化工原理课程设计乙烯

1、姓名：院系：学号：指导老师：时刻：2011/7/1刖言本设计讲明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、 辅助设备、管路设计和操纵方案共七章。讲明中对精徭塔和再沸器的设计运算做了详细的阐 述，关于辅助设备和管路的设计也做了简单的讲明。鉴于设计者体会有限，本设计中还存在许多的错误, 期望各位老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！名目第一章 概述 4 第二章 方案流程简介 6 第三章 精馏塔工艺设计 8一、设计条件 8二、物料衡算及热量衡算 81、物料衡算 82、回流比运算 93、全塔物料衡算 104、逐板运算塔板数 11 第四章 精馏塔工艺设计 141. 物性数据 142. 初估塔径 143. 塔高

2、的估算 154. 溢流装置的设计 15165. 塔板布置和其余结构尺寸的选取6. 塔板流淌性能校核 177. 负荷性能图 18 第五章 再沸器的设计 20一、设计任务与设计条件 20二、估算设备尺寸 21三、传热系数的校核 22四、循环流量校核 25 第五章 辅助设备设计 28一、管路设计 28二、辅助容器的设计 30三、泵的设计 31四、传热设备 35第七章 操纵方案 3738附录 1 过程工艺与设备课程设计任务书 附录 2 精馏塔及再沸器运算结果汇总 43 附录 3 要紧符号讲明 46附录 4 参考文献 48第一章概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备要 紧包括精馏塔及再沸器和冷

3、凝器。精馏塔精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区不 可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。本设计为板式精 馏塔。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板，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。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和 提馏段，而在塔顶和塔底分不引出一股产品。精馏塔内，气、 液两相的温度和压力自上而下逐步增加， 塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板塔板的 优点，塔板上的孔较大，每个孔还装有

4、能够上下浮动的浮阀。再沸器作用：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。本设计采纳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：1、循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。2、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3、壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4、塔釜提供气液分离空间和缓冲区。冷凝器 （设计从略）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

5、案流程简介精馏装置流程精馏确实是通过多级蒸馏，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

6、返回塔内作为气 相回流，而其液相则作为塔底产品采出。工艺流程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，以临时储存，运输和预热（或 冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳固的运行。必要的检测手段为了方便解决操作中的咨询题，需在流程中的适当位 置设置必要的外表，以及时猎取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地点设置人孔和手孔， 以便定期的检 测修理。3） 调剂装置 由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剂， 以保证达到生产要求， 可设双 调剂，即自动和手动两种调剂方式并存，且随时进行切换。设备选用 精馏塔选用浮阀

7、塔，配以立式热虹吸式再沸器。处理能力及产品质量处理量： 140kmol/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%第三章精馏塔工艺设计一、设计条件工艺条件：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 = 99%,釜液乙烯含量xw < 1%,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：制冷剂4）回流比系数：R/Rmi n=1.53. 塔板形式：浮阀4. 处理量：qn fh=140kmol/h5

8、. 安装地点：大连6. 塔板设计位置：塔底二、物料衡算及热量衡算1、物料衡算塔顶与塔底温度的确定、塔顶压力 Pt=2500+101.325=2601.325KPa 假设塔顶温度Tto=-17 C查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.99nxi 1 YA/KA1 Ya / Kb 1 0.0029i结果小于10-3。因此假设正确，得出塔顶温度为-17C。用同样的运算, 能够求出其他塔板温度。a 1=KA/KB=1.0/0.71 = 1.408、塔底温度设 NT=41 (含塔釜)贝卩 NP=(NT-1)/NT=67按每块阻力降100液柱运算pL=410kg/m3贝S P 底二P 顶+N

9、P*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.81/1000=2.63KPa假设塔顶温度Tto=5 CXA=0.02查P-T-K图 得KA、KB因为nyi 1i结果小于10-3。因此假设正确，得出塔顶温度为够求出其他塔板温度。Xa Ka 1 Xa /Kb10.0035C。用同样的运算，能a 2=KA/KB=1.15因此相对挥发度a = (a 1+ a 2)2、回流比运算泡点进料：q=1q 线：x=xf = 65%/2=1.429x1.429x1)x1 0.429xRmin 匹 yeye Xe0.99-0.7263470.726-0.65"代入数据，解得xe=

