乙烯乙烷精馏工艺设计说明书

1、乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书化工原理课程设计乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书学院（系）：化工与环境生命学部专业：能源化学工程学生姓名：杨旭学号:201341260指导教师：董宏光评阅教师：宀兀成日期：2016年7月7日第1章概述第2章方案流程简介2.1精馏装置流程2.2工艺流程2.2.1工艺流程2.2.2能量利用2.3设备选用2.4处理能力及产品质量要求2.5 设计的目的和意义-6 -4 -错误！未定义书签。-5 -错误！未定义书签。-5 -5 -错误！未定义书签。 错误！未定义书签。第3章精馏塔工艺设计 -7 -3.1设计条件 -7 -3.1.1 工艺条件 -7 -3.1.2 操作条件： -

2、7 -3.1.3塔板形式： -7 -3.1.4 处理量： -7 -3.1.5 安装地点： -7 -3.1.6 塔板设计位置： -7 -3.2 物料衡算及热量衡算 -8 -3.2.1 物料衡算 -8 -3.2.2 热量衡算 -8 -3.3 塔板数的计算 -9 -3.3.1相对挥发度的查取 -9 -3.3.2最小回流比计算： -10 -3.3.3 逐板计算过程： -10 -3.4精馏塔工艺设计 -11 -3.4.1 物性数据 -11 -3.4.2板间距和塔径的初步选取 -11 -3.4.3 校核 -12 -3.4.4塔板负荷性能图 -14 -3.4.4 塔高的计算 -16 -第4章再沸器的设计 -

3、16 -4.1设计任务与设计条件 -16 -4.1.1再沸器的选择 -16 -4.1.2再沸器壳程与管程的设计 -16 -4.1.3物性数据 -17 -4.3传热系数的校核 -18 -4.3.1显热段传热系数 KL - 18 -4.3.2蒸发段传热系数KE计算 -19 -4.3.3显热段及蒸发段长度 -20 -4.3.4传热系数 -21 -4.3.5传热面积裕度： -21 -4.4 循环流量校核 -21 -4.4.1循环系统推动力： -21 -4.4.2 循环阻力/ Pf: - 22 -第5章辅助设备设计 -24 -5.1辅助容器的设计 -24 -5.1.1进料罐（低温高压贮料） -24 -5

4、.1.2回流罐（-17 C低温保存） -25 -5.1.3塔顶产品罐（-17 C低温保存） -25 -5.1.4 釜液罐（4C低温保存） -25 -5.2泵的设计 -25 -5.2.1 进料泵 -25 -5.2.2 回流泵 -26 -5.2.3 釜液泵 -27 -第6章管路设计 -29 -第7章控制方案 -30 -第8章 经济分析二31-第9章 设计评述及心得 -.33 -.附录一主要符号说明 -31 -附录二第一次逐板计算数据 错误！未定义书签。附录三塔计算结果表 -37 -（1）操作条件及物性参数 -37 -附录四参考资料： -39 -第1章概述乙烯是用途最广泛的基本有机化工基础原料，大量

5、由烃类裂解制得。 为无色、略甜、易燃、易爆气体，可在加压和低温下液化，沸点-103.71 °临界温度9.2°，临界压力5.042MPa。乙烯是重要的有机化工基本原料，主要用于生产聚乙烯、乙丙橡胶、 聚氯乙烯等；石油化工最基本原料之一。在合成材料方面，大量用于生产 聚乙烯、氯乙烯及聚氯乙烯，乙苯、苯乙烯及聚苯乙烯以及乙丙橡胶等； 在有机合成方面，广泛用于合成乙醇、环氧乙烷及乙二醇、乙醛、乙酸、 丙醛、丙酸及其衍生物等多种基本有机合成原料；经卤化，可制氯代乙烯、 氯代乙烷、溴代乙烷。现在，乙烯衍生物包括大量有机产品和高分子材料， 因此，世界各国均以乙烯产量作为衡量一个国家石油化

6、工生产水平的标志 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，是实现乙烯分离和提纯的重要步 骤。精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置。蒸气由塔底进入。蒸发 出的气相与下降液进行逆流接触， 两相接触中，下降液中的易挥发（低沸点） 组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发（高沸点）组分不断地向下降液中 转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底， 其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。较常用的精馏塔包括 筛板式、泡罩式以及浮阀式等。再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。塔底流出的液 体，其中的一部分送入再沸器，加热蒸发成气相返回塔中，另一部分液体 作为釜残液取出。物料

