化工原理课程设计-处理量180kmolh乙烯乙烷精馏装置设计（全套图纸）

1、前言前言 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七章。 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！处理量处理量 180kmol/h 乙烯乙烷精馏装置设计乙烯乙烷精馏装置设计全套图纸加全套图纸加 1538937061目录目录第一章第一章 概述概述2第二章第二章 流程简介流程简介4第三章第三章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计6第四章第四章 再沸器的设计再沸器的设计16第五章第五章 辅助设备的设计辅助设备的设计26第六章第六章

2、 管路设计管路设计30第七章第七章 控制方案控制方案31设计心得及总结设计心得及总结 32附录一附录一 主要符号说明主要符号说明33附录二附录二 参考文献参考文献362第一章第一章 概述概述 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 1精馏塔精馏塔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。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，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏

3、塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，筛板的突出优点是操作弹性大，生产能力大，塔板效率高，不易漏液。但长期使用后由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作时常。然而总体来讲浮阀塔板性能优越，具有显著特点，所以受到人们广泛关注。2 2再沸器再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相3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：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

4、。壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 3冷凝器冷凝器 （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。4第二章第二章 方案流程简介方案流程简介1 1精馏装置流程精馏装置流程 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（乙稀和乙烷的混合液体）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

5、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，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2 2工艺流程工艺流程51）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

6、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 3设计条件设计条件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： 液氨64）回流比系数： R/Rmin=1.7 3塔板形式： 浮阀

7、 4处理量： F=180kmol/h 5安装地点： 大连 6塔板设计位置： 塔底第三章第三章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计 第一节第一节 设计条件设计条件1 1工艺条件：工艺条件：饱和液体进料，进料乙稀含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙稀含量 xD99，釜液乙稀含量 xw1，总板效率为 0.6。 2 2操作条件：操作条件： 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

8、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） ，7实现能量的匹配和集成。3.辅助设备（略）4.系统控制方案（略）第二节第二节 物料衡算及热量衡算物料衡算及热量衡算一） 、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

9、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= + nFqnDqnWq=+nFqFxnDqDxnWqWx解得：=117.5

10、5 kmol/h ，=62.45kmol/hnDqnWq塔内气、液相流量精馏段：=R R , =nLqnDqnVqnLnDqq提馏段：= , =nLqnLnFqqnVqnVq热量衡算再沸器热流量 rVq =V r 再沸器加热蒸汽的质量流量 rrRQG =r冷凝器热流量cVQ =Vr冷凝器冷却剂的质量流量ccV21QG =C (t -t )2.塔板计算 1）.假设塔顶温度 T=258.15K，且压力 P=2600kpa，查乙烯乙烷PTK 图，利用归一法试差得到塔顶相对挥发度为= ABPP1/0.7=1.429；同理，预设塔板数为 40 每块板的压降为 100 毫米液8柱，得塔底压力 2615 k

11、pa，塔底温度 T=278.15K，查乙烯乙烷 PTK图，利用归一法试差得到塔底相对挥发度为= ABPP1.5/1=1.5；取算术平均得相对挥发度为 1.465。 2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=ey和 q 线方程 q=1 解得，=0.65，解得=0.73。1+( -1)eexxexey，=3.25263465. 099. 073. 099. 01minmineDeDxxyyRRminR 则R=1.7=1.7 3.25=5.525。minR 3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程,111DnnxRyxRR1525. 5993. 01525. 5525. 5nx =0.8340+0

12、.15171nynx 4）.由第一块板计算得到的和值，及按工程经验，相邻塔1x2y板的压降为 100液柱。由密度和混合物组成计算=0.382kpa,即p从上到下每块板压力增加 0.382kpa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。5).经过模拟计算，得到理论板数=24 块。tN3.摩尔流量=R R *=5.525 117.55=649.46kmol/hnLqnDq=767.01 kmol/hnVqnLnDqq= =829.46 kmol/hnLqnLnFqq=767.01 kmol/hnVqnVqkmol/h45.62nwq4.操作线方程精馏

