乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計 化工原理課程設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計說明書姓名：院系：學(xué)號：指導(dǎo)老師：時間: 2011/7/1前言 本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。說明中對精餾塔和再沸器的設(shè)計計算做了詳細的闡述，對于輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了簡單的說明。鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多的錯誤，希望各位老師給予指正。 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄第一章概述4第二章方案流程簡介6第三章精餾塔工藝設(shè)計8一、設(shè)計條件8二、物料衡算及熱量衡算91、物料衡算92、回流比計算93、全塔物料衡算104、逐板計算塔板數(shù)11第四章精餾塔工藝設(shè)計141.物性數(shù)據(jù)142.初估塔徑143.塔高的估算154.溢流裝置

2、的設(shè)計165.塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取176.塔板流動性能校核187.負荷性能圖20第五章再沸器的設(shè)計23一、設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件23二、估算設(shè)備尺寸24三、傳熱系數(shù)的校核25四、循環(huán)流量校核28第五章輔助設(shè)備設(shè)計32一、管路設(shè)計32二、輔助容器的設(shè)計35三、泵的設(shè)計37四、傳熱設(shè)備41第七章控制方案43附錄1 過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書44附錄2 精餾塔及再沸器計算結(jié)果匯總49附錄3 主要符號說明52附錄4 參考文獻54第一章 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 精餾塔精餾塔是該工藝過程的核心設(shè)備，精餾塔按傳質(zhì)元件區(qū)別可分為兩大類，即板式精

3、餾塔和填料精餾塔。本設(shè)計為板式精餾塔。精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板，塔中部適宜位置設(shè)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(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(shè)計為浮閥塔，浮閥塔板綜合了泡罩塔板和篩板塔板的優(yōu)點，塔板上的孔較大，每個孔還裝有可以上下浮動的浮閥。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

4、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。立式熱虹吸特點：1、循環(huán)推動力：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)。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，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞

5、，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。 流程如下： 原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）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 工藝流程1） 物料的儲存和運輸 精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一

6、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)裝置由于實際生產(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)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。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。4 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 140kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分數(shù)計）進料：x

7、f65塔頂產(chǎn)品：xD99塔底產(chǎn)品: xw1第三章 精餾塔工藝設(shè)計一、設(shè)計條件1 工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量xf65（摩爾百分數(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：制冷劑4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.53塔板形式：浮閥4處理量：qnfh=140kmol/h 5安裝地點：大連6塔板設(shè)計位置：塔底二、物料衡算及熱量衡算1、物料衡算塔頂與塔底溫度的確定、塔頂壓力Pt=2500+101.325=2601.325KPa；假設(shè)塔頂溫度Tto=-17查P-

8、T-K圖 得KA、KB 因為YA=0.99結(jié)果小于10-3。所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為-17。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。1=KA/KB=1.0/0.71=1.408、塔底溫度設(shè)NT=41（含塔釜）則NP=(NT-1)/NT=67按每塊阻力降100液柱計算 pL=410kg/m3則P底=P頂+NP*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.81/1000 =2.63KPa假設(shè)塔頂溫度Tto=5查P-T-K圖 得KA、KB 因為XA=0.02結(jié)果小于10-3。所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為5。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。2=KA/KB=1.15所以相對揮

9、發(fā)度=（1+2）/2=1.4292、回流比計算泡點進料：q=1 q線：x=xf = 65% 代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.728;R=1.2Rmin=5.21;3、全塔物料衡算qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf解得 qnDh=91.43kmol/h ;qnWh=4kmol/h塔內(nèi)氣、液相流量：精餾段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh提留段：qnLh= qnLh+q×qnFh; qnVh= qnVh-(1-q×)qnFhM=xf·MA+(1-xf)·MB=0.65×280.35

10、×30=28.7kg/kmolMD=xd·MA+(1-xd)·MB=0.98×280.02×30=27.75kg/kmolMW=xw·MA+(1-xw)·MB=0.02×280.98×30=29.98kg/kmolqmf=qnfh×M=4018kg/sqmD=qnDh×MD=2537.18kg/sqnW=qnWh×MW=1456.13kg/sqmL=R×qmD =476.194kg/sqmV=(R+1)qmD =567.6kg/sqmL=qmL +q×qm

