化工原理课程设计方案乙烯-乙烷精馏装置设计方案筛板

大连理工大学课程设计题目:乙烯—乙烷精馏装置设计学部：化工与环境生命学部专业:化学工程与工艺（英语强化）班级：化英XXＸＸ学号：２0０X４8XXX学生姓名：XX指导教师：ＸXX目录ＴOC\ｏ”1—３”\h＼ｚ\uHＹPERLＩNK＼l＂_Toｃ297６8226６”目录ﻩPＡGＥREF_Toc2９768２266\h1HYPＥRLINK\ｌ”_Toc２9７6822６７”过程工艺与设备课程设计任务书 PAGEＲEF_Tｏc２976８2２6７\h4HYPERLIＮK\l”_Toc29768２268"第一章概述ﻩPAＧEREＦ＿Ｔoc２９7682268\h9HYPERLIＮK\l”_Ｔｏｃ297６8２269＂1．1精馏塔工艺设计ﻩＰＡGEＲEＦ_Toc２97682269\h９HYＰEＲLIＮK\l”＿Ｔoc29768２270＂１.2。再沸器 ＰAＧEＲEF_Ｔｏc2９76８22７０＼h9HＹＰＥRＬＩNK\l”_Ｔｏc29７6８227１"1。3。冷凝器（设计从略)ﻩPAGERＥF_Ｔoc297６8227１＼h9HＹPＥＲLINK\l”＿Toc2９76８2272＂第二章方案流程简介 PAＧEREF_Toc2９768２２72\ｈ10HＹＰERLＩNK＼ｌ”_Toc２976822７3＂2。1.精馏装置流程ﻩPAGEＲEF_Toc29768227３\h10HYＰERＬＩNK\l＂_Tｏc２９７6822７4”2．２。工艺流程 PAGEREＦ_Toc2976８２２74＼h10HYPERLＩＮK\l"_Toc297６82275"1)物料的储存和运输 PAGERＥF＿Toｃ29768２２75＼h１0HYPERＬＩNＫ＼ｌ"_Ｔoc297６8２２７6”2）必要的检测手段 PAGＥREF_Toｃ２9768２276＼ｈ102。３.处理能力及产品质量ﻩＰAGEREF_Toc2９７682278\ｈ1１HＹPERＬIＮK\l"_Toc2９76８２2７9＂第三章精馏塔工艺设计 PAGEREＦ_Toc2９76822７９\h１2HYPERLINK＼ｌ”_Tｏc２9７６8２２80"3．1设计条件 PAＧEREF＿Toc29７6８2２80\h12HYPERLINK\l＂_Toｃ2９7682281"工艺条件： PＡGERＥF_Toc29７6８22８1\h12HYPEＲＬＩNＫ\l＂_Tｏc297682282"操作条件： PAGEREF＿Toc29７682２82\h１２HYPＥＲLIＮＫ\l＂＿Toｃ29７682283＂塔板形式：ﻩＰAＧＥREF_Ｔｏc2976８2283\h1２ＨYＰERＬIＮＫ＼ｌ"＿Ｔoc29７6８2284"处理量： PAGEＲEF＿Toc2９７68２284\h12HＹPERLINＫ＼ｌ"_Toｃ297６82285”3。2物料衡算及热量衡算ﻩPＡＧEREＦ_Ｔｏc２97６８2285\ｈ12ＨYPERLINK\l”_Toc2９7６822８6”3.２．1物料衡算 ＰAGEREＦ＿Toc29７６8２2８6\h１2HＹPEＲＬＩNK3。4精馏塔工艺设计ﻩPＡＧＥREＦ＿Toc2９7６8２291\h16HYＰERLINK４.1再沸器的设计条件 PAGＥＲＥF_Ｔoｃ２976８2298\h２4ＨＹPERLＩNＫ\l”_Toｃ２97682299”4。１。1选用立式热虹吸式再沸器ﻩＰAGEREＦ＿Ｔoc297６82２9９\ｈ24HYPEＲLINK\l＂＿Tｏc297682３00＂４。1.２再沸器壳程与管程的设计ﻩPAGEREF＿Tｏc297６８２300\ｈ24ＨYＰＥRLINＫ＼l”_Ｔoc２9７68２301”４．１.３物性数据ﻩPＡGＥREF_Toc297６82３01＼ｈ24HＹPＥRLIＮＫ\l"_Ｔoc297682302"４。２换热器尺寸的估算ﻩＰAＧEREF_Ｔoc297682302\ｈ2５HYＰＥRLINK＼l"_Toc29７68230３"４.3传热系数的校核ﻩＰＡGＥREＦ_Toｃ29768２303\h26HＹPERＬIＮK\ｌ"_Toｃ29768２304"4.3。１显热段传热系数KL PAGEREＦ_Ｔｏc29７６8２304＼h26HYPＥRLINK＼l"＿Tｏc２9７６8２305”４．3.２蒸发段传热系数KE的计算ﻩＰAGＥＲＥF_Toc29７682３05\h2７HYＰEＲLINK\l"_Tｏc297６8230６＂４.3．3显热段及蒸发段长度 PAGEREF＿Toｃ２97６8２３０6\h29HYPERLINK\l”＿Ｔoc２9７682307＂4。