13、段操作方程: , =0.8340+0.1517111DnnxRyxRR1nynx提馏段操作方程： 1nLnFnWWnnnLnFnWnLnFnWqqqqxyxqqqqqqqq9，=1.0814-0.00081421nynx5.计算塔板数：精馏段xy10.990.993020.96718 0.97736 30.94011 0.95833 40.90861 0.93575 50.87274 0.90948 60.83292 0.87957 70.78992 0.84636 80.74486 0.81049 90.69909 0.77291 100.65406 0.73474 总板数：NP=NT/ET

14、=23/0.6=39 块 二） 、塔板设计计算 1.物性参数（以塔底查取,按纯乙烷计算） T=278.15K ,P=2.615Ma 液相:乙烷 =389.3kg/m3 气相:乙烷 =55.11 kg/m3 液相表面张力取=2.7065mN/m提馏段xy1111（进料板（进料板) )0.623490.62349 0.708110.70811 120.58645 0.67506 130.54286 0.63500 140.49332 0.58786 150.43918 0.53429 160.38250 0.47575 170.32575 0.41445 180.27143 0.35309 190

15、.22162 0.29434 200.17771 0.24048 210.14033 0.19299 220.10944 0.15257 230.08454 0.11916 10=767.01kmol/h=23010.3kg/h =417.5/h =0.116/snVq3m3m=829.46kmol/h=24883.3kg/h =63.92/h =0.0178/snLq3m3m 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 =0.4073 .38911.552301024883VmVlssLmLvVVVLqqqqFLV设间距： =0.6m 查费克关联图得=0.

16、082TH20C气体负荷因子 C：=0.05500.22020CC2 . 0207065. 2082. 0液泛气速： =0.1354fuLVfVuC11.5555.11-389.30550. 0泛点率取=0.7 空塔气速u=0.1354/0.7=0.9478m/sfuu所需气体流道截面积A：=1.1223m29478. 0116. 0uqAVVs选取单流型，弓形降液管塔板，取=0.1045DTAA则=1-=0.8955TAADTAA故塔板截面积=1.1223/0.8955=1.253 m2TA塔径 D：=1.26 m 圆整：取 1.4m4TAD192. 14则实际塔板截面面积=1.5390m2

17、TA降液管截面积=0.1610m2DA气体流道截面积A=1.3782 m2由圆整后的数据可计算得：实际塔截面积=1.5390 m2AT实际气相流通面积 A=1.3782 m2实际空塔气速 u=0.8415m/s设计点的泛点率=0.8415/0.1354=0.621 fuu3.塔高计算实际板数=39，精馏 17，提馏段 22（含釜） 。如精馏段板间距取PN0.45m, 提馏段取 0.6m,则塔有效高度=0.45 17+0.6 22=20.850Z11釜液流出量：=62.45kmol/h; =1877.9kg/hnWqmWq体积流量=4.824m3/hVWqmWLq3 .3899 .1877设釜液

18、停留时间为 20min釜液高度=4 4.824/(3 3.14 1.42)=0.474mZ243VWqD进料处两板间距增至 0.8 39 板，共设置 4 人孔(精馏段 2 个提留段 2 个)，每个人孔处=0.8mTH裙坐取 5m塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m总塔高= +=20.85+(0.8-0.6) 2+(0.8-0.45)Z0ZZ2+1.5 2+5=29.95m4.溢流装置的设计采用单流型弓形降液管塔板 =1.4m =1.539m2 ； DTA查得=0.735 ， =0.735=1.029m 即为堰长DlwwlD1.40.735降液管宽度 =D=225 mm， Db735. 012

19、/ ) )/(1(Dlw降液管面积=0.1610dA2m5.溢流堰尺寸:堰上液头高= =44.55mmOWh32 32.84 10()hWLEl32/3-029. 192.6311084. 2取 E=1.0；堰高取=hl-how=83-44.55=38.45mmWh液流强度=63.92/1.029=62.12(m3/m.h)wVLhlq取底隙=35mm=0.035m，则降液管底隙液体流速=/=bhubVLsqlwhb=0.493035. 0029. 1360092.63sm6.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=0.039mF1d0初取=10，计算阀孔气速F012