7、在重沸器受热膨胀甚至汽化，密度变小，从而离开 汽化空间，顺利返回到塔里，返回塔中的气液两相，气相向上通过塔盘，而液相会掉落到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的 那部分液位。冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，可分为部分冷凝器和全凝器两种, 一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2章方案流程简介2.1精馏装置流程原料（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

8、器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶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 塔底产品米出。221工艺流程 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。2.2.2能量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-5 -乙

9、烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书力及企业的生存，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。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。包括适宜回流比和理论塔板数的选择, 进料位置的选择，进料热状态的选择，操作压力的选择等。精馏系统的能量集成：从全过程系统用能的供求关系进行分析，将过程系 统中的反应分离、换热等用能过程与公用工程（加热蒸汽、冷却水、电等） 的使用一同考虑，综合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸馏、热泵 技术、塔偶合技术等。通过能量集成，可进一步降低有效能损失，提咼系 统用能的完善程度。2.3设备选用本设

10、计采用筛板式精馏塔。筛板塔结构简单、造价较低、塔板阻力小等突 出有点，特别是近年来大孔径筛板塔的发展解决了困扰已久的堵塞问题。筛板塔已发展成为应用日趋广泛的一种塔板。塔釜配以立式热虹吸式再沸 器，与卧式热虹吸式和强制循环式相比，立式热虹吸式再沸器以釜液和换 热器传热管气液混合物的密度差为循环推动力，能耗小；其结构紧凑、占 地面积小、传热系数高等优点。但其壳程不能机械清洗，不适宜高粘度或 较脏的传热介质。2.4处理能力及产品质量要求处理量：180kmol/h产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf = 65%塔顶产品：xD = 99%塔底产品：xw < 1%2.5设计的目的和意义通过多级

11、蒸馏，使混合的乙烯乙烷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，进而在塔顶-6 -乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书得到高纯度的乙烯，在塔底得到高纯度的乙烷，为制备其他化工产品提供 主要原料。第3章精馏塔工艺设计3.1设计条件3.1.1 工艺条件饱和液体进料，进料乙烯含量Xf = 65% （摩尔百分数），塔顶乙烯含量Xd 二99%,釜液乙稀含量XwW 1 %,总板效率为0.6。3.1.2 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 30-40 C循环水加热方法间壁换热3）冷却剂：液氨4 ）回流比系数：R/Rmin

12、=塔板形式：筛板精馏塔3.1.4处理量：Fh=180kmol/h3.1.5安装地点：大连3.1.6塔板设计位置：塔顶3.2 物料衡算及热量衡算321物料衡算1. 总物料衡算D+W=FJDx d+Wx=Fxf解得： D=ii7.55kmol/h ;W 62.45 kmol/h2塔内气、液相流量：1) 精馏段：L =R*D; V =(R+1)*D;2) 提馏段：L =L+q*F; V =V-(1-q)*F; L =V +W;解得 L=573.06kmol/h V=690.61kmol/hL =753.06 kmol/h V =690.61 kmol/h3.2.2 热量衡算1）再沸器

13、热流量：Qr =wV =1653.987Kw再沸器热水的质量流量：gr二QR/Cp（T, -T2）=29.01kg/s2）冷凝器热流量：Qc =VD = 1543.7kw冷凝器冷却剂的质量流量:GCQcCp(T1 D=43.05kg/s-15 -3.3塔板数的计算3.3.1相对挥发度的查取图 3.1.1塔顶压力为2.6Mpa,假设塔顶温度为-17 CKa=1.0,K B=0.7: D二K/Kb=1.0/0.7=1.429;KioPiyi又因为XiXa=0.99， xb =0.01故 yA=0.99yB =0.007yA + yB=0.997|0.997-1|=0.003，所选温度基本符合以塔顶