11、f =616.194kg/sqmV=qmV -(1-q)×qmf =567.594kg/s4、逐板計算塔板數(shù)精餾段：y1=xD=0.99直至xi< xf 理論進料位置：第i塊板進入提餾段：直至xn< xW 計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=42（含釜）由excel計算的如表逐板計算序號xy10.9857710.99000 20.9800620.98596330.9733130.98117440.9653710.97551250.9560730.96884960.9452540.96104970.9327560.95197480.9184350.94148990.902180.92

12、9476100.8839250.915839110.8636670.900524120.8414850.883531130.8175470.864922140.7921140.84484150.765540.823504160.7382530.801212170.710730.778321180.6834640.755231190.656930.732358200.6336240.711929210.6052750.686642220.5715130.655883230.5323040.619251240.4880790.57671250.4398070.528726260.388970.47

13、6351270.3374110.421193280.2870770.365251290.2397390.310639300.1967550.259277310.1589490.212639320.1266220.17162330.0996370.136545340.0775610.107266350.0597980.083314360.0456940.064041370.0346120.048738380.0259790.036715390.0192960.027347400.0141480.020096410.0101990.014511420.0071780.0102265、確定實際塔底壓

14、力、板數(shù)：實際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6+1=69；塔底壓力Pb=Pt+0.217×9.81×0.1×69（Np）=2.667KPa;（0.47為塔頂丙烯密度）第四章 精餾塔工藝設(shè)計1.物性數(shù)據(jù)2.66Mpa、5下，塔底混合物質(zhì)的物性數(shù)據(jù)：氣相密度：V =35kg/ m3液相密度：L =420kg/ m3液相表面張力：=2.73mN/m2.初估塔徑氣相流量：qmVs=4.727kg/s qVVs=qmVs/v=0.1351m3/s液相流量：qmLs=5.132kg/s qVLs=qmLs/L=0.0122m3/s兩相流動參數(shù)： =0.3136初選塔板間距 HT

15、=0.45m,查化工原理（下冊）P237泛點關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.058所以，氣體負荷因子： =0.0389液泛氣速： 0.129m/s 取泛點率為0.7 操作氣速：u = 泛點率×=0.0904 m/s 氣體流道截面積： =1.494m2 選取單流型弓形降液管塔板，取 / =0.12;則A / =1- / =0.88 截面積: AT=A/0.88=1.697 m2塔徑： =1.47m 圓整后，取D=1.6m 實際面積： =2.011 m2降液管截面積：Ad=AT×0.12=0.2413 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.7693m2實際操作氣速： = 0.076m

16、/s 實際泛點率：u / uf=0.5913.塔高的估算Np=69 有效高度：Z= HT ×Np=31.05m封頭:0.8m 進料處兩板間距增大為0.7m設(shè)置5個人孔，每個人孔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)釜液停留時間為30min釜液高度：Z =0.862m取其為0.9m所以，總塔高h=31.05+0.7+5+1.5+1.5+0.9+0.8×5=45.45m4.溢流裝置的設(shè)計1 降液管（弓形）0.12 取，則有1.2m驗算36.65m3/（m.h）100m3/（m.h）1.2m查化工原理下235頁圖得：0.17 0.2722 溢

17、流堰取E近似為1.025則堰上液頭高：0.0336m5mm取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.04m液體流經(jīng)底隙的流速：ub ub<0.5m/s 符合要求5.塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度=4mm 進出口安全寬度bs=bs=70mm 邊緣區(qū)寬度bc=50mm 查化工原理下235頁圖得：0.17 0.272 =0.458mr= =0.75m有效傳質(zhì)面積： =1.34 m2選取F1型的浮閥，重型，閥孔直徑d0=0.039m;初選F0=10；計算閥孔氣速 =1.69m/s浮閥的個數(shù)=66.9圓整取67個=0.08m2=0.152m選錯排方式，其孔心距取160mm計算得=1.69mF0

