡沫層高度Hd/Ø(mm)310篩孔個(gè)數(shù)1648降液管液體停留時(shí)間（s）7.86篩孔直徑（mm）5底隙流速u(mài)b（m/s）0.169開(kāi)孔率（%）3.6第7章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線(xiàn)取料液流速：u=0.53m/s則取管子規(guī)格73×4。其它各處管線(xiàn)類(lèi)似求得如下：名稱(chēng)管內(nèi)液體流速（m/s）管線(xiàn)規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.41688.

32、5×4頂蒸氣管15133×6頂產(chǎn)品管0.4660×4回流管0.444140×4.5釜液流出管0.3648×3.5儀表接管/25×2.5塔底蒸氣回流管15273×11.5第八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(cè)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(hào)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=516.32FIC-02回流定量控制01

33、500kg/h乙烯L=4703PIC-01塔壓控制02MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4705HIC-01釜液面控制03m乙烯L=442.96TIC-01釜溫控制4060乙烯L=442.9總結(jié)完成了兩周的設(shè)計(jì)，經(jīng)歷的過(guò)程是痛苦和曲折的，從選擇計(jì)算參數(shù)，到計(jì)算設(shè)計(jì)，再到驗(yàn)證校核，其中的經(jīng)驗(yàn)過(guò)程基本上是課堂教學(xué)中學(xué)不到的。這次課程設(shè)計(jì)使我初步體會(huì)到作為一個(gè)工程設(shè)計(jì)人員，所必需具備的工程意識(shí)。在我確定參數(shù)時(shí)，一些參數(shù)的取值似乎讓設(shè)計(jì)進(jìn)入了死胡同，進(jìn)行校核時(shí)，經(jīng)常把前幾天的設(shè)計(jì)否定，要從新計(jì)算，經(jīng)常，為了兩個(gè)參數(shù)要反復(fù)整個(gè)計(jì)算過(guò)程十幾遍。面對(duì)這樣的困難，我覺(jué)得這些試驗(yàn)，這些

34、反復(fù)就是設(shè)計(jì)的經(jīng)驗(yàn)，每一絲進(jìn)展都是對(duì)我莫大的鼓勵(lì)，這些是先前紙上談兵所體會(huì)不到的。我們學(xué)完了化工原理課程，可以應(yīng)付考試，到了真正做設(shè)計(jì)的時(shí)候，才發(fā)現(xiàn)自己真的知之甚少，有時(shí)候甚至覺(jué)得無(wú)從下手。當(dāng)設(shè)計(jì)終于做完的時(shí)候，其中必定充滿(mǎn)了很多很多的錯(cuò)誤，但我完全可以坦然面對(duì)這些錯(cuò)誤，因?yàn)檫M(jìn)步正是在錯(cuò)了再改，一改再改的前提下產(chǎn)生的。經(jīng)過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，我深刻的體會(huì)到：從書(shū)本上的理論知識(shí)到真正的生產(chǎn)實(shí)踐，期間的距離真是差了很遠(yuǎn)?，F(xiàn)在我們是作設(shè)計(jì)，已經(jīng)覺(jué)得很困難，到了下工廠操作的時(shí)候，必然又會(huì)遇上新的問(wèn)題。但我們從來(lái)就是不懼怕困難的，在不斷的征服困難的過(guò)程中，我們才能也必然會(huì)掌握這門(mén)技術(shù)。這次課程設(shè)計(jì)完成后，我發(fā)現(xiàn)我對(duì)于化工原理知識(shí)的了解上升到了一個(gè)新的層面，對(duì)于設(shè)計(jì)過(guò)程中的每一步，我都能說(shuō)出它的原理和具體做法。對(duì)于上課時(shí)涉及較少的工藝流程也熟悉了不少。此外，在做設(shè)計(jì)的過(guò)程中復(fù)習(xí)并掌握了許多計(jì)算機(jī)知識(shí)，例如，EXCEL，AUTO-CAD等。總之，通過(guò)這次課程設(shè)計(jì)，豐富了我各個(gè)方面的知識(shí)，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助