化工原理设计 乙烯 塔底 浮阀 1.3 100(2)

1、（精馏塔及辅助设备设计） 班 级： 化机0401 姓 名： 陈玲 学 号： 200442074 指导老师： 吴雪梅、都健 设计日期： 2007年7月 前言 本课程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七章。 说明书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说明。鉴于设计者经验有限，本设计中还存在错误，希望各位老师给予指导.感谢老师的指导和参阅！目录 第一章、 概述4第二章、 流程简介5第三章、 精馏塔工艺设计6第四章、 再沸器的设计15第五章、 辅助设备的设计22第六章、 管路设计26第七章、 控制方案27附录一 主要符号说

2、明27附录二 参考文献30第一章 概述 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1精馏塔精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液

3、两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2 再沸器再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热 器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热 体供热。立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。 结构紧凑、占地面积小、传热系数高。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气

4、液分离空间和缓冲区。3 冷凝器 （设计从略）1. 用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器 第二章 方案流程简介1 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下：原料（乙烯和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液 位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶

5、蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2 工艺流程1 物料的储存和运输 精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2 必要的检测手段 为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。 另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3 调节装置由

6、于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。 3 设计条件1 工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量 xw1，总板效率为0.6。 2操作条件：1）塔顶操作压力： P=2.5MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂热水 加热方法间壁换热3）冷却剂： 水4）回流比系数： R/Rmin=1.3 3塔板形式： 浮阀 4处理量： F=100kmol/h 5安装地点： 大连 6塔板设计位置： 塔底第三章 精馏塔工艺设计一、精馏过程工艺流程

7、1.分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。2.能量的利用精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。1）. 精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。2）. 精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能

8、的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。3.辅助设备（略）4.系统控制方案（略）二、精馏过程工艺计算 一）、理论板个数的计算 精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确定给定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M）、气液相平衡方程（E）、组分归一方程（S）以及热量衡算方程（H），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学性

9、质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）物料衡算= + =+解得：=65.306 kmol/h ，=34.694kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =热量衡算再沸器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 冷凝器热流量冷凝器冷却剂的质量流量2.塔板计算1) P顶=2.5+1.01325*10e-3=2.601325MP=25.67atp.查p-t-k可知 kA=1.0，kB=0.68， a顶= kA/ kB=1.471假设Np=60块。P底=P顶+Np gh=60*10

10、3*9.8*100*10-3*10-6=2.660125MPa查物性手册可知（按塔底纯乙烷）t底=3 T底=276.15k。查之p-t-k图知kA =1.48, kB=0.99 a底=1.48/0.99=1.495， a=(1.471+1.495)/2=1.4832）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=和q线方程q=0.65解得，=0.65，解得=0.7335。=3.072，则R=1.3=3.9936。 3）.利用简捷计算法计算理论塔板数xe=xf=0.65,ye=axe/1+(a-1)xe=0.7335Rmin=(xD-ye)/(ye-xe)=3.072,R=1.3Rmin=3.993

11、6Nmin=lg(xD/1-xD)/(xw/1-xw)=23.32(NT-Nmin)/(NT-1)=0.751-(R-Rmin)/(R+1)0.5668=0.4662NT=44,Np=(NT-1)=43/0.6=724) 因前面假设Np=60块与计算值Np=72块相差很大,所以要迭代一次,由Np=72块编程如下:#include#includemain() int i=0,j=617,nf,nt; FILE *fp; float x200, y300;float f=100,d=65.31,w=34.69,l=260.81,v=326.11,a=1.48,xf=0.65,yf=0.734,r=

12、3.994,xd=0.99,xw=0.01,q=1.0;y1=xd;fp=fopen(test.txt, w); doi+; xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=r*xi/(r+1)+xd/(r+1); printf(x%i=%f,y%i=%fn,i,xi,i,yi); fprintf(fp, x%i=%f,y%i=%fn,i, xi,i,yi); while(xixf); nf=i;xnf=xi; do xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=(l+q*f)*xi/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-w); printf(x%i=%f,y%i=%fn,i,xi

13、,i,yi); fprintf(fp, x%i=%f,y%i=%fn,i, xi,i,yi); while(xi+xw); nt=i-1; printf(nf=%d,nt=%dn,nf,nt); fprintf(fp, nf=%d,nt=%dn, nf,nt); fclose(fp); 输出结果如下:x1=0.985271,y1=0.990000x2=0.979736,y2=0.986218x3=0.973285,y3=0.981792x4=0.965799,y4=0.976632x5=0.957158,y5=0.970645x6=0.947246,y6=0.963735x7=0.935953