18、=uo×=9.998所以F0=10正確=0.0398%<10%所以，符合要求6.塔板流動性能校核1 液沫夾帶量校核驗證泛點率F1K=1;由塔板上氣相密度及塔板間距查化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計書圖5-19得系數(shù)=0.120根據(jù)表5-11所提供的數(shù)據(jù)Z=D-2bd=1.056m;Ab=AT-2Ad=1.528;F1=0.317 或 F1=0.256均低于0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。2 塔板阻力hf的核對hf= ho+hl+h臨界孔速，聯(lián)立方程得496m/s1.69m/sho=0.0648(m)=0.45×(0.0+0.0)=0.036（m）=0.00006(m)hf

19、= ho+hl+h=0.1008m液柱3 降液管液泛校核 Hd 可取=0式中 =0.0099 m則 Hd =0.1907 m液柱取降液管中泡沫層相對密度：=0.5則Hd= =0.3814 m液柱HT+hw=0.45+0.04=0.49> Hd 所以不會發(fā)生液泛 4 液體在降液管中的停留時間 =8.88s>5s 滿足要求 5 嚴重漏液校核取F0=5；=0.845=1.891.52.0；故不會發(fā)生嚴重漏夜7.負荷性能圖1 過量液沫夾帶線取 F1 = 0.8Ab>0.78AT時用第一式（多見）Ab=AT-2Ad=1.5280.78 AT =0.78×2.0106=1.56

20、86Ab 相當(dāng)于0.78 AT得qvvsvls qvvh=-4.799qvlh+1749.6 由上述關(guān)系可作得線2 液相下限線取E=1.0 整理出：qVLh=3.07lw=3.68 與y軸平行 由上述關(guān)系可作得線3 嚴重漏液線Fo5，會產(chǎn)生嚴重漏液，故：取F0=5;qvvh=3600A0u0;=0.85qvvh=243.4;由上述關(guān)系可作得線4 液相上限線令 =5s 得： =78.17;由上述關(guān)系可作得線5 漿液管液泛線Hd=HT+hW令 將 =0以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關(guān)系全部代入前式整理得： 上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成

21、負荷性能圖（見附件二）作點為：qVLh =43.98m3/sqVVh =486.2 m3/s負荷性能圖： 操作彈性：qVVhmax / qVVhmin3.7所以基本滿足要求第五章 再沸器的設(shè)計一、設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件 1選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：2.6MPa 壓力降：Np×hf=69×0.98=67.62(m液柱) 塔底壓力=2667kpa2再沸器殼程與管程的設(shè)計殼程管程溫度（）1005壓力（MPa絕壓）0.10132.667蒸發(fā)量：Db= q,mVs =4.73kg/s3 物性數(shù)據(jù)1） 殼程凝液在溫度（100）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2319.2kj/kg熱導(dǎo)率：c

22、 =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 管程流體在（5 2.667MPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=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 =420kg/m3 液相定比壓熱容：Cpb= 3.428kj/(kg*k) 表面張力：b0.00273N/m氣相粘度：v =0.0005mPa*s氣相密度：v =35kg/m3 蒸氣壓曲線斜率（t/P）=0.000181 m2K/kg二、估算設(shè)備尺寸 熱流量： =1431885.6w 傳熱溫差： =100-5=95K 假

23、設(shè)傳熱系數(shù)：K=880W/( m2 K) 估算傳熱面積Ap =17.12 m2擬用傳熱管規(guī)格為：25×2mm,管長L=3000mm則傳熱管數(shù)： =73 若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT = b×b/1.21 得：b=9.37 管心距：t=0.0344m 則 殼徑： =0.363m 取 D= 600mm L/D=5取 管程進口直徑：Di=0.1m 管程出口直徑：Do=0.25m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=0.2則循環(huán)氣量： =25.65g/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=25-2×2=21mm =

24、0.0253 = 1018.7kg/( m2s) 雷諾數(shù)： = 377981.7 普朗特數(shù)： =2.14 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 3901.14w/( m2 K) 2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算o 蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 0.617kg/s 傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.108kg/(ms) = 1528.5<2100 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： =5380.8w/ (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=0.00009 m2K/w 管壁熱阻：Rw=b/w= 0.0000176m2K/w 4）顯熱段傳熱系數(shù) dm=