20、=1.347(m/s)u0vF011.5510浮阀个数 n =72.07=72（个）udqVVs0204347. 1039. 04116. 022）浮阀的排列方式取塔板上液体进、出口安定区宽度=0.075m，bsbs取边缘区宽=0.05mbc=0.400m)(2/dsbbDx0.225)075. 0-2/4 . 1（=1.4/2-0.05=0.65mcbDr2/有效传质区=2x+()，()取弧度)Aaxr22r2sin1rxsin1rx =Aa)0.65.4000(sin65. 00.400-65. 00.40021 -222=0.970 m2开孔所占面积 =n=0.0860 m2A0420d

21、2039. 0472由开孔区内阀孔所占面积分数解得/=/=0.907A0Aa4d2t2o60sin)(02td=0a0/907. 0tdAA039. 0.9700860/0 . 0907/. 0=0.125m 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=58 个,再按实际浮阀数重新计算塔板的个数.阀孔气速=1.673 m/su0dnqVVs2042039. 0458116/. 0动能因子 =12.45F0vu011.55673. 113塔的开孔率 =/=0.0429A0AT539.

22、10660. 07.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=0.115 K=1.0FC塔板上液体流道长及液流面积分别为LZbA =D-2=1.4-2 0.225=0.95（m）LZdb =1.539-20.161=1.217()bAdTAA22m故得=0.501，1F115. 0217. 10.950178. 036. 111.55-3 .38911.55116. 0或=0.380 都小于 0.8，故不会产生过量1F0.1151.5390.7811.55-3 .38911.55116. 0的液沫夹带。2）.塔板阻力计算fh 干板阻力临界孔速联立 ，guhLv2

23、34. 5200Luh/9 .19175. 000解得 =1.080ch0)175. 0-2/(134. 581. 929 .19v0um/s =5.34=5.34=0.0700（m）,0hgpupLv22081. 923 .389348. 111.552 塔板清液层阻力=0.5=0.5 0.083=0.042lhLh 表面张力阻力h = =0.0000727m 液柱h304 10Ldg039. 081. 9389.32.7065104-3所以=+=0.0700+0.042+0.0000727=0.1121m 液fh0hlhh柱FTVLVSVVFbsVLVLVSVVKCAqFKCAZqqF78

24、. 036. 111或143）.降液管液泛校核 由 Hd= ,取 =0；WOWfdhhhh其中=0.0372mdh28-10118. 1bwVLhhlq28-035. 0029. 163.921018. 1于是=0.083+0.112+0.0372=0.232m 液柱dHWOWfdhhhh取降液管中泡沫层密度=0.6，则=/0.6=0.387mdHdH6 . 0232/. 0而+=0.6+0.03687=0.63687,故不会发生降液管液泛THWhdH4）.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 =5.44s 5s 带气体VLsTdqH

25、A/3600/63.926 . 01610. 0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F0的孔速可取=5 的相应孔流气速0uF0=0.674(m/s)0uv511.555稳定系数 K=/=1.348/0.674=2.001.52.0 不会发生严重0u0u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F1 ,115. 01217. 136. 111.553 .38911.5536. 1b1VLsVVsFVLsVLVVVsqqKCAqqF得到,当0 时，qqVLsVVs349. 3762 . 0VLhq992.6，VLhqhm /

26、3当70时，759.17，VLhqhm /3VLhqhm /3得过量液沫夹带线2）液相下限线15 令,取 E=1 得到=0.000471m3/h006. 01084. 23/23WVLhOWlqEhVLsq可见该线为垂直轴的直线，该线记为。sL3）严重漏液线 取=5 = 其中=0.674m/s0FsVuA0011.55/5/00VFu所以=n=0.0580 m3/sVLsq4d20u0674. 0039. 04722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=0.0193m3/ssqqHAVLVLTd50.61610. 0SSsL该线记为5）降液管液泛线或，显

