乙烯—乙烷精馏塔的设计方案

1、某某理工大学化工原理课程设计化高1102班过程工艺与设备课程设计乙烯乙烷精储塔设计设计日期：2022年6月25日班 级：姓 名：指导老师：前言 第一章任务书第二章精储过程工艺及设备概述第三章精储塔工艺设计第四章再沸器的设计第五章辅助设备的设计第六章管路设计某某理工大学化工原理课程设计化高1102班第七章限制方案附录 主要符号说明参考资料前言精储工艺的设计能够极大地表达学生对知识的应用水平,而设计说明书即是这种水平的结晶.本设计说明书包括概述、流程简介、精 储塔、再沸器、辅助设备、管路设计和限制方案共7章.说明中对精储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

2、明.鉴于设计者经验有限,本设计中还存在一些错误,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：210 koml/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w 1% ,总板效率0.6.*设计条件1 .工艺条件：饱和液体进料,某某理工大学化工原理课程设计化高1102班进料乙烯含量Xf =65% 摩尔分数,下同塔顶乙烯含量Xd =99%釜液乙烯含量XwW1%,总板效率为0.62 .操作条件塔顶压力2.5MPa 表压加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽 ；加热方式：间壁换热冷却剂：液氨回流比系数：R/Rmin=1.3塔板形式：浮阀处理量：210 kmol/h

3、,安装地点：大连塔板位置：塔底第二章、精储过程工艺及设备概述精储是别离液体混合物含可液化的气体混合物最常用的一 种单元操作,在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用.精储 过程在能量剂驱动下有时加质量剂,使气、液两相屡次直接接触 和别离,利用液相混合物中各组分挥发度不同, 使易挥发组分由液相 向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组 分的别离.该过程是同时传热、传质的过程.为实现精储过程,必须某某理工大学化工原理课程设计化高1102班为该过程提供物流的贮存、输送、传热、别离、限制等的设备、仪表. 2.1、精微装置流程精微就是通过多级蒸储,使混合气、液两相经过屡次混合接触和

4、 别离,并进行质量和热量的传递,使混合物中的组分到达高程度的分 离,进而得到高纯度的产品.其流程如下：原料(丙烯和丙烷混和液 体)经过进料管由精储塔的某一位置(进料板处)流入精储塔内,开 始精微操作,塔底设再沸器加热釜液中的液体,产生蒸汽通过塔板的 筛孔上升,与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流 接触并进行传热及传质,釜液定期作为塔底产品输出；塔顶设冷凝器 使上升的蒸汽局部冷凝回流,其余作为塔顶产品输出精储塔.2.2、 工艺流程(1)精微装置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, 从而保证精储装置能连续稳定的运

5、行.(2)必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况, 及时地发现操作中 存在问题并采取相应的举措予以解决,需在流程中的适当位置设置必 要的测量仪表,以及时获取压力,温度等各项参数,从而间接了解运 行情况.另外.常在特定地方设置人孔和手孔,以便定期检修各设备 及检查装置的运行情况.(3)调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值, 都会或多或少随某某理工大学化工原理课程设计化高1102班着时间有所波动,应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节, 以保 证到达生产要求,有时还可以根据需求设置双调节, 即自动调节和手 动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换.2.3、 设备简介及

6、选用所用设备主要包括精微塔及再沸器和冷凝器.1)、精储塔精微塔是一圆形筒体,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；气相被局部冷凝,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别离.简单精微中,只有一股进料,进料位置将塔分为精储段和提储段, 而在塔顶和塔底分别引出一股产品.精储塔内,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,浮阀的突出优点是操作弹性大,阻力相对来说 较小,生产水平大,塔板效率高.缺点那么是浮阀使用久后,由于频繁 活动而易脱落或卡住,操作失常.浮

7、阀塔已经在工业上得到广泛的应 用.2).再沸器作用：用以将塔底液体局部汽化后送回精储塔,使塔内气液两相 间接触传质得以进行.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局部汽化,由在壳程内的载热某某理工大学化工原理课程设计化高1102班体供热.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.塔釜提供气液别离空间和缓冲区.3,冷凝器设计略用以将塔顶蒸气冷凝成液体,局部冷凝液作塔顶产品,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