10、0.65;ye=0.728;R=1.2Rmi n=5.21;3、全塔物料衡算qn Dh+qn Wh=qnFh3 qn Dhxd+qn Whxw=qn Fhxf解得 qnDh =91.43kmol/h ;qnWh=4kmol/h塔内气、液相流量：精馏段：qnLh=RqnDh;qnVh =(R+1)qnDh提留段：qnLh' = qnLh+q x qnFh; qnVh' = qnVh-(1-qX ) qnFhM=xf MA+(1-xf) MB=0.65 x 28+ 0.35X 30=28.7kg/kmo lMD=xd MA+(1-xd) MB=0.98 x 28+ 0.02X 30

11、=27.75kg/ kmolMW=xw MA+(1-xw) MB=0.02 x 28+ 0.98X 30=29.98kg /kmolqmf= qnfh x M=4018kg/sqmD= qnDhx MD=2537.18 kg/sqnW=qnWh x MW=1456.13 kg/sqmL=R x qmD =476.194 kg/sqmV=(R+1) qmD =567.6 kg/sqmL' = qmL +q x qmf =616.194 kg/sqmV' = qmV -(1-q) x qmf =567.594 kg/s4、逐板运算塔板数 精馏段：y1=xD=0.99Yn 1qnL

12、qqnFXnq nLqqnFqnWqnWXWqnL qqnF q nW1.085Xn直至xn< xW运算终止。理论板数:由excel运算的如表0.00085Nt=42 (含釜)逐板运算序号xy10.985771P 0.9900020.9800620.98596330.9733130.98117440.965371:0.97551250.956073P 0.96884960.9452540.96104970.932756:0.95197480.918435P 0.94148990.902180.929476XZYnYnxn 广(1)Yn1.4290.429ynRXdyn 1Xn0.8389

13、xn 0.159R 1R 1直至xi< xf理论进料位置：第i块板进入提馏段：YnYnxn(1)Yn 1.4290.429 Yn100.8839250.915839110.863667:0.900524120.8414850.883531130.8175470.864922140.792114:0.84484150.765540.823504160.7382530.801212170.71073:0.778321180.6834640.755231190.656930.732358200.633624:0.711929210.605275P 0.686642220.5715130.655

14、883230.532304:0.619251240.4880790.57671250.4398070.528726260.38897:0.476351270.3374110.421193280.2870770.365251290.239739:0.310639300.1967550.259277310.1589490.212639320.1266220.17162330.0996370.136545340.0775610.107266350.059798:0.083314360.0456940.064041370.0346120.048738380.0259790.036715390.0192

15、960.027347400.0141480.020096410.010199:0.014511420.0071780.0102265、确定实际塔底压力、板数:实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=69 ；塔底压力 Pb二Pt+0.217X 9.81 x 0.1 x 69( Np) =2.667KPa;0.47为塔顶丙烯密度)第四章精馏塔工艺设计1物性数据2.66Mpa、5C下，塔底混合物质的物性数据：气相密度：P V =35kg/ m3液相密度：p L =420kg/ m3液相表面张力=2.73mN/m2初估塔径气相流量：qmVs=4.727kg/s qVVs二qmVs/ p v=0.13

16、51m3/s液相流量：qmLs=5.132kg/s qVLs=qmLs/ p L=0.0122m3/s两相流淌参数：Flv亠=0.3136qVVs VqmVs¥ L初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P237泛点关联图，得：C20=0.0587 0.2 因此，气体负荷因子：C C20 一 =0.038920液泛气速：Uf Cj _- = 0.129m/sV V取泛点率为0.7操作气速：u二 泛点率 x uf =0.0904 m/s 气体流道截面积：A 竝 =1.494m2u选取单流型弓形降液管塔板，取 Ad / At=0.12；则 A / AT=1-Ad / At =0