25、(di+do)/2= 0.035m = 1182.08w/( m2K)2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算 傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws =3667503.115kg/( m2h)Lockhut-martinel參數(shù)： =1.613 則1/Xtt=0.61994 查設(shè)計書P96圖329 得：E=0 在Xe=0.15 X0.4Xe=0.06的情況下 =0.1814再查圖329，=0.2 2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：=(E+)/2=0.1 泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):=20141.19w/( m2K) 3）單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ： = 3649.41w/( m2K) 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：

26、KE 對流沸騰因子 ： = 1.71兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 6252.8 w/( m2K) 沸騰傳熱膜系數(shù)： = 8266.9w/( m2K) =1260.3w/( m2K)3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 = 0.0055LBC = 0.021L= 0.0164LCD =L- LBC = 2.98m4傳熱系數(shù) = 1458.7實際需要傳熱面積： = 10.33m25傳熱面積裕度： = 0.66>0.30所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求四、循環(huán)流量校核1循環(huán)系統(tǒng)推動力：1）當(dāng)X=Xe/3= 0.067時=4.98 兩相流的液相分率： = 0.436兩相流平均密度： =202.97kg/m3 2

27、）當(dāng)X=Xe=0.2 = 2.2兩相流的液相分率： = 0.305 兩相流平均密度： = 136.445kg/m3根據(jù)課程設(shè)計表319 得：L=0.9m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 5147.3pa2循環(huán)阻力Pf：管程進出口阻力P1 進口管內(nèi)質(zhì)量流速： =522.537kg/(m2·s)釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 2308027.9進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： = 0.01515進口管長度與局部阻力當(dāng)量長度： =29.298m管程進出口阻力: =577.16Pa 傳熱管顯熱段阻力P2 =451.56kg/(m2·s) =167539.7 =0.02007 = 3.8089Pa

28、 傳熱管蒸發(fā)段阻力P3 a. 氣相流動阻力Pv3 =60.207kg/(m2·s) =2528733 =0.015 =110.7Pab. 液相流動阻力PL3GL=G-Gv=391.35kg/(m2·s) = 16436768.62 = 0.01363 = 353.24Pa = 3300.037Pa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): = 2.0806 = 1010.12pa;管程出口段阻力P5 a. 氣相流動阻力Pv5 = 161.277kg/(m2·s) = 32.267kg/(m2·s) 管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和： = 52

29、.277m = 29029862.12 = 0.01337 =2.358Pa;b. 液相流動阻力PL5 =129.02kg/(m2·s) = 1025790.18 = 0.01619 = 37.27Pa = 189.5Pa 所以循環(huán)阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 5080.598 Pa 又因PD=5147.3Pa 所以 =1.01313(PD-Pf)/PD=0.013,在0.010.05范圍內(nèi).第五章 輔助設(shè)備設(shè)計一、管路設(shè)計1、 物性參數(shù)進料：有逐板計算可得，第20塊板為進料板，由全塔效率可知，實際進料板為第34塊板。塔底壓力為P=2.667查P-t-K

30、圖得（假設(shè)t=-10）Ka=1.13 Kb=0.76則：=0.0005結(jié)果小于，故假設(shè)正確，進料溫度為-10此溫度下，乙烯密度：386.9kg/m³421.6kg/m³=28*0.65+30*0.35=28.7有物料衡算知0.63399kg/m³4018kg/h10.07m³/h2、 管路尺寸（1） 進料管尺寸取料液流速：u=0.6m/s則取管子規(guī)格81×3。實際流速：u=0.585m/s（2） 塔頂蒸汽管取u=15m/s 0.126kg/hd=0.103選取管規(guī)格為則實際流速 u=16.04（3） 塔頂產(chǎn)品接管取u=1.5m/s 2537.1

31、8m³/h 6.04m³/h=1.67E-3 m³/sd=0.038m選取管規(guī)格為則實際流速 u=1.33m/s（4） 回流管取u=1.5m/s 8.7E-3 m³/sd=0.0859m選取管規(guī)格為則實際流速 u=1.11/s（5） 釜液流出管取u=1.5m/s 9.7E-4 m³/sd=0.0286m選取管規(guī)格為則實際流速 u=1.13/s（6） 塔底蒸汽回流管取u=20m/s 0.135kg/hd=0.093選取管規(guī)格為則實際流速 u=17.1（7） 儀表接管選取規(guī)格為的管子。結(jié)果匯總：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.5