3.4平均传热系数 PAGEＲＥＦ_Toc2９76823０7\h２9HYＰＥRLINK\ｌ"_Toc２9７6８2３０8”4。3。5传热面积裕度: PAGERＥF_Toｃ2９7682３08＼h30HYPＥRLINK\l＂_Tｏc297682309＂4。4循环流量的校核ﻩＰＡGEREF＿Toc29７682３0９\ｈ30HYPERLINK＼ｌ"_Toc2976８2310”（1)计算循环推动力 ＰAGERＥＦ_Toc29768２310＼ｈ30HYPERLINK\ｌ＂_Tｏc29７682311"（2)循环阻力ﻩPAGＥREＦ_Toc29768231１＼h３1HYＰERLINK\l＂_Ｔoｃ2976８2312”第5章辅助设备设计 PAGＥREＦ_Tｏc297６８２3１2\h34HYPERLINＫ\ｌ"_Ｔｏｃ29７68２３１3"5．1辅助容器的设计ﻩＰAGEREF_Toc2976８2313\ｈ3４HYPERLINK\ｌ"_Ｔｏc２9768２３14＂5.1．1进料罐ﻩＰAGEＲEF_Toc297682314＼h３４HYＰERLINK5。1。2回流罐ﻩPAＧEREF_Toc29768２3１5\h3４HＹＰERLINK\ｌ＂＿Tｏc2976８23１6”5.1.3塔顶产品罐 ＰAGEＲEF_Toc297６８23１6＼h34ＨYPＥRLIＮK＼l＂_Toc2976８2317"5。1.４釜液罐ﻩＰＡGEREF_Ｔｏc２9７682３17\h3５ＨYPERLＩＮK第7章控制方案 PAGEREＦ_Toc2９7682327\h４0HYPERLＩNＫ\ｌ”＿Toc297682３2８"附录一主要符号说明ﻩPAGEREF_Ｔｏc29768２３28\h4２ＨＹPERLＩＮK\l”_Ｔoc２97682329＂附录二主要参考文献 PAGEＲＥＦ_Ｔｏc29７68２３2９\h43ＨYＰＥRLINＫ\l＂＿Toc２9７682３30"附件三:泡点及塔板计算程序 ２330\ｈ44HYPERLIＮK\l"_Tｏc2９７６82３３1”附录四：计算结果表ﻩPAＧEREF＿Tｏc２97682331＼ｈ46HＹPERＬＩＮK\l＂＿Toc2９７682３３２＂总结ﻩＰAGEＲEF_Ｔｏc２97682332＼h48ﻬ过程工艺与设备课程设计任务书（一)乙烯——乙烷精馏装置设计学生姓名吕超班级化英0７01学号20０７485２６表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数.一、设计条件工艺条件：饱和液体进料,进料乙烯含量（摩尔百分数)塔顶乙烯含量，釜液乙烯含量，总板效率为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R/Rmin１。31。5１。7１．31．5１．7１．３１.5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。７1．31.51。7１．３1。51．7１．3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/Rmiｎ1．51。７1.31。5１．71.31.5１．７续表1序号√25２６272829３0３１32塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底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R/Rｍｉn1．31。５１．７1．３1．51．71.３1.5续表1序号333435363738３940塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底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/Rｍin1．71.３1。5１。71．31．5１。71。3续表１序号4142４３４４45４64７4８塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底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／Ｒｍｉn1.51．７1。3１.5１.71。３1。