14、相对挥发度对全塔进行逐板计算，需理论塔板40 （含釜），进 料板在第19块理论板上。即需实际板（40-1）/0.6=67块，以每块板 100mn乙烯清液注阻力计算，Pb二Pt+2=2600+67*0.1*9.8*402.8* 10 _3 =2626.45kpa塔底压力为2626.45kpa，假设塔顶温度为5.0 C查图 Ka=1.48,Kb=1.0 : w=Ka/Kb=1.48;xa=0.01xb =0.99所以 yA=0.0148 yB=0.99目a + yB = 1.0048 |1.0048-1|=0.0048，所选温度基本符合=（ ： d+w ）/2=1.45;把校正过的相对挥发度用于对

15、全塔进行逐板计算，需理论塔板41块（含釜），进料板在第20块。即需实际板（41-1）/0.6=68块。塔底压力为 Pb二Pt+2=2600+68*0.1*9.8*402.8*9.8*10 '=2626.5kpa332最小回流比计算:泡点进料：q=1q 线：xe= xfGX1 （二 T）x1.45X1（1.45-1） x代入数据，解得xe =0.65; ye=0.73Rmin=Xd - ye ye Xe=3.25yn1.45（1.45 -1）ynR=1.5Rmi n=4.8753.3.3逐板计算过程:y1= xd=0.99Xnyn=（ -1）ynyn 1Xn4.5. 0.994.5 1X

16、n 4.5 1乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书直至Xi< XF理论进料位置：第i块板进入提馏段：Xnyn:-（-1 ynyn1.45（1.45 -1）ynyn 1qnlqnv Xnqnwqn vXw"°9°4Xn°.°°°94直至xn< xw 计算结束。理论板数：Nt=n （含釜）（详细过程见附件一）3.4精馏塔工艺设计 3.4.1物性数据常压-17 C下，乙烯的物性数据:液相密度：3p l =402.8kg/ m气相密度：p v =36kg/ m3 （米用两参数普遍化压缩因子计算）乙烯 P C =5.041Mpa

17、 Tc =282.34K , T=256.05K P=2.6MPaTr=0.907 Pr=0.52查图Z=0.7? =PM/ZRT=48.834 kg/m液相表面张力：（T =2.598mN/m3.4.2板间距和塔径的初步选取计算两相流动参数：初选板间距Hr=0.4m 依据化工原理（下）图8225查得C2o =0.055<20；得 C=0.0366,.L ' V泛点气速 Uf 二 c =0.1167 m/s假设泛点率为0.8，则实际气速为 u=Uf *0.8=0.09336 m/s所需流通面积A= Vvs/u=1.69 m2选用单流型弓形降液管，假设 Ad / AT=0.09，

18、At =a/1-A =1.86m2AT=1.54 m圆整D=1.6m，实际泛点率则实际气速 y /（3.14 / 4 汽 D 2 =0108Am7AT）=0.74 （要求在0.6-0.8之间）溢流装置的选定取Ad / AT=0.09 ，底隙hb=40mm堰高hw=0.06m,依据化工原理（下） 图 8.2.23 查的 lw/D=0.7,bd/D=0.14 ，bd=0.224m iw=1.12mhow = 2.84汉 10E LV-=0.03I lW丿取 bc =0.05m 得 r=D/2-b c=0.75m取 bd=bs=0.06m 得 x= D/2-（bd+ bs）=0.636mAa=2（x

19、 “r2-x2 r2 si门令二 1.644m2r选孔直径为5mm（要求3-8mm，孔心距t=5do-12 -乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书2开孔数 n= Aa* / （二 /4* d。）=3036rlc开孔率为 =0.907（ 了 ）2=0.0363筛孔气速 Uo=V/SAcf Vvs/（ *Aa）=2.646 m/s3.4.3校核1）溢流强度校核qvLh =36.9m3/m.h<100-130 m 3/m.hl w2）液沫夹带量校核依据化工原理（下）图8.2.27查得 =0.006V s 丫ev= L L =0.056kg 液体/kg 气体。（须小于 0.1）1 -VvSv3）阻力校

20、核选取板厚为3mm则do/ =1.67，依据化工原理（下）图8.2.28查得C0=0.8.a .干板阻力ho=丄旦）2 =0.055m2g C0Ua=VVsf（A t -2*Ad）=0.0957m/s Fa= u?V1/2 =0.57依据化工原理（下）图8.2.29查得1 =0.78。溢流堰高hw=60mmb. 液层阻力 hL= -（hw - how） =0.0702mc. 克服液体表面张力阻力4* 10%h；*4-10=0.000526mpLgdo塔板阻力hf= h ；+h°+hL=0.1257m （阻力适当）4）降液管液泛校核a. 泡沫层厚度校核底隙厚度hb=40mm （要求在3