27、然为()dTOWHHH()TOWWOWfdHhhhhh避免降液管发生液泛，应使dh()TOWHh将上式表示为与的关系，sVLqsVVqwTbwVLhwVLhVVhHhlqlqndq5 . 1-108 . 11026. 41005. 328-3/23-220h8-083. 05 . 1-0.66 . 06 . 01033. 210.3441073 . 228-3/23-2-10VLhVLhVVhqqq 记为线3/23/228 .12126. 00312. 0VLSVLSqqqVVs9.五条曲线联合构成负荷性能图00.050.10.150.20.250.300.005 0.01 0.015 0.0

28、2 0.025塔板负荷性能图qvlsqvvs降液管液泛线液相下限线过量液沫夹带线严重漏夜线液相上限线设计点其中:操作点为 =0.116 m3/s, =0.0178 m3/ssVVqsVLq在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本满足要16求 。=431.00 m3/h, =208.8 m3/h,maxhV,minhV塔板的操作弹性：=,max,minhhVV06. 28 .208431第四章第四章 再沸器的设计再沸器的设计一一 设计任务与设计条件设计任务与设计条件 1 1选用立式热虹吸式再沸选用立式热虹吸式再沸 塔顶压力：2.600Mpa（绝） 塔底压力: 2.615Mpa（绝）2

29、 2再沸器壳程与管程的设计再沸器壳程与管程的设计条件条件壳程壳程管程管程温度（温度（）252535355.05.017压力（压力（MPaMPa绝压）绝压）0.10130.10132.6152.615壳程定性温度为20，蒸发量为23008kg/h。1）壳程凝液在温度（20）下的物性数据：热导率：c =0.599w/(m*K)粘度： =1.005mPa*sc比热：4.183kJ/(kg.k)pcc密度：c =998.2kg/m3 2)管程流体在（5 2.615MPa）下的物性数据：潜热：rb=299.05kJ/kg液相热导率：b =96.27mw/(m*K)液相粘度： =0.065mPa*sb液相

30、密度：b =389.3kg/m3 液相定比压热容： = 3.54kJ/(kg*k)pbC 表面张力：b2.99mN/m气相粘度： =0.00869mPa*sv气相密度：v =55.3kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.0002695 m2 K/kg 二二 估算设备尺寸估算设备尺寸 热流量：传热温差： KtTtTtTtTtbbbdbbbdm5 .105-215-02ln5-21-5-02-ln- 假设传热系数：K=600W/( m2 K)kwqQbmbR191105.2992300818 估算传热面积 Ap =303.47 m2 10.56001911 拟用传热管规格为：323mm,管长

31、L=6m 则传热管数： 若将传热管按正三角形排列，按式 NT = bb/1. 21 得：b=67.2421. 150321. 1TN 管心距：t=1.25=mm0d403225. 1 则 壳径： =1026.8mm3231-24.6740 取 D= 1200mm 取 管程进口直径：Di=0.450m 管程出口直径：Do=0.200m三三 传热系数的校核传热系数的校核1 1显热段传热系数显热段传热系数 K K假设传热管出口汽化率 Xe=0.13则循环气量： =49.16kg/s360013. 0230081) 计算显热段管内传热膜系数 hi 传热管内质量流速： =32-23=26mmdddi2-

32、0 =184.06kg/( m2 s)0.26749.16 雷诺数： 普朗特数： =2.390显热段传热管内表面系数： mRtKQ 个5036032. 0303.470LdANpT0)32() 1(dbtDSebmtmxqq0sqGmt2220.2670503260 . 044mNdsTi0sqGmt1000073626065. 0184.126RebiGd09627. 0065. 054. 3PrbbPbCK m59w/.944390. 2736260.02609627. 0023. 0Re023. 024 . 08 . 04 . 08 . 0riiiPdh19 2）计算管外冷凝表面传热系数