8、用的冷 凝器是管壳式换热器.精储塔选用浮阀塔,配合使用立式虹热吸式再 沸器.第三章精储塔工艺设计3.1、 精储过程工艺流程3.1.1. 别离序列的选择对于双组分精储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别离,其流程是 多方案的.如何选择别离序列通常有经验规那么, 如有序直观推断法来 指导选择.详见有关参考书.3.1.2. 能量的利用精微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 产品的竞争水平及企业的生存,故合理、有效地利用能量,降低精储某某理工大学化工原理课程设计化高1

9、102班过程或生产系统能耗量是十分必要的.1精储操作参数的优化在保证别离要求和生产水平的条件下,通过优化操作参数,以减小回流比,降低能耗.2精储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,根据一定的规那么如夹点技术理论,实现能量的匹配和集成.3辅助设备略4系统限制方案略3.2、 精储过程工艺计算3.2.1. 理论板个数的计算精储塔的别离计算是精微装置过程设计的关键.通过别离计算确定给定原料到达规定别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；确定精储塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布.在实际工

10、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 杂精储塔的根本方程MESH.根本方程中热力学性质及由热力学 性质决定的关系,如热始及相平衡关系,由热力学方程进行推算.根 据不同物系选择不同的方法对根本方程进行求解.1 .处理水平及产品质量物料衡算及热量衡算物料衡算1全塔某某理工大学化工原理课程设计化高1102班qnFqnDQnWqnF zF qnDxnD qnW xnW代入 %f =210kmol/h, xm =0.99,xnw =0.01,解得:qnD=137.15kmol/h,qnw=72.85kmol/h(2)精储段qnvqnvq

11、nvAnoqnL(3)提储段qnLqnLqqnFqnvqnv热量衡算冷凝器冷却剂的质量流量QcCV (t2 - t1 )冷凝器热流量Qc= Vrv再沸器加热蒸汽的质量流量再沸器热流量qr二 v &2.塔板计算(1).塔顶露点及相对挥发度假设塔顶温度T=258.15K,由P-T-K图查得Ka 1.05,kb0.73,故Xa =0.99/1.05=0.943, Xb (1 Xd)/Kb =0.01/0.73=0.0137.某某理工大学化工原理课程设计化高1102班Xa+xb=0.9567<1.重新假设 T=256.15K,同理由.P-T-K 图查得 Ka 1.00 ,Kb 0.70,

12、故有 Xa 0.99, Xb 0.014, Xb+Xa=1.004- 1.因而假设成立, 即T顶=256.15K,塔顶相对挥发度 顶=么/Kb =1.00/0.70=1.43.(2) .塔底泡点及相对挥发度查相关数据,可取混合液体中乙烷密度为420kg/ m0.990.985565 0.9863080.980268 0.9820220.974568,乙烯密度为386kg/m3, 那么有混合液体密度为ZfMa (1 Zf)Mb/ZfMa/ a (1 Zf)Mb/ b即 =0.65*28+0.35*30/0.65*28/386+0.35*30/420=407kg/ m2.又 有：P底 P®

13、; NP*hf Lg假设 Np=76,那么 Pfe =2600+75*0.1*407*9.81=2633kPa,同上根据 P-T-K 图 有 Ka=1.46, Kb=1.0,底=1.46, T底=277.15K.(3) .塔板数计算由上有二一二(顶+底)/2=1.45,即有： 平衡线方程y x/1 (1) x=1.45x/(1 0.45x)q线方程 x=0.65两线 交点为 E(0.65,0.73),又有 =(Xd yE)/(yE Xe),即Rmin =(0.99-0.73)/(0.73-0.65)=3.29,即有 R = 1.3=4.28.故有:精微段操作线方程提微段操作线方程由逐板计算法可