21、0-40mn）-37 -Hd二hw ho ： hf hd =0.225m，经过计算发现液面落差 厶可以忽略泡沫高度 Hd'二巴取 =0.6 贝S Hd' =0.375m<HT+hw =0.46mb. 液体在降液管中停留时间的校核A H-=6.475s （大于 4-6 秒）=0.016774mqVLsC.严重漏液校核漏液气速：口0乂0化罗日亦程ho =0.0056 0.1( hwhQ - h .-稳定常数 K=ife/ u 0' =1.817>塔板负荷性能图（具体数据见图1）a. 过量液沫夹带线1/3.232/32/3、qvvh =8.81A；

22、-( Ht _ 1.5hw _ 7.1 10 qvLh /lwb. 液相下限线3qVLh =3.07 lw =3.4384 m /hc. 严重漏液线qwh 二 a (b cqWh2/3)1/2a =1.594 104AoC。、；L =2414.6b =0.0056 0.13hw -=0.012874c=3.69 1O，/lw =0.000342 （具体数据见图 1）d. 液相上限线qVLh =720 HTAd=52.0992m3/he. 降液管液泛线a qVVh - b c q VLh2/3Pa3.934 10*/(A°C°)2=1.75*10-7Lb 二 Ht (： -1

23、)hw =0.1692c=1.18 1O*/(lwhb)2=5.88*10-6d =2.84 10 3(V )/lw2/3=0.00424 根据以上公式得到塔板负荷性能图如下:负荷性能图操作点为 VVh =568.07 mh V Lh =40.23m3/h操作线斜率为VVh/ V Lh =13.995依图 2 读出 Vvhmax=70(n3/h VVhmix=200m3/h则操作弹性=V/hmaJ VVhmix=3.5 (适且)344塔高的计算塔体高度二塔有效高Z+顶部高度+底部高度+其它按经验取值：顶部高度参考：1.2-1.5m;底部空间高度：与流体的流量和停留时间有关，参考值：液层2m,液

24、面-板：0.5-0.7m;其它高度：如人孔（u 450-500mm）,10-20层板或5-10米设一个，手孔： 不用附加高度。这里取5个人孔。进料口 ：取决于进料板的形式和进料方式，参考值：2HT=0.8。所以，Z=27.2m,塔高h约为35m （不含裙座）。第4章再沸器的设计4.1设计任务与设计条件4.1.1再沸器的选择选用立式热虹吸式再沸器塔底压力：2.626MPa4.1.2再沸器壳程与管程的设计项目 物料、物性壳程管程进口出口进口出口物料热水热水99%乙烯乙烷【1】同左【2】温度C）40 °C30 C5C5C压力（MPa绝压）0.1013250.1013252.6262.626

25、【1】99%是以乙烷含量计，饱和气体进【2】饱和液体出蒸发量：D二 Vms =5.755kg/s4.1.3物性数据1)壳程定性温度(35C )下的物性数据:热导率：入 c =0.648w/(m*K)粘度：卩 c =0.549mPa*s密度：p c =977.8kg/m32)管程流体在(45C 2.626MPa)下的物性数据:潜热：rb=287.4kJ/kg液相热导率：入b =0.09623w/(m*K)液相粘度:液相密度:卩 b =0.058mPa*sp b =389.8kg/m 3液相定比压热容：Cpb= 3.407kJ/(kg*k)表面张力：(T b= 0.002846N/m气相粘度：气相

26、密度：卩 v =0.00817mPa*sp v =48.834kg/m 3查沸点压力图 塔底温度为5C P/At=70.5Kpa/K2( t/A P) s=1/( P/At)*g=0.000139m K/kg4.2估算设备尺寸传热温差：A t( T - t b)29T7K t b)m l (-仏)In ()T2 -如热流量:Qr 卫6b53.987KW假设传热系数：K=800W/( m K)估算传热面积Ap二-QR69.56540209mK边垢拟用传热管规格为： 25x 2.5mm,管长L=3000mmAp则传热管数：Nt二盏96若将传热管按正三角形排列，按式b =1.1 Nt得：b=18.9