33、 计算热水冷却的质量流量 =0mq27.04Kg/s8174. 41911 tCQp三角形排列 de=23.13mm02024234ddt32324-4023422018. 7599. 0005. 1183. 4PrpC 15214.5005. 1998.2.662023.1300udRee其中 200864. 04032-12 . 13 . 0)1 (mtdBDso smsquvo/.66200.0864.0572000=0.36h014. 033. 055. 014. 033. 055. 002363. 10050. 1018. 7152140.02313618. 036. 0wrepRd

34、e =3461KmW2/ 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00026 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.000044m2 K/w4）用式计算显热段传热系数0000011hRddRddRdhdKmWiiiiLLK2034611106 . 2290 . 0320 . 01075. 5602. 0320 . 01076. 1260 . 06 .949320 . 014-55LK =K2m469W/（2）蒸发段传热系数EK1).用式计算传热管内釜液的质量流量=s3600mmhqqmhq=kg/h3600184.15106.626当=0

35、.13，用式计算exttX0.90.50.1(1)/ (/)(/)VbbVxxLockhat-Martinell 参数为= 0.499， 1 . 05 . 09 . 000869. 0/065. 09 .389/ 3 .55.130/.130-11ttX由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.6mhq1ttXE当，用式计算0.4exxttX0.90.50.1(1)/ (/)(/)VbbVxxLockhat-Martinell 参数= 0.203， 1 . 05 . 09 . 000869. 0/065. 09 .389/ 3 .55.0520/.0520-11ttX再由及出查垂直管内流型图（

36、Fair）得=1.0；mhq1ttX用式计算泡核沸腾压抑系数=0.82Ea2）用式计算泡核31. 033. 069. 069. 01Pr225. 0iVbbbpiibnbpdrAQdda沸腾表面传热系数31. 033. 069. 069. 099. 2026. 0173500013 .553 .398065. 005.2995 .3030.0261911390. 2026. 009627. 0225. 0nbh = 2029 W/(m2K)3）用式计算以液体单独存在为基准0.80.40.023(/)(1)ibiadRexPr的对流表面传热系数= =905 W/(m2K)ih0.48 . 039

37、0. 2052. 0-173626026. 009627. 0023. 04）计算沸腾表面传热系数 垂直管有机液体用式45. 0/ 14 . 3tttpXF 计算对流沸腾因子=1.658tpF0.45203. 04 . 3用式计算两相对流表面传热系数itptphFh =1500.203 W/(m2K)tPh905658. 1用式计算沸腾传热膜系数itPVahhh21 = 3124W/(m2K)Vh20298 . 01500.2用式计算沸腾传热系数:0000011hRddRddRdhdKmWiiiVEEK3461100026. 029321075. 52632000176. 0263124321

38、5-EK =817.7W/(m2K)；（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显BCsiTLmPwLLtstpLLd N KttpCW热段长度与传热管总长 的比值BCLL= 0.08458；BCLL49.16398.33.5410.54695032610695. 210695. 244LBC=0.507m = L-LBC=6-0.507=5.493mCDL（4）用式计算传热系数LBCECDCK LK LKL=788.19W/(m2K)CK6493. 5817.7507. 0469实际需要传热面积为=231.01m2RCCmQAKt10.5788.191911262（）传热面积裕度 用式%30%31

39、.4%100231.01231.0147.303%100CCPAAAH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 D()CDbtpt pPLlg当时，用043. 03/13. 03/exx 1 . 05 . 09 . 0/1VbbVttxxX计算 Lockhat-Martinell 参数= 5.864 1 . 05 . 09 . 0650.0869/0.03 .389/3 .550433./00433. 01ttX用式计算两相流的液相分率20.5(211)ttLttttXRXX= LR466. 01864. 521864. 5864. 59 . 02用式计算出的两相流平均密度