14、得板数 ynyn 1 0.81xn 0.188ym 1 1.10Xm 0.001 xn某某理工大学化工原理课程设计化高1102班456789101112131415161718192021222324252627282930313233343536373839404142434445460.9774 0.971724 0.965207 0.957766 0.949321 0.939804 0.929165 0.917374 0.904435 0.890387 0.875311 0.859333 0.842622 0.825385 0.807855 0.790286 0.772931 0.756

15、032 0.739805 0.724433 0.707961 0.687302 0.661771 0.6307890.59401 0.551476 0.503747 0.451968 0.397812 0.343294 0.290485 0.241203 0.196787 0.1579970.12504 0.097687 0.0754250.05759 0.043484 0.032439 0.023859 0.017235 0.0121450.967560.9595150.9503280.9399020.9281540.9150180.9004620.8844880.8671440.84853

16、20.8288060.8081760.7868940.7652530.7435630.7221370.7012740.6812410.6622630.644510.6257290.602520.5743530.5409180.5022510.4588610.4117890.3625560.3129950.2649860.2202240.1798060.1445420.1145820.0897160.0694770.0532640.040440.0303990.0225990.0165770.011950.008408某某理工大学化工原理课程设计化高1102班$ =46, Np=Nt-1/Et=

17、45/0.6=75,与前面假设的 Np=76 相差不大,故假设正确.3 .摩尔流量QnL=R *qnD =587.00kmol/hqnv = qnL qnD =724.15 kmol/hqnL = qq_ + Of =797.00 kmol/hqnV = qnV =724.15 kmol/h4 .确定实际塔板数理论板数：46 含釜； 进料位置：从上至下第23块；实际板数：45/0.6=75;实际进料位置：从上至下第39块.3.2.2. 塔板设计计算、 物性参数以塔底条件取值由上知T底=277.15K, P底=2.633MPa.塔底釜液乙烯只占0.01,因此塔底物性参数均可用乙烷的

18、来取代,即L=420kg/m2,V=1.353*2.622/0.10325=35.0kg/m2,查得 277.15K 时,乙烷液体外表张力为 =2.732mN/m.止匕夕卜q'mV = q'nV Mc2H6=724.15*30=21724.5kg/h, qw =0.1724m3/sq'mL = q'nL Me2H6 =797.00*30=23910.0kg/h, q'VL=0.0158m3/s3.222、 塔径的初步估算1、液泛气速某某理工大学化工原理课程设计化高1102班Uf =C0.2C = C2020而C20= ( Ht , Flv ), FLv

19、= qA=23910.0 * 字=0.3178, Ht 取 0.45m,qmv L 21724.5, 420那么查泛点关联图有C20 =0.095,代入上式有:一一 2 732 . 420 35 0 一一一C =0.095* 2732 =0.0638, Uf =0.0638*.3 0 =0.212m/s20.35.0(2)、设计气速选取泛点率为0.7,那么u=0.7*Uf=0.148 m/s(3)、计算塔径塔截面积At =气体流通截面积A+降液管面积Ad塔径 D= . 4At所需气体流通截面积A=VSu即有A=q'vv/u=0.1724/0.148=1.165m2.我们选取单流型弓形降

20、液管,取A/At=0.10,那么At = A/0.9,因此塔径D=瓦=伫侬 =1.31m,:0.90.9进行圆整得D=1.4m实际塔板截面积AT=1.539m2, 儿/At取推荐值0.134,即降液管面积 Ad=0.207m2 ,实际气体流通截面积A =1.332 m2 ,实际气速 u = qvv/A=0.1724/1.332=0.129 m/s 实际泛点率为 0.129/0.212=0.608 (4),校核某某理工大学化工原理课程设计化高1102班D=1.4m, HT=0.45m,与D、Ht经验关系比照满足(D在0.8-1.6 区间内,Ht在0.35-0.45区间内).3.2.23 塔高计算

21、塔高=有效塔高+塔顶空间高度+塔底空间高度+调整板间距+ 塔底裙高度有效高度 Zo = Ht Np=0.45*75=33.75m;顶部空间高度取1.4m;底部空间,我们取液体停留时间为30min,那么塔底液层高度为hl = tqVW / At ,而 qVW = qnWMC2H6 / l =72.85*30/358=6.10 m3/h ,所以 hl =6.10/(1.539*2)=1.98m,另外在液面与上一板之间还应有缓冲带, 根据经验取此间距为0.6m.如此,底部空间为2.58m.调整板间距包含人孔、手孔(可忽略)及进料口处调整间距.人 孔设六个,板间距调为0.8m.进料口处板间距调整为0.