14、,y7=0.955807x8=0.923189,y8=0.946775x9=0.908894,y9=0.936568x10=0.893043,y10=0.925135x11=0.875662,y11=0.912458x12=0.856836,y12=0.898557x13=0.836712,y13=0.883500x14=0.815503,y14=0.867406x15=0.793483,y15=0.850445x16=0.770971,y16=0.832834x17=0.748318,y17=0.814830x18=0.725882,y18=0.796712x19=0.704010,y19=

15、0.778769x20=0.683012,y20=0.761277x21=0.663150,y21=0.744483x22=0.644621,y22=0.728598x22=0.644621,y22=0.728598x23=0.625673,y23=0.712127x24=0.601931,y24=0.691163x25=0.572767,y25=0.664896x26=0.537796,y26=0.632629x27=0.497057,y27=0.593938x28=0.451168,y28=0.548866x29=0.401395,y29=0.498096x30=0.349572,y30=

16、0.443028x31=0.297862,y31=0.385692x32=0.248413,y32=0.328483x33=0.203007,y33=0.273773x34=0.162845,y34=0.223537x35=0.128479,y35=0.179103x36=0.099896,y36=0.141081x37=0.076681,y37=0.109459x38=0.058185,y38=0.083774x39=0.043674,y39=0.063310x40=0.032427,y40=0.047256x41=0.023790,y41=0.034812x42=0.017207,y42=

17、0.025257x43=0.012215,y43=0.017973x44=0.008447,y44=0.012451nf=22,nt=44 编程运算，得到理论板数=44块，进料板为第22块。实际板数Np=44/0.6=74,进料板为第37块。3.摩尔流量精馏段:=R *=260.81kmol/h=326.112 kmol/h提馏段:= =572.916 kmol/h=524.345 kmol/h提馏段qnv=326.112kmol/h=9806.188kg/h,qvvh=187.86m3/h,qvvs=0.052m3/sqnl=360.81lmol/h=10849.55kg/h,qvlh=27

18、.51m3/h,qvls=0.0076m3/s(二）、塔板设计计算 1.物性参数（以塔底查取,按纯乙烷计算） T=276.15K ,P=2.672Ma温度(K)表面张力(mN/m)密度( kg/m3)273.153.299402.0283.152.114376.6由内差法计算得 液相乙烷 l=394.38kg/m3 液相表面张力取=2.944mN/m求乙烷气相密度,用到压缩因子Z:Z=Z(Tr,Pr)Tr=T/Tc,Pr=P/Pc,Tc=305.6K,Pc=48.2atmTr=276.15/305.6=0.9036,Pr=25.94/48.2=0.5382查气体的两状态参数普遍压缩因子图得Z=

19、0.67V=ZRT/P底=0.67*8.3145*276.15*103/2.672*106=0.576m3/mol.v=M/V=30.070/0.576=52.2kg/m3 2.初估塔径(因为提馏段气液总流量大,故按提馏段估塔径更安全保险)两相流动参数 =0.402设间距： =0.6m 查费克关联图得=0.05气体负荷因子C：=0.05*(2.944/20)0.2=0.034液泛气速： =0.034*(394.38-52.2)/52.21/2=0.087泛点率取=0.7 空塔气速u=0.7uf=0.7*0.087=0.061m/s所需气体流道截面积A：=0.052/0.061=0.852 m2

20、选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.09则=1-=1-0.09=0.91故塔板截面积=0.852/0.91=0.936 m2塔径D：=1.092 m 圆整：取1.2m则实际塔板截面面积=1.13 m2降液管截面积Ad=0.09AT=0.102 m2气体流道截面积A=0.91AT=1.028m2实际空塔气速u=qvvs/A=0.052/1.028=0.051m/s设计点的泛点率=0.6 在0.60.8之间，符合要求。说明前面数据适宜。 3.塔高计算实际板数=74，精馏段36块，板间距取0.4m，提馏段38（含釜）块，板间距取0.6m。设置人孔6个，每个人也处相应增加一倍板间距，进料处板间距增大一

21、倍，顶高度取1.5，底部空间中釜液液面高度取8m，空间分离取0.5m，裙座取5m。塔高总有效高度+顶高+底部空间+辅助高度+裙座=35*0.4+38*0.6+3*0.4+3*0.6+5+1.5+0.5+8=54.8 m，取55m。4.溢流装置的设计采用单流型弓形降液管塔板 =1.2m =1.13m2 ； 查得=0.7 ，bd/D=0.157,bd=0.157*1.2=0.1884m, =0.7=0.84m 即为堰长降液管面积=AT-A=1.13-1.028=0.102m25.溢流堰尺寸:选取塔板厚度为4mm, 取E=1.0；堰上液头高= =0.029m堰高取=hl-how=0.06m,塔板清液