17、.88截面积：AT=A/0.88=1.697 m2塔径:DAT =1.47m圆整后，取D=1.6m 实际面积：AT -D2 =2.011 m24降液管截面积：Ad二AT X 0.12= 0.2413 m2 气体流道截面积：A=AT-Ad=1.7693m2 实际操作气速：u 独=0.076m/sA实际泛点率：u / uf =0.5913塔高的估算Np=69有效高度：Z= HT X Np=31.05m圭寸头:0.8m进料处两板间距增大为0.7m 设置5个人孔，每个人孔0.8m 裙座取5m,塔顶空间高度1.5m, 釜液上方气液分离高度取1.5m.设釜液停留时刻为30min釜液高度： Z 30 604

18、qmWs=0.862m 取其为 0.9mL D2因此，总塔高 h=31.05+0.7+5+1.5+1.5+0.9+0.8X 5=45.45m 4.溢流装置的设计降液管(弓形)T Ad / At 0.12 取 LW /D 0.75，则有 LW 1.2m 验算 qvlh /l w36.65m3/ (m.h)v 100m3/ ( m.h)二 Lw 1.2m查化工原理下235页图10.2.23得：bd / D 0.17 bd 0.272溢流堰取E近似为1.025则堰上液头高：how2.842/310 3E qvLhlWhow 0.0336m> 5mm取堰高hw=0.04m,底隙液体流经底隙的流速

19、：ub<0.5m/s符合要求hb=0.04mubqvLs1 w hb0.01221.2 0.040.25475.塔板布置和其余结构尺寸的选取 取塔板厚度6 =4mm进出口安全宽度 bs二bs =70mm边缘区宽度bc=50mm查化工原理下235页图10.2.23得:bd/D 0.17bd 0.272x (bd bs) =0.458mr= bc =0.75m2 有效传质面积：A 2(x . r2 x2 r2 sin 1 ) = 1.34 m2 选取F1型的浮阀，重型，阀孔直径 d0=0.039m;初选F0=10;一F。运算阀孔气速血1.69輕浮阀的个数=66.9 qvvs'n 圆整

20、取67个d02u。4A0 nn d02=0.08m24 t .O.9O7/(A0/Aa)d00.907/(0.08/1.34) 0.039 =0.152m选错排方式，其孔心距取 运算得160mm=1.69mqvvsAF0=uox因此F0=10正确=9.998=0.0398%<10% 因此，符合要求6.塔板流淌性能校核 液沫夹带量校核 验证泛点率F1n d；4-D24n空D2Vs JV1.36LsZ L VAbKCFFiFiK=1；由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数CF =0.120按照表5-11所提供的数据K=10.78AtKCfZ=D-2bd=1.

21、056m;Ab=AT-2Ad=1.528;F1=0.317 或 F1=0.256均低于0.8,故可不能产生过量的液沫夹带。 塔板阻力hf的核对hf= ho+hl+h(T临界孔速，联立方程阀全开:h05.342Uo2g496m/sv 1.69m/s得未全开时73-1/25 19930鳥5 L 得 Uoc ()()=1-v3ho=0.0648(m)hl =00-4tWx(OW.04 +0.04)=0.036 (m)=0.00006 8 4m10 3 Lg d0hf= ho+hl+h(T =0.1008m 液柱降液管液泛校核hOWhf hd可取 =0式中hd2Ud2g0.1532qVLslW hb1

22、.188 qvlh1 Whb2=0.0099 m则 Hd hW hOWhf hd =0.1907 m 液柱 取降液管中泡沫层相对密度：=0.5 则Hd'如=0.3814 m液柱HT+hw=0.45+0.04=0.49> Hd因此可不能发生液泛液体在降液管中的停留时刻也鱼=8.88s>5s满足要求qVLs严峻漏液校核取 F0' =5;二0%5/ 厂v=1.89> K5芈.0;U0故可不能发生严峻漏夜7. 负荷性能图过量液沫夹带线取 F1 = 0.8FiVV1.36LsZAb KCfAb>0.78AT时用第一式（多见）F1qws JV L V0.78AtKC