40、=(1)tpVLbLRR3/exx tp305kg/m.215466. 03 .389466. 013 .5522当=0.13 时，用式计算exx 1 . 05 . 09 . 0/1VbbVttxxXLockhat-Martinell 参数 003. 2650.0869/0.03 .389/3 .5513. 0/13. 011 . 05 . 09 . 0ttX用式计算两相流的液相分率20.5(211)ttLttttXRXX292. 01003. 221003. 2003. 29 . 02LR用式计算的两相流平均密度(1)tpVLbLRRexx tp343kg/m.155292. 03 .389

41、0.292-13 .55式中 值，参照表 p98 表 3-19 并根据焊接D()CDbtpt pPLlgl需要取为 1.24，于是计算的循环系统的推动力为DP7983Pa81. 94 .15524. 1-0 .215-3 .389493. 5（2）循环阻力1）管程进口管阻的计算 1p212iiibL GpD用式计算釜液在管程进口管内的质量流速24imtDqG=1564.68kg/s2200. 049.16G用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数biiGDRe= 4814414.5065. 068.1565200. 0Rei用式=计算进口管长度与局部阻力iL)1914. 00254. 0/(3426

42、. 0)0254. 0/(2iiDD当量长度 =iL56m.23)1914. 00254. 0/200. 0(3426. 0)0254. 0/200. 0(2用式计算进口管内流体流动的摩擦系数0.380.75430.01227iieR0172. 05 .48144147543. 001227. 038. 0i用式计算管程进口管阻力212iiibL GpD=5230Pa1p389.3268.1564200. 056.230144. 022）传热管显热段阻力的计算 2P222BCibLGPd23用式计算釜液在传热管内的质量流速TimtNdqG24= 184.07 kg/s503026. 049.1

43、64G用式=计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=eRbiGdRe566355065. 007.184026. 0用式计算进口管内流动的摩擦系数0.380.75430.01227eR= 0.017238. 05663557543. 001227. 0用式计算传热管显热段阻力222BCibLGPd= 14.26Pa2P3 .389207.1840.0260.5070172. 023）传热管蒸发段阻力 的计算 3P3331/41/44VLP =(DP + DP) 汽相流动阻力的计算3VP232CDVVViVLGPd釜液在传热管内的质量流速= 184.07kg/sG当=0.866723exx 用式计算汽

44、相在传热管内的质量流量=15.95kg/hVGxGVG用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数VViVGdReVRe=47700869. 095.15026. 0用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.380.75430.01227VVReV0.0424438. 047007543. 001227. 0用式计算传热管内汽相流动阻力=232CDVVViVLGPd3VP20.63Pa3 .55295.150.02649. 504244. 02液相流动阻力的计算3LP232CDLLLibLGPd用式计算液相在传热管内的质量流速=309.07-VLGGGLG40.18=168.13kg/s24用式计算液相在

45、传热管内的流动雷诺数=LLiLGdReLRe=67245065. 013.168026. 0用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.380.75430.01227LLReL=0.023338. 0672457543. 001227. 0用式计算传热管内汽相流动阻力232CDLLLibLGPd=174.72Pa3LP389.32168.13026. 049. 50154. 02用式=计算传热管内两相流动阻力3p4413413)(LVpp=1106Pa 3P4414172.17463.20）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 4P24/bPG M管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）

46、=184.07kg/(s)G2m用式计算蒸发段管内因动量变化引起22(1)1(1)ebeLVLxxMRR的阻力系数=1.765M292. 0113. 03 .553 .389292. 013. 0122用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻=24/bPG M4P=150.1Pa 065. 0/765. 107.18425）管程出口阻力的计算5P气体流动阻力的计算5VP252VVViVGLPd用式=计算管程出口管中汽、液相总质量流速204DqGmt=309.07kg/(s)2245. 016.49440DqGmt2m用式计算管程出口管种种汽相质量流速xGGV=40.18 kg/(s)7 .309

47、13. 0VG2m用式 L=计算管程出口管的长度与局部)1914. 00254. 0/(3426. 0)0254. 0/(020DD阻力的当量长度之和=52.28mL1914. 00254. 0/450. 03426. 00254. 0/450. 02（）mmD054025用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数VVVGD0Re =2080000869. 018.40026. 0ReV用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.380.75430.01227VReV=0.019460.382080007543. 001227. 0用式计算管程出口管汽相流动阻力VVVVGDLP2205=33.005V