32、8581×3頂蒸氣管16.04108×4頂產(chǎn)品管1.3345×2.5回流管1.11108×4釜液流出管1.1338×2.5儀表接管/25×2.5塔底蒸氣回流管17.1108×4二、輔助容器的設(shè)計 容器填充系數(shù)?。簁=0.71進料罐（-10）-10乙烯 L1 =386.9kg/m3 乙烷 L2 =421.6kg/m3 壓力取2.62MPa 由上面的計算可知 進料 Xf=65% Wf=63.4% 則 =399 kg/m3 進料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=4018kg/h 取 停留時間：x為3天，即x=72h 進料罐容

33、積：1035.78m32回流罐（-17）質(zhì)量流量qmLh=3600R·qmDs =15892.8kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時間為0.2h，填充系數(shù)=0.7則回流罐的容積 11.083塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =2537.18 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 636.54 釜液罐取停留時間為3天，即x=72h質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =1456.13kg/h則釜液罐的容積 384.04三、泵的設(shè)計1進料泵(兩臺，一用一備)取液體流速：u=0.585m/s液體密度： kg/ m3qVfs = qmfs / =0.0

34、02797 m3/s取81×3在-10下乙烯 乙烷 混合物粘度 取=0.2mm相對粗糙度：/d=0.00267查得：=0.023取管路長度：l=50m取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個,泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個2.63MPa取則qVLh =10.07m3/h選取泵的型號：GL 揚程：101500m 流量：0.190m3 /s2回流泵（兩臺，一開一用）取液體流速：u=1.1m/s液體密度： kg/ m3qVLs = qmLs / =0.0028m3/s管路選擇：108×4 液體粘度 取=0.2mm相對粗糙度：/d=0.002查得：=0.02取管路長度：l

35、=50m取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個取則qVLh =31.1m3/h選取泵的型號：HY 揚程：1200m 流量：15220m3 /h3.釜液泵（兩臺，一開一備）取液體流速：u=1.13m/s液體密度： kg/ m3qVWs = qmWs / =0.000963m/s管路選擇：38×2.5 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.00606查得：=0.02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個泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個取則qVLh =3.47m3/h選取泵的型號：GL 揚程：101500m 流量

36、：0.190m3 /s4.塔頂產(chǎn)品泵（兩臺，一開一備）取液體流速：u=1.33m/s液體密度： kg/ m3管路選擇：38×2.5 液體粘度 取=0.2相對粗糙度：/d=0.0052查得：=0.02取管路長度：l=50m取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個取則qVLh =6.02m3/h選取泵的型號：GL 揚程：101500m 流量：0.190m3 /s四、傳熱設(shè)備1.塔頂冷凝器塔頂擬用-50氨為冷卻劑，出口溫度為-40，走殼程，管程溫度為-17=27.7管程流率15892.8kg/h取潛熱r=277.25kJ/kg傳熱速率：=1223.9

37、7kw設(shè)傳熱系數(shù)K=700W/(·K)則傳熱面積=63.12取整A=702進料降溫器 用-16.35乙烯為冷卻劑，出口約為-10.35走殼程 料液由20降溫至-10，走管程傳熱溫差：=21.464管程液體流率：qmfh=4200kg/h 管程液體焓變：H=87.7kj/kg 傳熱速率：Q= qmfsH=4200×87.7=368340kw 殼程焓變：H=17.8980kj/kg 殼程水流率：q=30870kg/h 假設(shè)傳熱系數(shù)：K=637.8842w/(m2K) 則傳熱面積：=26.86 圓整后取A=30m2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

38、耗三個方面進行綜合考慮。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進料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=437.022FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔壓控制03MPa乙烯V=284HIC-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020乙烷L=450附錄1 過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書(一)乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計學(xué)生姓名 班級 學(xué)號表1中圈上