５1.7二、工艺设计要求１完成精馏塔的工艺设计计算；(1）塔高、塔径(2)溢流装置的设计(3)塔盘布置（４）塔盘流动性能的校核（5)负荷性能图2完成塔底再沸器的设计计算；３管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；４其余辅助设备的计算及选型；５控制仪表的选择参数;6用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔或再沸器）的工艺条件图各一张；(塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图;塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。）7编写设计说明书.三、其它要求本课程的设计说明书分两本装订,第一本为工艺设计说明书,第二本为机械设计说明书。１—２周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来,计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注:应用化学专业只进行工艺设计）。图纸一律用计算机（电子图板）出图。本课程要求独立完成,发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试(核）情况综合给定。四、参考资料《化工单元过程及设备课程设计》，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社,2002年。《化学化工物性数据手册》(有机卷）,刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，20０2年。《化工物性算图手册》,刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社,200２年。《石油化工基础数据手册》,卢焕章，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，198２年。《石油化工基础数据手册》（续篇),马沛生，化学工业出版社，19９３年。《石油化工设计手册》,王松汉,化学工业出版社，200２年.指导教师贺高红任务书下达日期２0０11年０6月21日前言本精馏塔极其辅助设备设计书包括概述,流程简介,设计任务书，精馏塔设计,再沸器设计，辅助设备设计,管路设计，控制方案，附录共九个部分。设计书中对筛板精馏塔和再沸器的设计做了详细的说明,对辅助设备和管路的设计做了简要说明。由于设计者经验有限，设计时间有限，因此有设计不妥之处在所难免，欢迎老师予以指正。感谢老师的指导。吕超第一章概述1．1精馏塔工艺设计精馏是分离液体混合物(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了广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂),使气液两相多次直接接触和分离，利用也想混合物中各组挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相转移,难挥发组分由汽相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离.该过程是同时进行传热传质过程。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。本设计回流比为最小回流比的1.3倍，回流比增大虽然可以提高产品的质量,可以在塔顶产品纯度一定的情况下，减少塔板数,减少了设备费用，但是增加了能耗,综合各类因素，本设计回流比设计为最小回流比的１。3倍.１．２.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。▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。1．3．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.第二章方案流程简介2．1。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.设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器.2.3.处理能力及产品质量乙烯乙烷物系R处理量：100kmol/h产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）进料:x塔顶产品:x塔底产品:x第三章精馏塔工艺设计3。1设计条件工艺条件:饱和液体进料进料乙烯含量：xF塔顶乙烯含量:x釜液乙烯含量:x总板效率:0．