22、9m.由此有, 调整后多出 6* (0.8-0.45) +(0.9-0.45)=2.55.裙座高度取5m.塔高 Z =33.75+1.4+2.58+2.55+5=45.5m3.2.24 溢流装置设计(1)降液管形式降液管：弓形、圆形.降液管截面积：由前面塔径计算局部知 Ad=0.207m2.某某理工大学化工原理课程设计化高1102班底隙hb:取40mm.(2)溢流堰型式：平直堰堰长lw：人/4取0.134时对应的iw/D推荐值为0.790,即有lw=0.790*1.4=1.106m堰高hw :取50mm(3)核算：q'vL =0.0158m3/s ,溢流强度q vl / lw =51.

23、43m3 / m?h <100m3 / m?h ;液流收缩系数E取1,那么堰上方液头高度：2/3hOw =2.84*0.001*E %=0.0367m>6mmlw因此,上述设计满足要求.3.2.25 塔板布置及其他结构尺寸的选取塔板厚度 取4mm,由a/At=0.134查经验表有bjD=0.161,即降液管宽bd =0.225m.(1)、受液区和降液区bd =0.225m=225mm、入口安定区和出口安定bs = bs =70mmlw某某理工大学化工原理课程设计化高1102班(3)边缘区：bc=50mm(4)有效传质区Aa = 2(xJr2 x2 r2sin 1-), x= (D-

24、2bd) /2=0.475m, rr = (D-2bc) /2=0.65m,代入即有 Aa=1.114m2(5)阀孔的尺寸及排列型式：F1阀孔直径：d0=39mm排列：正三角形1 2取动能因子F0=10,那么阀孔气速为u0 = d2= 10=1.690m/s,阀孔数D . 35n = 4VS,即 n = d0 U04*0 17242 =85.4=86.取孔中央矩为t=100mm.按此数据排孔来调整实际浮阀数为*0.039 *1.690n=101.那么有:实际阀孔气速u.4*0.1724*0.0392*=1.429m/s,实际动能因子F0 =nu0 V 0.5 =8.5,实际开孔率=4=0.07

25、8<0.10满足设计要求.某某理工大学化工原理课程设计化高1102班3.2.26塔板校核(1)、液沫夹带量校核验证泛点率Fi ：AbKCF1.36LSZZ:液体横过塔板流动行程,单流型 Z = D 2bd =1.4-2*0.225=0.95m;K:物性系数,查表有K=1;Cf :泛点负荷因子,查图得0.12;Ab：板上液流面积,Ab = At -2 Ad = 1.539-2*0.207=1.125m2 o代入有 Fi=0.568 或 0.378,均小于 08: 0.82.(2)、塔板阻力校核塔板阻力八,=干板阻力h0 +液层阻力+克服液体外表张力阻力h(a)、干板阻力2h0 5.34 u

26、-(阀全开)联乂两式：l 2g,有临界阀孔气h0 19.9u00.175 / L(阀未全开)速u0,k=1.497m/s.显然Uo =1.429见人,故用阀未全开时的式子求h0 =0.055m.(b)、液层阻力对于碳烧化合物,充气系数=0.4: 0.5,这里取0.45.那么液层阻力 h1=( hW + hOW) =0.45*(0.05+0.0306)=0.036m.(c)、克服液体外表张力阻力某某理工大学化工原理课程设计化高1102班由于相对来说,h非常小,故其可忽略因止匕塔板阻力hf =0.055+0.036=0.091m(3)、降液管液泛校核降液管中清液柱高度(m)H d 二 hw + h