22、高度hl=0.06+0.029=0.089m液流强度=27.51/0.84=32.75(m3/m.h)取底隙=30mm=0.03m，则降液管底隙液体流速=/=0.0076/0.84*0.03=0.36.塔板布置及其他结构尺寸的选取1） 阀数 选取型浮阀，重型，阀孔直接=0.039m初取=8，计算阀孔气速=1.1(m/s)浮阀个数 n =40（个）2） 浮阀的排列方式取塔板上液体进、出口安定区宽度=0.07m，取边缘区宽=0.05m有效传质区=2x+()，()取弧度)其中：x=D/2-(bs+bs)=1.2/2-(0.1884+0.07)=0.3416r=D/2-bc=1.2/2-0.05=0.

23、55求得=0.714 m2开孔所占面积 =nd02=0.048 m2由开孔区内阀孔所占面积分数解得/= d02/t2=0.907解得t=0.143m 取t=125mm 缩小十倍在纸上作图,取1/4塔板画浮阀的错流分布,把边缘处的浮阀个数乘以2加上其余部分浮阀个数乘以4即为实际浮阀个数,得n=40个,再按实际浮阀数重新计算塔板的个数.阀孔气速=1.09m/s动能因子 =8塔的开孔率 =/=0.048/1.13=0.04257.塔板流动性能的校核1）.液沫夹带量的校核 由气相密度和塔板间距查图得系数=0.11塔板上液体流道长及液流面积分别为 =D-2=1.2-20.1884=0.0.823（m）

24、=0.926()故得=0.283，小于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。2）.塔板阻力计算 干板阻力临界孔速=1.194=5.34=0.051m 塔板清液层阻力=0.5=0.50.089=0.045 表面张力阻力 = =0.0000781m液柱所以=+=0.051+0.045+0.0000781=0.096m液柱3）.降液管液泛校核 由Hd= ,取=0；其中=0.014m于是=0.06+0.029+0.014+0.0096=0.199m液柱取降液管中泡沫层密度=0.55，则=/0.55=0.36m而+=0.6+0.06=0.66,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

25、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 =8.05s 5s 带气体可以释放。5）.严重漏液校核 当阀孔的动能因子小于5时，将会发生严重漏液，故漏夜点的孔速可取=5的相应孔流气速=0.692(m/s)稳定系数K=/=1.09/0.692=1.581.52.0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=0.8，代入关系式，得到qvvs=0.205-2.872qvlsqvvh=738-2.872qvlh,得过量液沫夹带线2）液相下限线 令，得到qvlh=3.07=3.07*10.84=2.58 m3/h可见该线为垂直qvlh轴的直线，该线记为。3）严重漏液线 qvv

26、h=3600所以qvvs=（n）=116 m3/h，该线记为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qvlh=44m3/s，该线记为5）降液管液泛线 或，显然为避免降液管发生液泛，应使10000 =1.62 显热段传热管内表面系数： = 794.9w/( m2 K) .计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量 qm=8.83 Kg/s 三角形排列 de=4()=0.02mm， B=0.2D=0.12m,u0=V0/s0 =0.016 =0.36=3690.7W/(m2k) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=

27、0.00026 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.0000382m2 K/w 4）用式计算显热段传热系数=438.7/(m2K)（2）蒸发段传热系数1).用式计算传热管内釜液的质量流量=5.267*105kg/h当=0.3，用式计算Lockhat-Martinell参数为 1.006，由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.4当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.381，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=1.0；用式计算泡核沸腾压抑系数=0.72）用式计算泡核沸腾表面传热系数= 4354 W/(m2K)3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数=

28、790.3 W/(m2K)4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子=2.16 用式计算两相对流表面传热系数=Ftpai=1707.14W/(m2K)用式计算沸腾传热膜系数= 4755W/(m2K)用式计算沸腾传热系数:=1056.6W/(m2K)；（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.011；LBC=0.033m= L-LBC=2.967m（4）用式计算传热系数=1045.6W/(m2K)实际需要传热面积为= 26.39m2（）传热面积裕度 用式,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=0.1时，用式计算Lockhat-Mar