６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——水加热方法--间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4)回流比系数：R塔板形式:筛板处理量：qnf=100kmoｌ／h３。2物料衡算及热量衡算3.２．1物料衡算q解得:q塔内气、液相流量:1）精馏段：q2）提馏段：q3．２。２热量衡算1)再沸器热流量:q再沸器加热蒸气的质量流量：G２）冷凝器热流量：Q冷凝器冷却剂的质量流量：G3．３塔板数的计算1)相对挥发度的计算:塔顶操作压力（绝压)：P=2500KPa+101.3KPa=2601.3KPalnpi0在P—K－T图上，查得:k则α2）塔板数取塔顶温度T=−16.2℃压力P=2601.3KPa下的各个物性参数，从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：乙烷:气相密度ρv=38kg液相表面张力σ=5.366乙烯：气相密度ρv=36液相表面张力σ=2.571设实际塔板数为7５1设每块塔板的压差为1０0mm液柱则∆p=75×100mm液柱=30.403Kpa塔底压力(绝压）P=2500+101.3+30.403=2631lnpi0由Ｐ-Ｋ-Ｔ图查得:kA=1.60；kB=1.1,t=6.05℃；则α平均=泡点进料：q=1q线方程：xxe=0.65RR=1.3x精馏段操线方程：y（精馏段)第1块塔板的气相组成y为：０。98６3１9液相组成ｘ为：０。９８５46７（精馏段)第2块塔板的气相组成y为:0.98２0１1液相组成x为：０.98015１(精馏段）第3块塔板的气相组成y为：0.9７６98５液相组成x为：0。97395１(精馏段）第4块塔板的气相组成y为:０.97１１47液相组成x为:0。９66７５(精馏段）第5块塔板的气相组成y为:0．96４401液相组成x为：0．9５8427（精馏段）第6块塔板的气相组成y为：0.95664８液相组成x为：0.948863（精馏段)第７块塔板的气相组成y为：０.9４77９7液相组成x为：0.937944(精馏段)第8块塔板的气相组成y为:0．９37768液相组成x为：0。925５71（精馏段）第９块塔板的气相组成y为:０．92６5液相组成ｘ为：0．91167（精馏段）第1０块塔板的气相组成y为：０。９1395９液相组成x为：０。896199（精馏段）第11块塔板的气相组成ｙ为：0．９0０149液相组成x为:０．8791６2（精馏段）第12块塔板的气相组成y为：0。88５118液相组成x为：0。860６2（精馏段）第１３块塔板的气相组成y为:０．８68９64液相组成x为:０．84０69１（精馏段）第１4块塔板的气相组成ｙ为：０．８51839液相组成x为：0。81956４（精馏段）第15块塔板的气相组成ｙ为:0。８３３943液相组成x为：０.７97４８７（精馏段)第1６块塔板的气相组成y为:0．8１５５22液相组成x为：0。7７476１（精馏段）第1７块塔板的气相组成y为：0．796８5２液相组成x为：０.75173（精馏段)第１８块塔板的气相组成y为:0。７78２2６液相组成x为：０.72875２（精馏段）第１９块塔板的气相组成y为：０。７５9９33液相组成ｘ为：0。7０６１84(精馏段)第20块塔板的气相组成ｙ为:0.74２241液相组成ｘ为：0。6８4359（精馏段)第２1块塔板的气相组成ｙ为：0。725384液相组成x为:０．663563(精馏段）第22块塔板的气相组成y为：0。709549液相组成ｘ为:0．６４40２8理论进料板为NF＝２2提馏段操作方程：xy(提馏段）第23块塔板的气相组成y为：０.687５28液相组成x为:0.６25922(提馏段)第24块塔板的气相组成y为:0.6６02３６液相组成x为：0.6０1１24（提馏段)第２5块塔板的气相组成ｙ为：０.6２７０75液相组成ｘ为：０.５70９95（提馏段）第２6块塔板的气相组成y为：0。5８774液相组成x为：0.5３5255（提馏段）第2７块塔板的气相组成y为:０.54２3８9液相组成x为：０．4940４９（提馏段）第28块塔板的气相组成ｙ为：0.491784液相组成x为：0．４4807（提馏段)第29块塔板的气相组成y为:0。4373３８液相组成x为:0.39８6(提馏段)第30块塔板的气相组成ｙ为：0.３8100７液相组成x为:０．34741８（提馏段)第31块塔板的气相组成y为:0．