27、Ow + + hf + hd(a)、液面落差 较小,可不计.(b)、液体通过降液管阻力hd (包括底隙阻力hdi和进口堰阻力hd2)22底隙阻力 hdi=0.153* 上 =0.153*0.0172=0.027m, hd2=0.lwhb1.029*0.04因止匕 Hd =0.05+0.0306+0+0.091+0.027=0.199m泡沫层高度Hd' = Hd /,对乙烯乙烷体系 =0.5 ,那么Hd'=0.199/0.5=0.398<HT hW=0.45+0.05=0.5m,说明不会发生液泛.(4)、液体在降液管中停留时间校核停留时间：AH.207*.45 =5.89s

28、 3: 5s,满足设计要求.qVL0.0158(5)、严重漏液校核一'漏液点气速U0' = -F0=,而 F0'=5,故 u0'=5/135=0.845m/s.因、V此稳定系数k = u；=1.429/0.845=1.70>1.5,满足设计要求.U0322.7、塔板负荷性能图确定塔的操作弹性(1)、过量液沫夹带线(气相负荷上限线)某某理工大学化工原理课程设计化高1102班泛点率:F1 =1.36LSZAKCfVs.,V或片0.7844；Ab=1.215m2 ,=1.539m2 , Ab=0.79AT>0.78AT,故用第一式来算35Vs.| 1.36

29、Ls*0.95取 F1=0.8,即：0.8=Vs=0.370-4.091Ls: 420 351.217*1*0.12即 Vh=1332-4.091Lh(2)、液相下限线Lh=3.07lW=3.159m3/h(3)、严重漏液线(气相下限线)F0=5=Vh/；600 即Vh=18000A0/.",而 A0= Ar=0.078*1.539=0.120m2 ,即 Vh=365.1m3/h.(4)、液相上限线令停留时间Ad业=5s,Ls贝U Lh=3600LS = 3600* 0.207*0.45 =67.07m3 / h.5(5)、降液管液泛线令 H d = H thW= ,Hi'

30、H d = hW + hoW + hf + hd以及hoW 与Lh,hd 与hf与4、Vh的关系全代入并整理,可得：'2. ''2.'2/3a Vh =b-c Lh -d Lh式中a =1.38*10 7, b =0.178, c =6.97*10 6, d'=2.91*10 3即：Vh2 =1.29* 106-50.51 Lh2 -2.109* 104 Lh2/3某某理工大学化工原理课程设计化高1102班2/3注：how2.84*10 3E Lhlwhd =1.18*102LhlWhbhf = 1%2hw how 而 ho 5.34上乎 l 2g534

31、.2Vh / 3600A02由以上可得塔板负荷性能图:Lh注：降液管线太高对结果无大的影响,故不予画出 由图中有Lh,max =67.07 m3 / h , Lh,min =35.1. m3 / h O 即塔板操作弹性为:Lh ,max/ Lh,min= 1.91操作裕度为(Lh,max-Lh) /Lh=0.18第四章再沸器的设计4.1、 再沸器的选型及设计条件某某理工大学化工原理课程设计化高1102班(1)、选型综合考虑,选择立式热虹吸式再沸器.塔顶压力：2.601MPa;塔底压力：2.633MPa(2)、设计条件壳程/水管程/釜液温度/50(C)4.0(C)压力(绝压)/101.325 K

32、pa2.633 Mpa冷凝量/ (kg/h)蒸发量(kg/h)21724.5注：第三章已得 qnv=724.15kmol/h , qnL1=797.00 kmol/h,选用逆流传热 壳程流体在定性温度40c下的物性数据热导率 c=0.634m w/(m K)粘度 c=0.653mgPags密度 c=992.2kg/m3定压比热容 Cpc=4.174 kJ/(kg K)管程流体4.0C下的物性数据：潜热 =283.733kJ/kg热导率 b =0.0961 w/(m K)粘度 b=0.0566mPa s密度 b=420 kg/ m3液相定压比热容Cpb =3.431 pkJ/(kg K)气相粘度