27、管心距：t=0.03125m则壳径：Ds 二 t (b U634、5dmm取 Ds= 700mmL/Ds=4.73 (要求 4-6 之间)250mr)i取管程进口直径：Di =250mm700mn换热器最大允许接接管直径管程出口直径：D0=350mm.4.3传热系数的校核4.3.1显热段传热系数KL假设传热管出口汽化率Xe =0.2则循环流量：Wt二D28.775kg/sXe1. 计算显热段管内传热膜系数:i传热管内质量流速：G二=3l0.23kg/( m2? s)s0di =25-2 x 2.5=20mms0 =寸=0.NT93m2雷诺数：Re -亜 106975.7397巴C 卩普朗特数：

28、P 二-053476047显热段传热管内表面系数：Re0.8 Prn =1557.515657w/( m2K)2. 壳程传热系数计算：o再沸器当量直径de的确定de选取折流板间距为doB=500mm 一共设4块折流板。=0.0215mS 二DB(1 -do/t) =0.0808 m2循环水的质量流量:QrCE -T2)=39.63kg/sRe = dem =358.15686310.5-1.5 之间)壳体内水流速为uo =0.502m/s°(对于水要求壳体流速在管外表面传热系数：o =0.36 Re0.55Pr1/3 4046.381969 w/( m2 K)de污垢热阻选取对于有机

29、物污垢热阻Ri =0.176 m2 K/Kw对于热水污垢热阻Ro=0.26 m K/Kw换热管壁材料为不锈钢，热导率=45w/mK则热阻为R-=5.56E-06 m K/w k3. 显热段总传热系数K-的计算2w/( m ? K)吩(wd)=22-94mm=651.097897K L d0d0d01亠+R亠Rw+Ro + :idididm：04.3.2蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：G=3600G= 1116826.722kg/( m2? h)1丄ockhut-martinel参数：当 x = Xe时X tt = M- X)/ X 严(P = P J+b ® 丿.1 1

30、.269 则 1/Xtt=0.788查设计书P96图3-29得：aE = 0.3当 x =0.4 Xe=0.08 时_.0.11/ X tt 1- X 1 =b % 匕 0.305再查图3 29 , =1(aE +a)2. 泡核沸腾压抑因数：:-=0.65泡核沸腾表面传热系数：0.690.33QdiApr2i/ b扎 b 0.68:.n0-225 bPrdi=756207.0247w/( m2? K)-1Pdi0.313. 单独存在为基准的对流表面传热系数：2w/( m ? K)对流沸腾因子：Ftp"5 1 Xtt 0.5叮.8842两相对流表面传热系数：a tp -

31、=z2t839.646846w/( m ? K)+ R=do35R9d91Ro+丄d i d mo沸腾传热膜系数：-VtP=anb 494374.2129w/( m?K)w/( m? K)4.3.3显热段及蒸发段长度(At 'LbcL=0.0?5363391空+辿丄俎CpwUWtLBc=0.046090174mLcd 二 L - Lbc2.953909826m434传热系数K 厂 K L LB1348EL3D366w/( m2? K)实际需要传热面积： A = Q./ |=428132711m4.3.5传热面积裕度：H 二 Ap - A=6A5%>30%传热面积裕度合适，满足要求

32、。4.4循环流量校核4.4.1循环系统推动力:i. 当 X=1/3Xe时XttH x x0.90.1=4.12yj178.0013kg/m3两相流的液相分率：Rl =( X 2 + 2=Xtt + 1)0.5 0.403两相流平均密度：P tp = P v d - RJ+PbRLii. 当 X = Xe时Xttt0.5 $/0.11.3440.2413120.612kg/m3则循环系统的推动力：两相流的液相分率：Rl ' =X0.5(X2 + 21Xtt + 1) 两相流平均密度：P tp ' = P .(1 - R=)+卩b Rl 根据课程设计表3 19得：l=0.9m, A