48、P55.3218.4045. 028.5201946. 02液体流动阻力的计算=5VP5vpvvivGdL22用式计算管程出口管种种汽相质量流速=309.7-VLGGGLG40.18=268.89Kg用式=计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=eLRbLGD0LRe1861574065. 089.268450. 0用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.380.75430.01227LReL0.0154038. 018615747543. 001227. 0用式=计算管程出口管汽相流动阻力5LpbLLGDL220=162.345LP298.3289.2680.45052.2701540. 02用

49、式=计算管程出口阻力5p4415415)(LVpp=1267Pa5P44141)34.16200.33(）=计算系统阻力阻力fP12345PPPPP=5230+12.26+1106+150.1+1267=7767PafP循环推动力与循环阻力的比值为=1.0278DPfPDfPP77677983循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.13DPfPex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。26 第五章第五章 辅助设备设计辅助设备设计 一一 辅助容器的设计辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1 1进料罐进料罐 -20乙烯 L1 =420kg/m3 乙烷 L

50、2 =470kg/m3 压力取 2.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 则 =437.02 kg/m34704 .631004204 .63100L27进料质量流量：qmfh= 5166kg/h 取 停留时间：x 为 4 天，即 x=96h进料罐容积： 圆整后 取 V= 1600m3 2 2回流罐（回流罐（-15-15）质量流量 qmLh=767 28.054=21517kg/h设凝液在回流罐中停留时间为 0.25h，填充系数 =0.7则回流罐的容积 取 V=20m33 3塔顶产品罐（塔顶产品罐（-25-25）质量流量 qmDh=hkgM/4 .32912855

51、.117qnD乙烯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 取 V=810m31 1釜液罐（釜液罐（55）取停留时间为 5 天，即 x=120h质量流量 qmWh=kg/h 5 .18733045.62乙烷Mqnw则釜液罐的容积 取 V=700m3二二 泵的设计泵的设计1 1进料泵进料泵( (两台，一用一备两台，一用一备) )取液体流速：u=0.5m/s3130m.187 . 042025. 021517kxqVLmLh318067 . 0420724 .3291mkxqVLmDh323m.6837 . 04701205 .1873kxqVLmWh315827 . 0

52、02.437965166mkxqVLmfh28液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =5166/437=0.00321m3/s 取 d=91mm液体粘度 smPa056. 0取 =0.2相对粗糙度：/d=0.2/0.091=0.002251055. 3056. 04375 . 0091. 0Redu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mgpcgudlehf504. 22)1(2mZ50则mhfgugpfZHe67.5322qVLh =11.7m3/h360042ud选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2

53、.560m3 /s2 2回流泵（两台，一开一用）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 / =0.0154m3/s92/450. 6 液体粘度 smPa056. 002.437LLmuqdVfs0904. 05 . 00321. 044450LLmuqdVLs198. 05 . 00154. 04429取 =0.2相对粗糙度：/d=0.2/0.198=1.0151008. 1Redu查得：=0.02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mgpcgudlehf52. 22)1(2mZ10

54、0则mhfgugpfZHe8 .10322qVLh =1.03m3/h360042ud选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s3.3.釜液泵（两台，一开一用）釜液泵（两台，一开一用）取液体流速：u=0.4m/s液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.00108m/s 液体粘度 smPa056. 0取 =0.2相对粗糙度：/d=0.00571查得：=0.0441011. 1Redu取管路长度：l=40m 450LLmuqdVWs00344. 0430取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个取mgpcgudlehf47. 22)

55、1(2mZ6则mhfgugpfZHe53. 322qVLh =3.24m3/h360042ud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：GI 扬程：101510m 流量：0.190m3 /s第六章第六章 管路设计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0.51803muqdVfs0806. 0431釜液流出管0.51004.5仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151594第第 7 7 章章 控制方案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