乙烯-乙烷体系对筛板塔底精馏塔的设计（处理量：210回流比系数：1.7）

（精馏塔及辅助设备设计） 设计日期： 2005年7月2日 班 级： 化机0202 姓 名： 王冰 指导老师： 董宏光 韩志忠 目 录前言 2第一章 任务书3第二章、 精馏过程工艺及设备概述4第三章 精馏塔工艺设计6第四章 再沸器的设计16第五章 辅助设备的设计24第六章 管路设计28第七章 控制方案29附录 主要符号说明31 参考资料34前言 本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共7章。 说明中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！*第一章、任务书处理量：210koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% ， 塔底产品6mm取底隙=50mm=0.05m，则液体流经底隙的流速= =0.346m/s(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度=5mm;整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2=0.414266 入口安定区和出口安定区 bs=70mm=0.07m边缘区 bc=60mm=0.06m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=堰长 =D *0.732=1.171m堰宽 =0.255m =0.475r=0.74求得=1.30237 筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率=0.907*取d0=4m,t=4*d0, 得=0.05669 筛孔总截面积=*=0.07383气速=/=2.7887m/s 筛孔个数 n=/(*)=3760个7.塔板流动性能的校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.32654泛点率0.778查得=0.004 =0.00435423液体/kg气体 ,故不会发生降液管液泛4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 =10.23s 5s 带气体可以释放。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.0056+0.13(0.05+0.0446)-0.000568 =0.01733m液柱,稳定系数K=/=1.756761.52.0不会发生严重漏液。8.塔板性能负荷图1）过量液沫夹带线 令=0.1，代入关系式，得到= 10316.308-138.7984Lh2/32）液相下限线 令，得到=3.59497m3/h3）严重漏液线 式中：a=15940AoCo=3204.12234 b=0.0056+0.13-=0.0056+0.130.05-0.000568=0.011532 c=3.32所以，=3204.12234(0.011532+3.32 4）液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令，则降液管最大流量=88.48146 m3/h5）降液管液泛线或，显然为避免降液管发生液泛，应使,0.6160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数=1831W/(m2K)3）计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量Dc=Q/c=0.9062kg/s计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为M=0.9062/(92)=0.0825计算冷凝液膜的=4M/=1166.230%，该再沸器传热面积合适3.循环流量的校核（1） 循环系统的推动力 当=0.072时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 3.62111用式计算两相流的液相分率= 0.38137用式计算出的两相流平均密度=168.8679kg/m3当=0.216时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 1.15751用式计算两相流的液相分率= 0.22423用式计算的两相流平均密度= 113.7144 kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为0.8，于是计算的循环系统的推动力为= 4398.341Pa（2） 循环阻力1）管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=472.118 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 2502393.532用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 =35.04255m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.015064用式计算管程进口管阻力= 508.03 Pa2）传热管显热段阻力的计算 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 424.11 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=247272.1用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.019用式计算传热管显热段阻力= 69.16Pa3）传热管蒸发段阻力 的计算 汽相流动阻力的计算釜液在传热管内的质量流速= 424.11 kg/s当=0.144用式计算汽相在传热管内的质量流量=61.072 kg/s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=229018.9用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.0192用式计算传热管内汽相流动阻力=76.998Pa液相流动阻力的计算用式计算液相在传热管内的质量流速=363.0374 kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=1361390.2用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.01579用式计算传热管内汽相流动阻力=202.9596Pa用式计算传热管内两相流动阻力=2059.6Pa ）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=424.11 kg/s 用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.40422 用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 =1120.32Pa 5）管程出口阻力的计算气体流动阻力的计算用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=209.83 kg/s用式计算管程出口管种种汽相质量流速=45.323 kg/s用式计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=52.2768m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=2317671.4用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.015146用式计算管程出口管汽相流动阻力=13.7824 Pa液体流动阻力的计算用式计算管程出口管种种汽相质量流速=164.507 kg/s用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=1307917.7用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.015845用式计算管程出口管汽相流动阻力=64.5257 Pa用式计算管程出口阻力=513.796Pa）=计算系统阻力阻力=4270.9Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.03循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.216基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章 辅助设备的设计一. 辅助容器的设计容器填充系数取=0.71. 进料罐（常温贮料）近似取386 kg/m3进料质量流量F=210*0.65*28+210*0.35*30=6027 kg/h进料罐容积，其中为停留时间，取1天，=124=24hV=6027*24/(386*0.7)=535.34m3圆整取 536 m32. 回流罐（20）近似取L=386 kg/m3 取停留时间为=0.5 h所以=886.0041*28*0.5/386=32.035 m3 =45.9 m3 ，圆整后取46 m3 3. 馏出产品罐取产品停留时间为2天，即=48 h=137.143 kmol/h，所以137.143*28/3869.948 m3/h=682.2 m3圆整为683 m34. 釜液罐取停留时间为2天，即=48 h=72.857 kmol/h72.857*30*48/386271.8m3=388.3m3 圆整取389 m3二泵的设计1.进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.06m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =386 kg/m3粘度=0.0566 mPas取=0.25mm，相对粗糙度为/d=0.004Re=2.046查得=0.024取管路长度为l= 80m，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1 个。则=）=2.496取=50m 则=52.51 m= 5.973 m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为 17-220m ，流量为5-900m3/h2. 回流泵（两台，一用一备）管路直径d=0.025m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =386 kg/m3 粘度=0.0566 mPas取=0.25 mm，相对粗糙度为/d=0.01Re=8.525*104查得=0.035去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.0846m取=60 m则=62.82m=0.8836 m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为17-220 m ，流量为 5-900 m3 /h3.釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.02m流体流速 u=0.3 m/s流体密度 =386 kg/m3粘度=0.0566 mPas取=0.2，相对粗糙度为/d=0.01Re=4.092*104查得=0.033去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.39456m取= 5.2 m则=2.8m=0.34 m3/h这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。 第六章 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s进料乙烯（摩尔质量）=65% M=0.65*28+0.35*30=28.7 质量分数为 65*28/（65*28+35*30）*10063.4进料密度416.612kg/m3则d=0.10116m取管子规格为1146，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5684塔顶蒸气管141218塔顶产品管0.52009.4回流管0.51509釜液流出管0.5455仪表接管塔底蒸汽回流管141146第七章 控制方案精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=3862FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3863PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=35.014HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3865HIC-01釜液面控制03m乙烷L=3866TIC-01釜温控制56乙烷L=386系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯-乙烷精馏塔筛板塔D=1600mm,Np=65H=49m操作温度t=5.38操作压力P=2.6Mpa2E-101原料预热器3E-102塔T-101顶冷凝器4E-103塔T-101再沸器5E-104塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-101进料泵2台离心泵乙烯、乙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵乙烷液9P-103回流泵2台离心泵乙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵乙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵乙烷液12V-101原料中间罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V-105不合格产品罐立式常压附录 主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0筛板塔筛孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0筛孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体动能因子，n筛孔个数F1实际泛点率q进料热状态R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Past筛孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0筛孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示），m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示），m qnW釜液摩尔流量，kmol/hhOW堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/