3２5037液相组成x为：０.296５64（提馏段）第３2块塔板的气相组成ｙ为：０.２71６19液相组成ｘ为：0．２48０２8（提馏段)第33块塔板的气相组成ｙ为：０．22２５５７液相组成x为：0．203４５１（提馏段)第34块塔板的气相组成y为:0。17９0６２液相组成ｘ为:０。１6３932（提馏段)第35块塔板的气相组成y为：0。１4１693液相组成x为：0。１２99７8(提馏段)第36块塔板的气相组成ｙ为：0.110443液相组成x为：0.101585(提馏段）第３7块塔板的气相组成y为：0.０８４８9６液相组成ｘ为：0。0783７２9（提馏段）第３８块塔板的气相组成y为：０。06４3952液相组成x为：０.059７46(提馏段）第39块塔板的气相组成y为:0.048１87４液相组成x为:0.0450197（提馏段）第40块塔板的气相组成y为：0。0355241液相组成x为：0.0335139（提馏段）第４1块塔板的气相组成y为：0．０25７2１２液相组成x为：0．０2４６0７(提馏段）第42块塔板的气相组成y为：０.0１8１86７液相组成ｘ为：0．０177612（提馏段）第4３块塔板的气相组成ｙ为:０。0124275液相组成x为:0.012５２84（提馏段）第44块塔板的气相组成y为:0．008043８7液相组成ｘ为：0.0０８５4546计算完成共计:44块塔板理论板数:N实际板数：N实际塔板数为7２块(不含釜）进料板为N塔底压力为(绝）为:P=2631KPa3。4精馏塔工艺设计３．４．1精馏段物性数据取塔顶温度T=−16.2℃，压力P=2601.3KPa下的各个物性参数从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：乙烷：气相密度ρv38液相表面张力σ=5.366mN乙烯:气相密度ρv=36液相表面张力σ=2.571mN平均相对摩尔质量M塔顶混合液体密度1塔顶混合气体密度查得：PP查得压缩因子为:Z=0.924混合气体密度为:ρ３。4。２塔径计算1)气液流量精馏段液相流量：q精馏段气相流量:q提馏段液相流量：q提馏段气相流量:q质量流量：qq两相流动参数：F2)塔径的计算设HT初值为0。4５米查筛板泛点关联图得:C２0=０.06气体负荷因子：C=液泛气速:u设泛点率为0。７5u=0.75气体流量:q气体流通截面积：A=单流型、弓形降液管塔板:A塔板截面积:A塔径：D=按照塔设备系列化标准圆整取塔径为D=1．2m因此，塔板截面积A降液管截面积AA=实际操作气速为u实际泛点率为u3.4.3塔高的估算实际塔板数为72,设HT初值为0.４5米，有效塔高Z设釜底液在釜中的停留时间为5miｎ，釜底液流出量q釜底液的高度∆Z=设置6个人孔,每个人孔0.8m;裙座取5m；釜液上方气液分离高度：１．5m；将进料所在板的板间距HF设置:0.9ｍ；塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取：HD实际塔高为H=３。4．４降液管尺寸由以上设计结果塔径:D=1。２m；AdA堰长：lw=1.2×0.725=0.87m设入口出口安定区bｓ=0．０7m边缘宽度为ｂｃ=０。0５m有效传质面积Aa＝2(xx=r=因此有效传质面积为:A取筛孔直径为ｄ0=０．0０５m取筛孔中心距:t=开孔率：φ=0.907筛孔总截面积为：Aq因此筛孔气速:u筛孔个数：n=设堰高为：hw＝0．04ｍ取塔板厚度为:δ=0.004m取底隙:h液相流量：q近似取:Ｅ=１堰上方液头高度：h3．4．5塔板的校核１）液沫夹带量eV由FLＶ=０.246６，泛点率为0.61,查得Ψ=0.042e符合要求２）塔板阻力hfhd查表C0=0。8hu气体动能因子：F查得塔板上层液的充气系数β=0.8hh塔板阻力:hf3）降液管液泛校核液体通过降液管的流动阻力：h取：Δ=0降液管中清夜柱的高度：H取降液管中泡沫层的相对密度:Φ=0.6HHT4)液体在降液管中停留时间ττ=A5)严重漏液校核严重漏液时干板阻力ℎℎ漏液点气速uu稳定系数k=u6）塔板的负荷性能图①过量液沫夹带线（气相负荷上限线）规定：当eq②液相下划线规定:ℎ整理出：q严重漏液线(气相下限线)u0'整理得：q式中abc代入得：q汽相上限线令τ=q降液管液泛线令：H将：Hd=hw+how+hd+a其中：abcd代入得：3.47×整理得：q汽相流量：q液相流量q筛板的负荷性能图如下所示由图可查qq故操作弹性为：q第四章再沸器的设计4。1再沸器的设计条件4。