33、P.|LcJpPttp g = 5071.036308pa442循环阻力/ Pf :1)管程进出口阻力厶P1wi进口管内质量流速：G = 0.7詡6.1994964kg/(m2 s)釜液进口管内流动雷诺数：Re二=2526721.967-b进口管内流体流动摩擦系数：0.380 7543 “0.01227= 0.015053379进口管长度与局部阻力当量长度：2L 二2m0.3426(Dj /0.254-0.1914)管程进出口阻力：P = =777.952Pa2)传热管显热段阻力 P2宀0=327.1202547创(启 s)DiGRe 二十=112800.0878 b、ccc 0.7543=

34、0.01227-r° = 0.021341237.p , LBC=6.750578333 Padi 2订3)传热管蒸发段阻力 P3 气相流动阻力 Pv3Gv 二 xG=43.61603396kg/(m2 s)Rev 二退 =106771.197»v0.7543v =0.01227=0.021532571Re；.pv3 =晋會008Paa.液相流动阻力 PL3ReL = dG 694012.7802GL二G-Gv=283.5042207kg/(nf s)、00：227 + °.7543 =0.016818042 L =0.012270.38ReL-PL3RD 殳二

35、256.0883954Padi2订曲3=(尿？ +PL/4)4 = 2469.48913Pa2)管内动能变化产生阻力厶P4 动量变化引起的阻力系数：'M 一 (1 - Xe) 2 =九 P 2.239504707RlPv(1Rl)R =G M /?b = 614.7874821Pa5. 管程出口段阻力厶P5a.气相流动阻力 Pv5G 二 Wt =299.0813757kg/(m2 s)兀D： 4Gv 二 xG =59.81627514kg/(m2 s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：2- Do 0.0254=40.78699237mL 一 0.3426 D。0.0254-0.19

36、14Rev = diGv =2562508.727V 0.7543 = 0.015038543 V 一 0.012270.38LGv'V- =25.94989668di 2vb.液相流动阻力 PL5乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书u-41 -Gl 二G _Gv =239.2651006kg/(m2 s)ReL 二 曇 =1443841.124、-0 01l2b=7 +0.75430.015712918L 一 0.012270.383217厶R.5 =壬ReLPaar =(迥/4 + apL/4)4 = 1027.923349Pa所以循环阻力： Pf= P1 + P2 + P3 + P4

37、+ P5=4896.5582Pa 又因 PD=5071.036308Pa所以( Pd- P)/ Pd=0.034406788,在 0.010.05范围内，故满足循环流量校核要求第5章辅助设备设计5.1 辅助容器的设计5.1.1进料罐（低温高压贮料，泡点进料）-9 °C 111 乙烯 p L1 =377.95kg/m3乙烷 p L2 =421.035kg/m3压力为进口管压力=2600，ghf N =2.613MPaN :为进料板实际板数减1 （由上至下）。由上面的计算可知 进料Xf =65% 一Wf =63.41%100 Q 则 L 一 63.41100 -63.41 =392.66

38、 kg/m377.95421.035进料状态下的平均分子量:M =0.65*28.05+0.35*30.07=28.757进料质量流量：Fmh=28.757F=5176.2&g/h填充系数取：k=0.7取停留时间：x为5天，即x=120h进料罐容积：V二Fm2259.87m3! : k圆整后取V=1410m3【1】-9 C是对应该压力下混合物的泡点。查取方法同求塔底温度类似5.1.2回流罐（-17 C低温保存）质量流量 Lmh=28.05L=16074.33kg/h设凝液在回流罐中停留时间为 0.5h,填充系数u =0.7 则回流罐的容积 V二二28.5m3取V=30m3%1®

39、;5.1.3塔顶产品罐（-17 C低温保存）质量流量 Dmh=28.05D=3297.28kg/h;产品在产品罐中停留时间为120h,填充系数u =0.7则产品罐的容积 V = DmhX = 1403.3m3取V=1405m35.1.4釜液罐（5.0 C低温保存）取停留时间为5天，即x=120h质量流量 Wh=30.07W =1877.87 kg/h则釜液罐的容积 V 二 Wmh X 二 738.62m3取 V=740m3：'L25.2泵的设计5.2.1进料泵（两台，一用一备）取液体流速：u=2.0m/s液体密度：l = 39266m3% 二 Fms/1 =0.00365 m 3/s=