39、序號的設(shè)計方案包括了個人本次課程設(shè)計的參數(shù)。一、設(shè)計條件工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量(摩爾百分數(shù))塔頂乙烯含量，釜液乙烯含量，總板效率為0.6。操作條件：建議塔頂操作壓力2.5MPa(表壓)。安裝地點：大連。其他條件見表1。表1設(shè)計方案序號12345678塔板設(shè)計位置塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔板形式篩板篩板篩板篩板篩板篩板篩板篩板處理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系數(shù)R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5續(xù)表1序號910111213141516塔板設(shè)計位置塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔板形式篩板篩板篩板篩板浮閥

40、浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系數(shù)R/Rmin1.71.31.51.71.31.51.71.3續(xù)表1序號1718192021222324塔板設(shè)計位置塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔板形式浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系數(shù)R/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7續(xù)表1序號2526272829303132塔板設(shè)計位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式篩板篩板篩板篩板篩板篩板篩板篩板處理量(kmol/h)10010010014014014

41、0180180回流比系數(shù)R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5續(xù)表1序號3334353637383940塔板設(shè)計位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式篩板篩板篩板篩板浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系數(shù)R/Rmin1.71.31.51.71.31.51.71.3續(xù)表1序號4142434445464748塔板設(shè)計位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系數(shù)R/Rmin1.51.71.31.51.71

42、.31.51.7二、工藝設(shè)計要求1 完成精餾塔的工藝設(shè)計計算； (1) 塔高、塔徑(2) 溢流裝置的設(shè)計(3) 塔盤布置(4) 塔盤流動性能的校核(5) 負荷性能圖2 完成塔底再沸器的設(shè)計計算；3 管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇；4 其余輔助設(shè)備的計算及選型；5 控制儀表的選擇參數(shù)；6 用3#圖紙繪制帶控制點的工藝流程圖及主要設(shè)備(精餾塔和再沸器)的工藝條件圖各一張； 7 編寫設(shè)計說明書。三、其它要求6 本課程的設(shè)計說明書分兩本裝訂，第一本為工藝設(shè)計說明書，第二本為機械設(shè)計說明書。7 1-2周完成工藝設(shè)計后，將塔的計算結(jié)果表交由指導(dǎo)老師審核簽字合格后，方可進行3-4周的機械設(shè)計。8 圖

43、紙一律用計算機（電子圖板）出圖。四、參考資料3、 化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計，匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。4、 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。5、 化工物性算圖手冊，劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。6、 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。7、 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。8、 石油化工設(shè)計手冊，王松漢，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。3） 時間安排1. 6月20日上午8點上課，地點化工綜合B2022. 6月21日上

44、午8點上課，地點待定c. 答疑時間，見化院通知d. 7月1日下午提交報告，每人自行提交，在提交報告同時進行面試，提交報告同時帶塔的計算結(jié)果表經(jīng)老師審核簽字，考試時間見附件。附錄2 精餾塔及再沸器計算結(jié)果匯總塔計算結(jié)果表（1）操作條件及物性參數(shù)操作壓力：塔頂 2.62MPa（絕壓） 塔底 2.667MPa（絕壓）操作溫度：塔頂 -17 塔底 5 名稱氣相密度（Kg/m3）35液相密度（Kg/m3）420氣相體積流率（m3/h）454.08液相體積流率（m3/h）31.746液相表面張力（dyn/cm）2.73(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）1.6空塔氣速u（m/s）

45、0.094板間距HT（m）0.45泛點率u/uf0.591液流型式單流型動能因子F0-降液管截面積與塔截面積比Ad/AT0.12孔口流速U0（m/s）1.69出口堰堰長lw（m）1.2降液管流速Ub（m/s）0.036弓形降液管寬度bd（m）0.272穩(wěn)定系數(shù)k1.89出口堰堰高hw（mm）32溢流強度uL（m3/mh）36.65降液管底隙hb（mm）40堰上液層高度how（mm）40邊緣區(qū)寬度bc（mm）50每塊塔板阻力hf（mm）100.9安定區(qū)寬度bs（mm）70降液管清液層高度Hd（mm）190.7板厚度b（mm）4降液管泡沫層高度Hd/Ø(mm)316.6浮閥（篩孔）個數(shù)67降液管液體停留時間（s）8.88浮閥（篩孔）直徑（mm）39底