1.1选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：P=２6０１.3ＫPａ（绝对压力)压力降∆P=塔底压力:2627KPa（绝对压力）4。1.２再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（℃)706。0５压力（kPａ绝压)101．3２62５蒸发量：D４.１。3物性数据１)壳程凝液在温度(70℃）下的物性数据潜热:r热导率：λ粘度：μ密度:ρ2)管程流体在（6.05潜热：r液相热导率：λ液相粘度：μ液相密度:ρ液相定比压热容：C表面张力：σ气相粘度：μ气相密度：ρ蒸气压曲线斜率Δt4．２换热器尺寸的估算再沸器的热流量:qΦ传热温差：Δ设传热系数为K=900则传热面积为A拟用传热管规格为:Φ38×2.5mm,管长L=2000mmd计算传热管束：N设传热管按正三角形排列：b=1.1管心距:t=0.048mD取DLD取管程进口直径Di=0.15m4.3传热系数的校核4。3．１显热段传热系数KＬ1）设传热管出口的汽化率X釜液蒸发质量流量：D釜液循环质量流量：W2)计算显热管内传热膜系数α传热管内质量流速G=其中:dsG=雷诺数：Re普朗特数：P显热段传热管内表面系数：α3）壳程冷凝传热膜系数计算α蒸汽冷凝的质量流量:m=传热管外单位软是周边上凝液质量流量：M=雷诺数:Reα４)污垢热阻及管壁热阻沸腾侧:R冷凝侧：R管壁热阻:R5)显热段的传热系数KL的计算dK4。3.２蒸发段传热系数ＫＥ的计算1)传热管内釜液的质量流量:G当xeX1/查书得aE=0.X1/查书得：a2）泡核沸腾修正因数aa3）泡核沸腾表面传热系数hℎ4)以液体单独存在为基础的管内表面传热系数hiℎ5）对流沸腾因子：F6）两相对流表面传热系数ℎ７)沸腾传热膜系数：ℎ８)蒸发段传热系数K4。３.3显热段及蒸发段长度LLL4。3．4平均传热系数K需要传热面积为A4.3．5传热面积裕度:H=所以,传热面积裕度合适,满足要求4。4循环流量的校核（1)计算循环推动力1)当x=X两相的液相分率：R两相流平均密度：ρ２)当x=XR两相流平均密度ρ取l=0.9m循环推动力：∆(2）循环阻力1）管程进口管阻力∆p进口管内质量流速：G釜液在进口管内流动雷诺数：Re进口管内流体流动摩擦系数：λ进口管长度与局部阻力当量长度:L管程进出口阻力：Δ２)传热管显热段阻力Δ釜液在传热管内的质量流速G=釜液在传热管内流动时的雷诺数Re=进口管内流体流动的摩擦因数为λ传热管显热段阻力为Δ3）传热管蒸发阻力ΔG气相在传热管内的质量流速GReλΔ液相在传热管内的质量流速GG液相在传热管内的流动雷诺数ReReλ传热管内的液相流动阻力为Δ传热管内两相流动阻力为ΔP４)管程内因动量变化引起的阻力传热管内的质量流速G蒸发管内因栋梁变化引起的阻力系数ξ为ξ=蒸发段管程内因栋梁变化引起的阻力Δp5)管程出口阻力管程出口管中气液两相总质量流速G=管程出口管中汽相质量流速G管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'l管程出口管中汽相流动雷诺数ReRe管程出口管汽相流动的摩擦系数λ液相流动阻力Δ管程出口管中液相质量流量G计算管程出口管中液相流动雷诺数ReLRe管程出口中液相流动的摩擦系数λ管程出口管中的液流动阻力ΔΔP循环阻力Δp循环推动力和循环阻力的比值Δp在0。01到0.０5之间,符合第５章辅助设备设计5。１辅助容器的设计5.1.1进料罐(常温高压贮料)1）25℃的物性液相密度乙烯：ρ液相密度乙烷：ρ压力取:2500+101.3+液体粘度:μ=0.0566mPa∙s进料:xf=0.65平均密度ρ进料口的平均相对分子质量M进料的质量流量F填充系数k=0.停留时间为t=进料罐的容量V=圆整后取V=905５。1．2回流罐（−16.2℃质量流量L设凝液在回流罐中停留时间为0.25h,填充系数∅=0.7回流罐的容积V=取V=5．１。3塔顶产品罐质量流量D产品在产品罐中停留时间为t=96h填充系数产品罐容积则产品罐的容积：V=取V=6005。１．4釜液罐取停留时间为５天，即t=120h质量流量：W釜液罐的容积:V=５．2传热设备5．２．1。冷却器和塔顶冷凝器的集成采用卧式冷凝器：入口出口塔顶产品２５6.９５K25６．95K液氮223.4Ｋ2４3.４K传热温差：Δ管内液体流率:F=热流量：Φ=取传热系数：K=300则传热面积为:A=圆整后:A=1355.2．2。釜液冷却器塔顶产品与进料热交换后,继续与冷却釜液入口出口塔顶产品263.２Ｋ27３.2Ｋ釜液279．