40、0.048m依据化工原理（上）附录 S-S2.1可以选取57 2.5 mm型无缝钢管di =52mm液体混合粘度粘度 (X11/3 (1-Xf”21/3)3 =0.06221 mPa s取 £ =0.2相对粗糙度：£ /d=0.0035Redu£5= 3.2 10查得：入=0.026取管路长度：l=80m取90度弯管4个=0.75 ,截止阀一个 =6.4，文氏管流量计1个le=12d突然扩大 =1,突然缩小 =0.51 +瓦 leu2 也pc二 hf = （）4.177md2g Pgz=20m （估计值）贝S He w；Z 泌丄 ' hf 二 24.3m电

41、2gLVh 二 d2u 3600 = 10.015m3/h4选取泵的型号：65Y-60B 扬程：38m流量：19.8m3 /h5.2.2回流泵（两台，一备一用）取液体流速：u=2m/sLvs 二 Lms/ ；=0.0114m/Sd = |乩 =o.084m管规格为 897.5mm兀u液体粘度=0.05745mPa s取 £ =0.2相对粗糙度：£ /d=0.00225乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书-59 - duP 一 . sRe7.4 10查得：入=0.025取管路长度：l=80m取90度弯管41 +送 le' hf =（d.:Z = 35 m估计值）则He Pg

42、Lvh = ： d2u 36004选取泵的型号：5.2.3釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=2m/sWv s 二 W0/0012m/s个，截止阀一个，u2 pc7.22m2g 勺+Z hf =42.2m 2g= 45.91m'/h80Y-60 扬程：60m 流量:文氏管流50用 /hd 二二 0.028m取管路规格38 2.5液体粘度 '- 0.05766mPa s取 £ =0.2相对粗糙度：£ /d=0.00526du°5Re3.5 10查得：入=0.03取管路长度：l=80m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个1 亠二 le&#

43、39; hf=（'遵詈简z=5m（估计值）则 He = ：Z -Pf 邑 ' hf = 12.5mPg 2gLvh 二一d2u 3600 = 4.3m/h4选取泵的型号：50Y-60B扬程：38m 流量：9.9m3 /h 5.2.4塔顶产品泵（两台，一备一用）取液体流速：u=2m/sWv s 二 W0/00267m/sd =J4W“ = 0.038m二 u取管路规格：:45 2.5取 £ =0.2相对粗糙度：£ /d=0.0044Re5= 3.2 10查得：入=0.03取管路长度：l=80m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个'Qu2 pc

44、 hf =（）10.8md2g Pgz=35m （估计值）则 He 二：Z pf u v hf 二 45.8m 中2gLvh 二 d2u 3600 =8.2m /h4选取泵的型号：50Y-60A 扬程：49m 流量：11.2m3 /h5.3塔顶冷凝器的设计设计条件项目物料、物性壳程管程进口出口进口出口物料液氨氨的气液 两相199沱烯乙烷汽态同左 液态温度C）-50.0 °C-33.4 C-17 C-17 C压力（MPa绝压）0.1013250.1013252.62.6利用液氨蒸发吸热的性质可以把塔顶乙烯汽体冷凝。常压下液氨沸点为-33 4C。Qr 二Vvs rw = 1543.7KW

45、 假设换热系数K=1200wM .KQr需要换热面积为K Tm =54.3 m2若选择25汉2型换热管 管心距为32mm管长3m,则需要管数231根第6章管路设计进料管线取料液流速：u=2m/s贝卩d庄二0.048mV兀u取管子规格57X 2.5。其它各处管线类似求得如下:名称管内流体流速（m/s）管线规格（mm）进料管2.0 57 X 2.5顶蒸气管10 159X 2.5顶产品管2.0 45X 2.5回流管2.0 89X 2.5釜液流出管2.0 38X 2.5塔底蒸气回流管10 159X 2.5仪表接管/ 25X2.5第7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

46、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p L（kg/m3）操作参数1FIC-01进料流量控制08700kg/h乙烷、 乙烯p l=392.68640 kg/h2FIC-02回流定量控制020100kg/h乙烯p l=390.120057 kg/h3PIC-01塔压控制03MPa乙烷p v=44.632626KPa4HIC-02回流罐液面控制01m乙烯p l=390.10.8m5HIC-01釜液面控制03.5m乙烷p l=402.353m6TIC-01釜温