29、tinell参数= 3.163用式计算两相流的液相分率= 0.359计算x=0.1处的两相流平均密度，用式计算出的两相流平均密度=170.04kg/m3当=0.3时，用式计算Lockhat-Martinell参数=0.939用式计算两相流的液相分率= 0.202用式计算的两相流平均密度=121.32kg/m3式中=0.9值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为1.02，于是计算的循环系统的推动力为= 5458.6Pa（2） 循环阻力1）管程进口管阻的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=1152.21kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 2068599.6用式=计算进口管长度

30、与局部阻力当量长度 =12.08m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.0153用式计算管程进口管阻力=3180.68Pa2）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= 145.5 kg/s用式=计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=54867.4用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.0242用式计算传热管显热段阻力= 0.093Pa3）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= 145.5kg/(m2s)当=0.2用式计算汽相在传热管内的质量流量=29.1kg/(m2s)用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=69840用式计算传热管内汽相流动的摩擦系

31、数=0.0232用式计算传热管内汽相流动阻力=26.59Pa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=116.4kg/(m2s)用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=43885用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.025用式计算传热管内汽相流动阻力=61.29Pa用式=计算传热管内两相流动阻力=660.14Pa ）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）=145.5kg/(s)用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.278用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻=122.3Pa 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

32、出口管中汽、液相总质量流速=128.4 kg/(s)用式计算管程出口管种种汽相质量流速=38.51 kg/(s)用式L=计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=35.04m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=2970514用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0149用式计算管程出口管汽相流动阻力=24.72Pa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=89.89kg/(m2s)用式=计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=484147用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.0175用式=计算管程出口管汽相流动阻力=20.92pa用式=计算管程出口阻力=364.17Pa）

33、=计算系统阻力阻力=3180.68+0.093+660.14+122.3+364.17=4327.3Pa循环推动力与循环阻力的比值为/=5458.6/4327.3=1.26循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.3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 辅助设备设计 一 辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =280.2kg/m3 乙烷 L2 =342.5kg/m3 压力取2.672MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=0.65*28.054/(0.65*28.054+0.35*30.070)

34、=63.41% 则 =300.2 kg/m3 进料质量流量：qmfh= 28.76*100=2876kg/h 取 停留时间：x为3天，即x=72h 进料罐容积： 圆整后 取V= 985m3 2回流罐（-18）质量流量qmLh=RqmDh=3.9936*28.054=7316.7kg/h设凝液在回流罐中停留时间为20min，添充系数=0.7则回流罐的容积 12.43m3取V=12.53塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =1832.1kg/h；产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数=0.7则产品罐的容积 672.5取V=6732 釜液罐取停留时间为天，即x=96h质量流量qmWh=3

35、600qmWs =9806.31kg/h 则釜液罐的容积 3926.6 取V=39273.塔顶冷凝器的设计Q=rcqnv=8.164*326.112*106/3600=7.4*105w用液氨冷却-5040，蒸汽-18，tm=26.7取K=600w/m2k,传热面积A=Q/Ktm=46.2m2二 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.00266m3/s, 取d=100mm规格为114*7的管子，液体粘度 取=0.2,相对粗糙度：/d=0.002查得：=0.0245取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀

36、一个，文氏管流量计1个取则qVLh =14.14m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.5m/s液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0078m3/s 选择150mm规格的液体粘度 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.0133查得：=0.023取管路长度：l=100m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则qVLh =31.8m3/h选取泵的型号：DSJH 扬程：17200m 流量：5900m3 /h3.釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qV

37、Ws = qmWs / =0.000846m/s ,取d=80mm 液体粘度 取=0.2,相对粗糙度：/d=0.00253查得：=0.025取管路长度：l=40m 取90度弯管3个，截止阀一个，文氏管流量计1个取则 qVLh =7.06m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：PRK 扬程：7200m 流量：3.5700m3 /h第六章 管路设计进料管线取料液流速：u=0.5m/s则取管子规格813。其它各处管线类似求得如下：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5703顶蒸气管1532510顶产品管0.5603回流管0.518

38、03釜液流出管0.5324.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594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。 将本设计的控制方案列于下表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=394.382FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=280.23PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=280.25HIC-01釜液面控制03m乙烷L=342.56TIC-01釜温控制020乙烷L=342.5附录一 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 m2Z塔高 mAa塔板上有效传质区面积 m2相对挥发度Ad降液管截面积 m2Fa气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)Ao板孔总截面积 m2Nt理论塔板数AT塔截面积 m2Np实际塔板数b液体横过塔板流动时的平均宽度 mn浮阀个数bc塔板上边缘宽度 mp系统总压力 kPa组分