２K280。２K传热温差：∆液态乙烷的比热容为2.88热流量Φ=取K=300A=圆整后取A=3第６章管路设计6．１泵的设计６。１。１进料泵(两台，一开一备用)设液体流速:u=0.5液相密度ρFd=则:d=0.07m取相对粗糙度：εRe=查的λ=0.026管长l=100m管路中4个９０度弯管，1个截止阀，1个文史馆流量计hf=当ΔZ=50mHe=ΔZ+L选取泵AY６.1.２回流泵（两台，一开一备用）液体流速为：u=0.5m/sqd=取d=0.115m取相对粗糙度εRe=因此λ=0.025管路长度l=100m管路中９０度弯管４个,１个截止阀，１个文氏管流量计hf=当ΔZ=50mHe=ΔZ+L选用泵型号:DSJH6．１。3釜液泵（两台,一开一备用）流体流速:u=0.5m/s液体密度：ρqd=取相对粗糙度：εRe=λ=0.05管路长度:l=40m查得：λ=0.0５取9０度弯管4个,截止阀一个,文氏管流量计１个hf=当ΔZ=−10mHe=ΔZ+L停止工作时使用选取泵的型号：GI６.2管路设计进料管d=取管子规格Ф6８×5。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。5Ф70×３塔顶蒸气管15Ф377×１０塔顶产品管0．5Ф60×3回流管０．5Ф8９×5釜液输送管０。5Ф3２×４．５仪表接管/Ф３2×3塔底蒸气回流管15Ф37７×1０第７章控制方案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ρL(kg／m3)１FIC—01进料流量控制０~３000ｋg／h乙烷、乙烯ρL＝437.012FIC—0２回流定量控制0~15００kg/h乙烯ρＬ=402.８3PIC—01塔压控制0～3ＭPa乙烷ρV=384ＨIC－02回流罐液面控制０～1ｍ乙烯ρL=4０2.8５HＩC－01釜液面控制0~3m乙烷ρL=435．846TIC—01釜温控制5～10℃乙烷ρＬ＝４3５．84系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1Ｔ-1０１乙烯－-乙烷精馏塔筛板塔D=1200ｍm，Nｐ=72H=4２。５５m操作温度t=—16.2℃操作压力P=2601。3KPa２Ｅ-1０1原料预热器操作压力P3Ｅ-102塔T－１０1顶冷凝器操作压力Ｐ＝260１。３ＫＰa４E－１03塔T－101再沸器Ｄ=0。6ｍ，＝５９,Ｌ=2ｍ操作压力P=2631KPa5E—104塔顶产品冷却器6E—１０5塔底产品冷却器7P—１01进料泵2台离心泵乙烯、乙烷混合液8Ｐ－102釜液泵2台离心泵乙烷液9P－10３回流泵２台离心泵乙烯液10Ｐ—104塔顶产品泵2台离心泵乙烯液1１P－105塔底产品泵2台离心泵乙烷液12V－1０１原料罐卧式13V—1０２回流罐卧式1４Ｖ—103塔顶产品罐立式常压15Ｖ—104塔底产品罐立式常压16V－１05不合格产品罐立式常压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,ｍ2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2Ｇ质量流量,kg/ｈA０浮阀塔板阀孔总截面积，m2Ｈｄ降液管内清液层高度，mAＴ塔截面积，m2H降液管内泡沫层高度，ｍb液体横过塔板流动时的平均宽度,mHT塔板间距,mb塔板上边缘区宽度,mｈb降液管底隙，ｍbd降液管宽度，muf液泛气速,ｍ/sbs塔板上入口安定区宽度,mhd液体流过降液管底隙的阻力(以清液层高度表示),mb塔板上出口安定区宽度，ｍｈｆ塔板阻力（以清液层高度表示），ｍC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力(以清液层高度表示)，mC2０液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hＬ塔板上清液层高度，mＣ0孔流系数ｈ0干板阻力（以清液层高度表示）,mD塔径,mｌW堰长，mｄ0阀孔直径，mM摩尔质量，kg／kｍoldｐ液滴直径,mpf塔板阻力降,Ｎ/m２E液流收缩系数Q热流量,WEＴ塔板效率NＴ理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数Ｆ0气体的阀孔动能因子，n浮阀个数F1实际泛点率ｑ进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比α相对挥发度r摩尔汽化潜