23、fAb=AT-2Ad=1.5280.78 AT =0.78X 2.0106=1.5686Ab相当于0.78 AT得 qvvs=0.486-4.799qvlsqvvh=-4.799qvlh+1749.6由上述关系可作得线液相下限线2/3how 2.84 10 3E 虹 0.006取 E=1.0Iw与y轴平行整理出：qvLh=3.07lw=3.68 由上述关系可作得线严峻漏液线Fov 5,会产生严峻漏液，故:取 F0=5;qvvh=3600A0u0;uo F°/v 5/ 仁=0.85qvvh=243.4;由上述关系可作得线液相上限线令 A Ht=5sqVLs得:qvLh720Ht Ad

24、=78.17;由上述关系可作得线浆液管液泛线令 Hd' =HT+hW将 HdhW h°Whf hd =0作得降液吕液泛线II.o6 40 -o8G4n-OSG4 21 o - F-j2222112153.46 10 qwh3.77 10 qvih33.75 10 7q：、F、-srT 关系口020406080100120以及 how 与 qVLh , hd 与 qVLh , hf 与 qVVh , qVLh的关系全部代入前式整理得：C1 线 y型毀x软y魁K亠球护线操作弹性：qVVhmax / qVVhmin 3.7因此差不多满足 要求第五章再沸器的设计一、设计任务与设计条件

25、1. 选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.6MPa压力降：Np x hf=69 x 0.98=67.62（m液柱）塔底压力=2667kpa2.再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度(C)1005压力(MPa绝压)0.10132.667蒸发量：Db= q,mVs =4.73kg/s物性数据壳程凝液在温度(100C )下的物性数据：潜热：rc=2319.2kj/kg热导率：入 c =0.683w/(m*K)粘度：卩 c =0.283mPa*s密度：p c =958.4kg/m3管程流体在(5C 2.667MPa)下的物性数据：潜热：rb=279.12kj/kg液相热导率：入b =90.714mw/(m

26、*K)液相粘度：口 b =0.0566mPa*s液相密度：p b =420kg/m3液相定比压热容：Cpb= 3.428kj/(kg*k)表面张力：。b= 0.00273N/m气相粘度：口 v =0.0005mPa*s气相密度：p v =35kg/m3蒸气压曲线斜率(厶t/ P) =0.000181 m2 K/kg二、估算设备尺寸热流量Qr Vb b Vc c = 1431885.6w 传热温差： T tb=100-5=95K假设传热系数：K=880W/( m2 K) 估算传热面积Ap2=17.12 m2K tmL=3000mm=bx b/1.21拟用传热管规格为：25x 2mm,管长 则传热

27、管数：上 =73d°L若将传热管按正三角形排列，按式NT 得：b=9.37管心距：t=0.0344m则壳径S： t(b 1) (23)d°=0.363m取 D= 600mmL/D=5取管程进口直径：Di=0.1m管程出口直径：Do=0.25m三、传热系数的校核1.显热段传热系数K假设传热管出口汽化率Xe=0.2则循环气量：W “ =25.65g/sXe运算显热段管内传热膜系数 a i 传热管内质量流速G Ws0di=25-2 x 2=21mmSodi2NT=0.02534G Wl= 1018.7kg/( m2? s)雷诺数花匹 =377981.7普朗特数:=2.14b显热段

28、传热管内表面系数：.0 023丄Re。" P4= 39'dir01.14w/( m2 K)2) 壳程冷凝传热膜系数运算a o蒸气冷凝的质量流量m Q = 0.617kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：md°NT1528.5<21000.108kg/(m? s)4MRe管外冷凝表面传热系数：1/321/3= 5380.8w/ (m2Reo /3) 污垢热阻及管壁热阻沸腾侧：Ri=0.000176 m2? K/w冷凝侧：Ro=0.00009 m2? K/w 管壁热阻：Rw=b/ 入 w= 0.0000176m2?4) 显热段传热系数K)K/wdm=(di