33、 v=0.0088 mPas气相密度v =35.012 kg/ m3蒸汽压曲线斜率：(t/ p)s 1.452 10 4m2K/kg4.2、 估算设备尺寸某某理工大学化工原理课程设计化高1102班(1)、计算热流量 QR=Vb rb =21724.5*279.733/3600=1688.1kW(2)、计算传热温差,假定壳层出口温度为 30 C,那么50 430 4tm=35.1 C=35.1K50 4ln 30 4(3)、假定传热系数为K=1000 W/( m2gK)(4)、估算传热面积 A = Qr/(K tm)=1688.1*103/(1000*35.1)=48.09m2(5)、工艺结构设

34、计管规格拟用 38*2.5,管长L取3000mm管数Nt =d°L=48.09/( *0.033*3)=155采用正三角形排列：b=1.1、, "=13.69,管间距取48mm,那么壳径 DS=t b 12: 3 d0=48*12.69+2.5*33=691.9.4mm,圆整得 700mm.L/Ds=4.3,在4: 6之间.取管程进口直径为 250mm,出口直径300mm.4.3、 传热水平校核(1)、显热段传热系数计算设传热管出口处气含率Xe=0.21,所以循环量Wt 2= (21724.5/3600) /xe=28.74kg/sxe传热管面积S0 -di2NT =0.1

35、33m2单位面积上循环量为G W=216.09 kg/ss.某某理工大学化工原理课程设计化高1102班管内雷诺数Re dG =0.033*216.09/(0.0566*10 3) = 125989>10000 bC普朗特效Pr C= (3.431*0.0566) /0.0981 = 1.98(在 0.6： 160 内)b显热管内传热膜系数0.023Re0.8Pr0.4 = 1081W/(m2gs) di壳层传热膜系数:热水质量流量mcQR =1688.1/4.174*(50-30)=20.22kg/s.Cp «2 t1)4 t2 0.038224冗层当重直径 de =0.029

36、m0.038设折流板间距为B=0.3m,那么壳层流通面积-d0S BDs(1 1) 0.30.7 1 史0.043m248雷诺数为Re.demc e cSi0 029 20 22 2=20883>100000.653 10 3 0.043Cpcc =4.174*0.653/0.634=4.30(在0.6:160 内)因此,管外冷凝外表传热系数0 = 0.36 c R0055de1Pr30.14,取=1,贝U 0=3041 W/(m2gs) w管内污垢热阻：R 0.17 10 3 (m2 K)/W管外污垢热阻：Rq 0.2 10 3 (m2 K)/W管质选用不锈钢,那么w=45 W/(m

37、K)所以,管壁热阻Rw -0.0038528.44 10 (m K)/W45某某理工大学化工原理课程设计化高1102班由上数据代入下式:doid吟didodmRo(dm dd0 =0,036m)即有：KL=677w/(m2 K)(2)、蒸发段传热系数计算 a、泡核沸腾因数计算传热管内的釜液的质量流量：Gh=3600G=7.78 105 kg/(m2 h)0.50.1VbLV0.5354200.10.05660.00880.36Wx=Xe=0.21 时 1/Xtt = Xe/(1 Xe)0®/ =0.843,查图(教材 P71)得 aE=0.4 当 X 0.4xe 0.0840.084

38、) 0.9/0.36 =0.3231/Xtt=Xe/(1 Xe)0.9/0.084/(1由Gh及1/ Xtt再查图得a =1.0 ,故泡核沸腾修正因数a=_a 0.7 2计算泡核沸腾外表传热系数nb nb = 0.225b 0.69Qr di 0.69 L7Pr(7)(diAb bv, 0.33,味 di 0.311)()0.2250.09610.0331.980.69-62.633 100.033 0.313)2.732 101.6881 106 0.0330.69(48.1 283.733 0.0566)29208 W/ m .K420(351)0.33b、计算液体单独存在为基准的对流外表