47、控制110°C乙烷p l=402.354.3 C第8章经济分析初步的经济分析主要包括项目总投资估算、主要设备费用估算、项目生产成本分析、项 目经济效益评价等几个方面。其中，项目总投资一般由固定资产投资、流动资金、建设 期贷款利息等几部分组成。1）总固定资产投资采用费用系数法，以项目设备投资为依据，分别采用不同系数估算建筑工程费、 安装费、 工艺管路费以及其他费用等。计算公式如下：K固定=一 K设备（1尺R2R3R4）1.15建筑工程费用系数R1,取0.72;安装工程费用系数R2，取0.15；工艺管道费用系数R3,取0.35;其他费用系数R4,取0.37；设备投资额K设备的估算，一般取

48、主要设备的总价，然后乘以与次要设备、备品配件的投 资及运杂费相关的费用系数，通常该系数可取为1.2。计算公式如下：K设备=K主设备匸2课程设计中涉及的主要设备有精馏塔、再沸器、冷凝器。由于冷凝器不进行详细设计， 因此其费用采用比例系数估算。计算公式如下：K主设备二K精馏+K再沸器2精馏塔设备估算采用重量法计算，计算公式如下：K精馏=W塔体CM壳+W塔板CM板（塔体材料CM壳取12000元/吨；塔板材料CM板单价取60000元/吨，此材料价格已 考虑加工因素）精馏塔塔体重量主要由封头重量和壳体重量组成。W塔体 h D（L 0.8116D）t?D为塔体直径/m，L为塔高/m，p为材料密度7.85t

49、 on/m3t为壁厚/m，其估算公式如下：P C = 1.15 P 操作t = 1.15PcD2二-PcU为焊接效率分数，取0.8;c壳体最大许用应力，取189MPa；Pc为设计压力，可取操作压力的1.15倍; 精馏塔塔板重量计算公式如下：2W塔板=02 Dt板、N板再沸器重量主要由换热器壳体、管束和折流板重量之和进行估算，计算公式如下:W再沸器"（W壳体W管束W折流板”0.86再沸器壳体厚度估算参见精馏塔塔体厚度估算公式，推荐再沸器壳程设计压力为1.5Mpa，计算公式如下：K再沸器二W再沸器CM再沸器w壳体二Dt壳体"（L管长+2 H封头）再沸器管束重量估算：管束一D管径

50、Lt，N管数再沸器折流板重量估算:W斤流板-08 D壳径t折流板"N折流再沸器设备估算采用重量法计算，计算公式如下: 再沸器材料CM再沸器取36000元/吨。由以上公式及经验值计算得到:K精馏=51w，K再沸器=7.22w，K固定二234w所以项目总投资约为308.86万元。2）项目成本项目成本主要包括直接生产成本和设备折旧成本。原材料及辅助材料费由各项原材料、辅助材料（包括催化剂、溶剂、包装材料等）的消 耗量乘以单价而得。公用工程费按照公用工程的消耗量（水、电、蒸汽、冷剂等）乘以单价来定。设备折旧成本指设备在使用过程中逐年消耗磨损和损耗的补偿。对于化工厂而言，一般 取总设备费用10

51、%。项目成本费约为23861.064万元/年项目经济性一般通过投资回收期来评估，即项目的净收益抵偿全部投资所需要的时间。 投资回收期(年)=总投资/年净利润年净利润又称税后利润，由毛利润扣除税费算得，税率一般可取25%。毛利润由年度销售总收入减去总成本算得。一般年度销售总收入可由年度产品总销售量 乘以全年产品均价进行估算。经初步计算，该项目销售额为25512.65万元/年，毛利为1342.72万元/年，净利润为1007.043万元/年。投资回报期约为0.34年。第9章设计评述及心得为期两周的课程设计使我更具体地认识了自己所学的专业课程和知识。在完成的过程中，需要结合包括化工原理，化工热力学，物理化学等方面的知识，使我的知识体系 更完善，也增加了学习的实践性。对于简单的精馏塔的工艺设计过程中的各个步骤，我 都能简要说出它的原理和步骤。对于上课时涉及较少的工艺流程也更加熟悉理解。同时 我也深深地感到化工设计的复杂性和多因