29、+do)/2= 0.035m-=1182.08w/( m2? K)k 1d0d0d0-R'RwRoid'd'dm02. 蒸发段传热系数KE运算传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 qmws = 3667503.115kg/( m2? h)Lockhut-martinel 参数：Xtt 1 x x v b b v=1.613则 1/Xtt=0.61994查设计书P96图3 -29得：a E=0在 Xe=0.15 X = 0.4Xe=0.06 的情形下0.9f0.50.1v b1/Xtt X 1 X b v再查图 3-29,a' =0.22)泡核

30、沸腾压抑因数：泡核沸腾表面传热系数=0.1814=(a E+a' )/2=0.10.69b0.68nb 0.225 di=20141.19w/( m2?QdiAprb bK)0.330.31b 1 pdiv3)单独存在为基准的对流表面传热系数 b-Q8 0.4i °.°23 b Re1 X Prdi沸腾表面传热系数：ke对流沸腾因芥tp 3.5 1 Xtt两相对流表面传热系数tp： Ftpk)0.5=3649.41w/( m2? K)1.71=6252.8 w/( m2?Ke 1沸腾传热膜系数V：do R d o Rw do3显热段及蒸发段长度ttP a nbRo

31、o=8266.9w/( m2? K)= 1260.3w/( m2? K)lbcLBCdiNTKL 圻 P sCPwL LWt=0.021L= 0.0164=0.0055LCD=L- LBC = 2.98m4传热系数Kc KlLbc KeLcd. L 二 1458.7实际需要传热面积：a Qikc tm = 10.33m25.传热面积裕度：H Ap Ac. Ac 二 0.66>0.30因此，传热面积裕度合适，满足要求四、循环流量校核1 .循环系统推动力：1）当 X=Xe/3= 0.067 时>0.9=X98 1 x x两相流的液相分率L0.5b bXtt0.1X2 21Xtt0.51

32、=0.436两相流平均密度：1tpv2）当 X=Xe=0.2t 0.9Xtt'1 x x v两相流的液相分率:Rlb Rl0.50.1b b vXtt2 05Xtt 21Xtt 1两相流平均密度：'tp =136.445kg/m3按照课程设计表3- 19则循环系统的推动力：得:=202.97kg/m3=2.20.305Rlb RlL=0.9m,LcDtptpg=5147.3pa2 循环阻力/ Pf:管程进出口阻力 进口管内质量流速G 釜液进口管内流淌雷诺数:P1W0.785D：ReDG=522.537kg/(m2 s)=2308027.9进口管内流体流淌摩擦系数：0.7543_

33、i 0.01227 R38=进口管长度与局部阻力当量长度:(Di /0.0254)20.01515L ' 丿=29.298m0.3426(Di/0.254 0.1914) 管程进出口阻力L： G2 =577.16*Pai传热管显热段阻力 P2GW0舊仙Re 一b0.01227=451.56kg/(m2 s)= 167539.7 0.7543G23传热管蒸发段阻力=0.02007P2LBC=3.8089PaP3气相流淌阻力 Pv3GVRevxG diG/=60.207kg/(m2 s)=2528733V0.01227 lcd3 V0.7543r3G82"di2 v液相流淌阻力

34、PL3=0.015P/=110.7PaGL=G-Gv=391.35kg/(m2 s)diGL16436768.62l 0.01227 07543ReL=0.013630.38P LcdGgLL3 L di2 bP3( pV/4pL34) 4管内动能变化产生阻力P4=353.24Pa=3300.037Pa动量变化引起的阻力系数：'M (1 Xe)2 丄冷2 1= 2.0806RlV (1 R.)p4 g2m / b = 1010.12pa;管程出口段阻力 P5气相流淌阻力 Pv5=161.277kg/(m2 s)G Do 4Gv xG = 32.267kg/(m2 s)管程出口长度与局部

35、阻力的当量长度之和:2Do 0.0254o6 Do =0254j29862412v 0 75430.01227= 0.01337Ig7v L 旦 =2.358Pa;di 2 v液相流淌阻力 PL5RevFv5Gl G GvdiGL=129.02kg/(m2 s)ReLbl 0.01227LPL5L=1025790.180.75430.01619R°.38R5l2生 =37.27Pa di 2 b P5 ( pV54P4)452.277m189.5Pa因此循环阻力： Pf= P1 + P2 + P3 + P4+ P5= 5080.598 Pa又因 PD=5147.3Pa因此pj pf=