热,ｋj／ｋmolΔ液面落差，mT温度，Ｋ(℃)μ液体粘度，Pａ·sｔ阀孔中心距,mρ密度，kｇ／m3u设计或操作气速，ｍ/sσ液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/ｓτ时间，su严重漏液时阀孔气速，m／ｓΦ降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，ｋｍol／ｈφ塔板的开孔率V气相体积流量，ｍ3/ｈℎ严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示)，ｍV气相体积流量，ｍ3/ｓℎ克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示)，mqｎＷ釜液摩尔流量，ｋmol/hhOＷ堰上方液头高度，mqｎF进料摩尔流量,ｋｍoｌ/hhW堰高，mqｎD馏出液摩尔流量,ｋmol／hK传热系数,W/（K·m2）x液相组成,摩尔分数ｋ塔板的稳定性系数ｙ气相组成,摩尔分数ｑnＬ液相摩尔流量，kmｏl／ｈZ0塔的有效高度,ｍLh液相体积流量，ｍ３/hxF进料组成,摩尔分数Ls液相体积流量,ｍ3/s下标Ａ，B组分名称mａx最大c冷凝器,冷却水ｎ塔板序号Ｄ馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒Ｌ液相V气相ｍｉｎ最小W釜液上标'提馏段附录二主要参考文献《化工单元过程及设备课程设计》(第二版),匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，20１０年。《化学化工物性数据手册》（有机卷),刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社,2002年。《化学化工物性数据手册》（无机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2０02年.《化工物性算图手册》，刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，20０2年。《化工原理》,大连理工大学编,高等教育出版社，２0０9年.附件三:泡点及塔板计算程序塔顶温度计算：#inｃｌｕde＂sｔdａfｘ.h＂iｎt＿ｔmain（intaｒｇｃ，_TＣHAR*ａrgv［]）｛ﻩuｓｉngnａｍeｓｐａcestｄ；ﻩdｏublｅｔ;ﻩcouｔ〈〈”iｎpuｔT="；ﻩcｉn>>t；ﻩdouｂｌeｐａ，pｂ，ｐa1,pb１；ﻩpa=１５。5368－（134７．0１/(t－18.１5)）；ﻩｐａ1=ｅｘｐ(pａ);ﻩpｂ=15。6６3７-（１5１1。42/（t-17.１6）)；ﻩpb1=ｅxp（ｐb)；ﻩdoubｌex;ﻩｘ=(２50０+101.3-（ｐb1／７。６）)/（（pａ1/7。6）－（pb１/7。6))； ｃout<<”x="〈＜x；ﻩrｅtｕrn０;}塔底温度计算：＃ｉncluｄｅ"sｔdafx.h”inｔ_tmain（ｉntarｇｃ,_TCＨAR*argｖ[］）{ usinｇnameｓｐａｃesｔｄ;ﻩｄoublet；ﻩcout<＜"ｉｎputT=＂； cin>>t; ｄｏublepa，ｐｂ，pa1,ｐb1; pａ＝15.5368－（１３4７．０1/（t－１8．１5))；ﻩpa1＝eｘｐ（pa)；ﻩpｂ＝１5．66３7—（151１.42／（t－１７。１６）); ｐｂ１＝eｘp(pb）；ﻩdoｕblｅｘ; ｄoublｅaｌlzｕｌi；ﻩｃout〈<”ｉnpｕt全塔阻力：＂；ﻩciｎ〉〉aｌlｚｕli；ﻩｘ＝(2500＋101。3+allｚuli－（ｐb1/７.６）)/（（pa1/7.６)—(ｐｂ1/7.6））；ﻩcｏｕt<<”ｘ=”＜〈x＜<endl； return0;｝塔板数计算：#inｃｌｕdｅ”sｔｄａfx.h”ｉnｔ＿tmaｉn(intargc，＿TＣＨAＲ*argv[])｛ﻩusｉｎgnａmesｐaceｓｔd； doｕｂlｅaｌｐha；ﻩcｏｕt<<"iｎpuｔalphａ=";ﻩcin〉>alｐhａ；ﻩdoｕｂｌey;ﻩｃout＜＜"inpｕty1＝"；ﻩcin〉＞y；ﻩｄoublｅｘ；ﻩiｎtxｎ=1； ｄoﻩ｛ﻩﻩｘ=ｙ/（alpha－（（ａlphａ－１)*y)）;ﻩﻩy=0.8106＊ｘ＋0．1875；ﻩﻩｃoｕt＜＜＂(精馏段)第”＜〈xｎ〈〈"块塔板的气相组成y为：”<〈ｙ＜〈＂液相组成x为:＂＜〈ｘ〈<e