39、传热系数= 0.023 () Re (1 X)0.8Pr04di某某理工大学化工原理课程设计化高1102班0.09610 804=0.023 () 125989 (1 0.084)1.980.033= 991 W/(m2 K)C、沸腾外表传热系数对流沸腾因子：% 3.5 1/ Xtt 0.5 1.99两相对流外表传热系数：tp Ftp i 1.99*991 = 1972W/(m2 K)沸腾外表传热系数：v= tp a nb 1972+0.7*9208=8418W/(m2 K)计算沸腾传热系数Ke-=1326 W/(m2 1K)Ke = -1-d oRi do Rw d o rdi v didm

40、(3)、显热段和蒸发段的长度:计算显热段的长度Lbc与传热管总长L的比值LC为:(t/ p)sdiNt KltmCpb b W0.01941.452 10 4所以 Lbc =0.058mLcd =3-0.058=2.942m(4)、实际数据由上有实际计算传热系数KC =Kl LbcKE LCDKc :(677*0.058+1326*2.942/3=1314W/(m2 K)tm)实际需要的传热面积为：1688100/(1314*35.1)=36.6 m2传热面积裕度:某某理工大学化工原理课程设计化高1102班H (Ap AcV =(48.09-36.6) /36.6=31.39 % > 3

41、0%AC4.4、循环流量的校核(1)、循环推动力PdPD = LCDL tp l tp g其中,l 查得推荐值为 1.02m, LCD=2.942m, l =420kg/sM X=Xe/3,由 1/Xtt =Xe/(1 Xe)0.9/ 有 Xtt=3.69,又有;tp v 1RllRl,RlXtt205Xtt221 Xtt 1代入有 Rl =0.3845,、=183.78kg/m3.同理取 x = xe,可得 tp=122.64kg/m3.因而 Pd=4796Pa(2)、循环阻力PfPf = n+ P2+ P3+ P4+ P5a、管程进出口阻力PiP= iLi G2Di 2 lPdPf-D,0

42、.7543i0.012270.38ReiGWi0.785Di2代入数据：G=585.78kg/( m2gs) , Re =2.587* 106 , i =0.01503,L=29.299m, R=775Pa.某某理工大学化工原理课程设计化高1102班b、传热管显热段阻力P2P2 =Lbc g2Z27而 LBc=0.058m, Re diG , G bWZ 2)0.785di Nt0.012270Z543代0.38) 7Re=0.02096, P2=2Pa入数据有 G=216.90 kg/(m2gs), R=1.26*105, c、传热管蒸发段阻力 P3气相阻力PV3= 丫上匕言di 2 vV

43、0.01227 , GV xG , Re -iV , x 取-xe=0.14,ReV .V3Re =1.14* 105 , eLcd =2.942m ,代入 数据有 Gv =30.37 kg/( m2gs ),V =0.02131, PV3=25Pa.液相阻力Pl3= Ld汽di 2 l而l 0.01227空浮,Gl G Gv , Re的代入数据有Gl =186.53 Rl .lkg/(m2gs), Re=1.09*105,L =0.02147,PL3=84Pa.4那么 P3= PV3%=767Pa.d、管内动量变化产生的阻力P4P4 = G2M / l一 1 x, x而乂=-1,带入 Rl=

44、0.3845, xe=0.21,有 M =4.817,Rlv 1 RlG =216.9 kg/(m2gs),P4=539Pa.e、管程出口段阻力P5某某理工大学化工原理课程设计化高1102班气相阻力PV5 =L Gv2V d092-；而 V 0.012270.7543 c0.38 ,GVxG,D0GVV2D0 /0.02540.3426 D0/0.0254 0.1914,代入数据D0=0.3m),有 G =407.08kg/(m2gs), Gv =56.99 kg/(m2gs), E=1.94*106, v =0.01535, L=35.04m,R5=83Pa.液相阻力FL5= LygG2而