36、1.01313( PD- Pf)/ PD=0.013,在 0.01 0.05 范畴内.第五章辅助设备设计一、管路设计物性参数进料：xA 0.65 xB 0.35有逐板运算可得，第20块板为进料板，由全塔效率Et 0.6 可知，实际进料板为第34块板。塔底压力为P=2.667MPa则:yiKAxA KBxB 1 =0.0005查 P-t-K 图得（假设 t=-10C） Ka=1.13Kb=0.76结果小于10-3，故假设正确，进料温度为-10C 此温度下，乙烯密度：LA= 386.9kg/m3l b= 421.6kg/m3M M AXA M BXB =28*0.65+30*0.35=28.7有物

37、料衡算知f 0.63399kg/m3qmF 4018kg/hqvF q_mL 10.07m3 /h管路尺寸进料管尺寸取料液流速：u=0.6m/s则4qVfs则 d 0.077m取管子规格81X 3。实际流速：u=0.585m/s塔顶蒸汽管取 u=15m/sqvvs 0.126kg/hd二 4qvvs =0.103V u选取管规格为108 4则实际流速 口=警 =16.04d2塔顶产品接管取 u=1.5m/sqmD 2537.18m3 /h恥 6.04m3 /h=1.67E-3 m3 /sd二 4qDvs =0.038mu45 2.5选取管规格为则实际流速回流管取 u=1.5m/sqvls 8.

38、7E-3 m3 /s4qDvs =0.0859mud=选取管规格为108 4则实际流速 釜液流出管取 u=1.5m/sq，vw 9.7E-4 m3 /s4qDvs =0.0286mud=选取管规格为 38 2.5则实际流速u=1.13/sd2塔底蒸汽回流管取 u=20m/s qvvs 0.135kg/hd二 4qvvs =0.093V u选取管规格为108 4则实际流速 u二警=17.1d2外表接管选取规格为25 2.5的管子。结果汇总:名称管内液体流速（m/s）管线规格（mr）进料管0.585 81 X 3顶蒸气管16.04108X4顶产品管1.33 45X 2.5回流管1.11 108X

39、4釜液流出管1.13 38X 2.5外表接管/ 25X 2.5塔底蒸气回流管17.1 108X 4二、辅助容器的设计容器填充系数取：k=0.71.进料罐（-10C）-10 C 乙烯 P L1 =386.9kg/m3乙烷 p L2 =421.6kg/m3压力取2.62MPa由上面的运算可知进料Xf=65%Wf=63.4%_ 100L 63.410063.4贝卩 386.9420=399 kg/m3进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=4018kg/h取停留时刻：x为3天，即x=72h进料罐容积:qmfhX1035.78m3k2. 回流罐（-17C）质量流量 qmLh=3600R qmDs

40、=15892.8kg/h设凝液在回流罐中停留时刻为 0.2h,填充系数© =0.7则回流罐的容积 v qmLhX 11.08m3L1 k3. 塔顶产品罐质量流量 qmDh=3600qmDs =2537.18 kg/h;产品在产品罐中停留时刻为则产品罐的容积釜液罐qmDh XV L1 k72h,填充系数© =0.7636.5m3取停留时刻为3天，即x=72h质量流量 qmWh=3600qmWs =1456.13kg/h则釜液罐的容积三、泵的设计qmWh x384.04 m3L2k1 .进料泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.585m/s液体密度:399 kg/ m3qVf

41、s = qmfs /=0.002797 m3/s取81X 3在-10C下乙烯0.052mPa s乙烷 0.07mPa s混合物粘度xF A (1 xF) B 0.0583mPa s取 & =0.2mm相对粗糙度：£ /d=0.00267Re 也 3.0 105查得：入=0.023取管路长度：l=50m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个，泵吸 入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴1个Pf2.63MPahf(1le)2 u-PC 6.84m取d2ggZ27.5m则HeZ -Pf2 uhf 680.72mg2gqVLh = d 2u 360010.07m3/h4选取泵的型号：GL

42、 扬程：101500m0.190m3 /s2.回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=1.1m/s液体密度：一L 386 kg/ m3qVLs = qmLs / =0.0028m3/s管路选择：108X 4液体粘度 0.07mPa s取 & =0.2mm相对粗糙度：£ /d=0.002Re6.5 105查得：入=0.02取管路长度：l=50m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计 入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴1 led-2mZ卫g21个泵吸hf ( 取Z则He2 u2g二一d u 36004qVLh选取泵的型号：HY1个-PC 2.52m ghf 13.148m31.1m3

43、/h扬程：1200m 流量:15220m3/h3.釜液泵（两台，一开一备） 取液体流速：u=1.13m/s液体密度：-L 420 kg/ m3qVWs = qmWs / =0.000963m/s 管路选择：38 X 2.5液体粘度0.058mPa s取 £ =0.2相对粗糙度：£ /d=0.00606Re 也 2.23 105查得：入=0.02取管路长度：l=40m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个泵吸入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴1个hf (1le) u2-PC 14.47m取Zd5m)2gg则HeZ -pf u2g 2ghf 33.3mqVLh = d2u 36

44、00 3.47m3/h4选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.仆90m3 /s4塔顶产品泵（两台，一开一备）取液体流速：u=1.33m/s液体密度：-L 420 kg/ m3管路选择：38 X 2.5液体粘度0.058mPa s取 £ =0.2相对粗糙度：£ /d=0.0052Re 虹 3.94 105查得：入=0.02取管路长度：l=50m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个泵吸入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴1个hf (1le)u2-PC 15.8md)2gg取Z1m则HeZpfu2g 2ghf 16.3mqVLh = d2u 3600 6.02m3/

45、h4选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s四、传热设备1.塔顶冷凝器塔顶拟用-50 C氨为冷却剂，出口温度为-40 C，走壳程, 管程温度为-17 Ctm =277C管程流率q mvh 15892.8kg/h=63.12 mK tm取潜热 r=277.25kJ/kg传热速率：qmvh r/3600=1223.97kw设传热系数 K=700W/(川.K)则传热面积A取整A=70 m22.tm进料降温器用-16.35C乙烯为冷却剂，出口约为-10.35C走壳程 料液由20 C降温至-10 C，走管程传热温差：t11 12 =21.464C管程液体流率：qmfh=420

46、0kg/h管程液体焓变： H=87.7kj/kg传热速率：Q= qmfsA H=4200X 87.7=368340kw壳程焓变： H' =17.8980kj/kg壳程水流率：q=30870kg/h假设传热系数：K=637.8842w/(m2? K)则传热面积：A -=26.86K tm圆整后取 A=30m2第七章操纵方案精馏塔的操纵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。精馏塔最直截了当的质量指标是 产品浓度。由于检测上的困难，难以直截了当按产品纯度进行 操纵。最常用的间接质量指标是温度。将本设计的操纵方案列于下表序号位置用途操纵参数介质物性p L（kg/m3）

47、1FIC-01进料流量操纵03000kg/h乙烷、乙烯p l=437.022FIC-02回流定量操纵01500kg/h乙烯p l=4203PIC-01塔压操纵03MPa乙烯p v=284HIC-02回流罐液面操纵01m乙烯p l=4205HIC-01釜液面操纵03m乙烷p l=4506TIC-01釜温操纵020C乙烷p l=450附录1过程工艺与设备课程设计任务书乙烯一一乙烷精馏装置设计学生姓名班级学号表1中圈上序号的设计方案包括了个人此次课程设计的 参数。一、设计条件工艺条件：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 99%，釜液乙烯含量Xw 1%，总板效率 为

48、 0.6。操作条件：建议塔顶操作压力 2.5MPa（表压）。安装地点：大连。其他条件见表1。表1设计方案序号12345678塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数1.31.5R/Rmin续表1序号910111213141516塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数R/Rmin1.71.3续表1序号1718192021222324塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数R/Rmin