45、L 0.01227 0j7043,Gl G Gv ,Re DG,代入数据有 Gl =350.09 ReL .Lkg/(m2gs), Re=1.88*106, l =0.01539,% =274Pa.因而管程出口段阻力P5= FV51/4Pl/ 4=2522Pa.由上可得循环阻力Pf =775+2+767+539+2522=4605Pa(3)、循环推动力与循环阻力的比值计算PnPL =(4796-4605)/4796=0.040,在 0.01: 0.05 N间 Pd第五章辅助设备设计5.1、 辅助容器的设计(容器填充系数取：k=0.7)5.1.1. 进料罐(低温贮料)0 c 乙烯 pn =346

46、kg/m3乙烷亿2 =402kg/m3某某理工大学化工原理课程设计化高1102班压力取2.63MPa由上面的计算可知进料Xf=65%Wf=63.4%平均密度 l=100/ (63.4/346+36.6/402) =364.6kg/m3进料质量流量：q mF =6027kg/h取停留时间：x为4天,即x=96h进料罐容积：V Q=2267m3圆整得2670m3 Lk5.1.2. 回流罐(-17C)液相回流量qmL =587*28=16436kg/h液相密度 l =398kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为x=0.5h,填充系数k=0.7V 皇=29.50 m3Lk圆整并考虑预量得V=35 m35

47、.1.3. 塔顶产品罐质量流量 qmD=3840.2kg/h;产品在产品罐中停留时间为x=120h,填充系数k=0.7即有V生点=1654.1 m3 Lk那么产品罐的容积取V=1660 m35.14釜液罐取停留时间为5天,即x=120h,填充系数k=0.7质量流量 qmW =2185.5 kg/h某某理工大学化工原理课程设计化高1102班V qmWx =892.04 m3Lk那么釜液罐的容积取V=900m3贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐9626702V-102回流罐0.5353V-103塔顶产品罐12016604V-104釜液罐1209005.2、传热设

48、备5.2.1.冷却器和塔顶冷凝器的集成入口出口塔顶产品温度/K256.15263.2塔底产品温度/K273.15263.4传热温差：tm rVt=8.6K管内液体流率：qnF=210kmol/h某某理工大学化工原理课程设计化高1102班小春小壬.升 65 28 35 30 ,平均摩尔质里：M =28.7kg/kmol100那么传热量 Q 4550 210 28.7 9.8/3600 74.651KW取K=700 ,那么传热面积为 A -Q-=12.4,圆整后得 A=13m2K tm5.2.2.釜液冷却器入口出口塔顶产品/K263.15273.15釜液/K273.15277.15传热温差：tm

49、/VY=5.4K传热量 Q 3520 72.86 28.7 9.8/3600 20.037KW取K=700 ,那么传热面积为A -Q=5.3 m2,圆整后取A=6 m2K tm5.3、泵的设计5.3. 1.进料泵两台,一用一备取液体流速：u=0.564m/s液体密度：=364.6kg/ m3取 d=65mm液体粘度；0.091mPa s取e =0.2,相对粗糙度：£ /d=0.003即有雷诺数Re 山=1.47*105查得：入=0.026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,因而有:某某理工大学化工原理课程设计化高1102班hf ( 1le)d _

50、pc=3.81md2g g取 Z 20mHe Z -f hf =24.1mg 2gqvL= -du =0.00187 m3/s=6.74m3/h 4选取泵的型号：AY 扬程：30 65m流量:5.3.2.回流泵(两台,一用一备)取液体流速：u=0.5m/s,液体密度 =398kg/ m3 ,黍占度 =0.098mPas取 d=0.128me=0.2,相对粗糙度：£ /d=0.0016,那么Re 也2.5 60m3 /s查得：入=0.0225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hf1 le2、upc)3.6m2gg取 Z 32mHe Z -f hf 36.1mg 2gqVL=23.2m3/h选取泵的型号：100F-57某某理工大学化工原理课程设计化高1102班5.3.3.釜液泵(两台,一备一用)取液体流速：u=0.394m/s液体密度 =420kg/ m3 , d 沪1=0.068液体粘度 =0.0088mPa s取e =0.2,相对粗糙度：& /d=0.0049雷诺数 Re =1.29*106查得：入=0.03取管路长度：l=30