化工原理課程設(shè)計 ----乙烯——乙烷精餾裝置設(shè)計

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文檔簡介

1、　　前言　　本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共七章。　　說明中對精餾塔和再沸器的設(shè)計計算做了詳細的闡述，對于輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了簡單的說明。　　鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多的錯誤，希望各位老師給予指

2、正。　　感謝老師的指導(dǎo)和參閱！　　目錄　　第一章概述4　　第二章方案流程簡介6　　第三章精餾塔工藝設(shè)計8<p&

3、gt;　　一、設(shè)計條件8　　二、物料衡算及熱量衡算9　　1、物料衡算9　　2、回流比計算9　　3、全塔物料衡算10<p

4、>　　4、逐板計算塔板數(shù)11　　第四章精餾塔工藝設(shè)計14　　1.物性數(shù)據(jù)14　　2.初估塔徑14　　3.塔高的估算15　　4.溢流裝置的

5、設(shè)計16　　5.塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取17　　6.塔板流動性能校核18　　7.負荷性能圖20　　第五章再沸器的設(shè)計23　　一、設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件23　　二、估算設(shè)備尺寸

6、24　　三、傳熱系數(shù)的校核25　　四、循環(huán)流量校核28　　第五章輔助設(shè)備設(shè)計32　　一、管路設(shè)計32　　二、輔助容器的設(shè)計35<b

7、>　　三、泵的設(shè)計37　　四、傳熱設(shè)備41　　第七章控制方案43　　附錄1 過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書44　　附錄2 精餾塔及再沸器計算結(jié)果匯總49

8、附錄3 主要符號說明52　　附錄4 參考文獻54　　第一章概述　　精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。　　精餾塔<p&

9、gt;　　精餾塔是該工藝過程的核心設(shè)備，精餾塔按傳質(zhì)元件區(qū)別可分為兩大類，即板式精餾塔和填料精餾塔。本設(shè)計為板式精餾塔。精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板，塔中部適宜位置設(shè)有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。　　簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而

10、在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。　　本設(shè)計為浮閥塔，浮閥塔板綜合了泡罩塔板和篩板塔板的優(yōu)點，塔板上的孔較大，每個孔還裝有可以上下浮動的浮閥。　　再沸器　　作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩

11、相間的接觸傳質(zhì)得以進行。　　本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。　　立式熱虹吸特點：　　1、循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。

12、　2、結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。　　3、殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。　　4、塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。　　冷凝器（設(shè)計從略）　　用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最

13、常用的冷凝器是管殼式換熱器。　　第二章方案流程簡介　　精餾裝置流程　　精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。　　流

14、程如下：　　原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨?，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分

15、離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。　　工藝流程　　物料的儲存和運輸　　精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐、泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所

16、用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。　　必要的檢測手段　　為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當位置設(shè)置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。　　另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。

17、3）調(diào)節(jié)裝置　　由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切換。　　設(shè)備選用　　精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。

18、　　處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量　　處理量： 140kmol/h　　產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分數(shù)計）　　進料：xf＝65％　　塔頂產(chǎn)品：xD＝99％<p&g

19、t;　　塔底產(chǎn)品: xw≤1％　　第三章精餾塔工藝設(shè)計　　一、設(shè)計條件　　工藝條件：　　飽和液體進料，進料乙烯含量xf＝65％（摩爾百分數(shù)）　　塔頂乙烯

20、含量 xD＝99％，釜液乙烯含量 xw≤1％，總板效率為0.6。　　2．操作條件：　　1）塔頂操作壓力：P=2.5MPa（表壓）　　2）加熱劑及加熱方法：加熱劑——熱水　　加熱方法——間壁換熱

21、　　3）冷卻劑：制冷劑　　4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5　　3．塔板形式：浮閥　　4．處理量：qnfh=140kmol/h　　5．安裝地點：大連<

22、/p>　　6．塔板設(shè)計位置：塔底　　二、物料衡算及熱量衡算　　1、物料衡算　　塔頂與塔底溫度的確定　　①、塔頂壓力Pt=2500+101.325=2601.325KPa；<p&

23、gt;　　假設(shè)塔頂溫度Tto=-17℃ 　　查P-T-K圖得KA、KB 因為YA=0.99　　結(jié)果小于10-3。　　所以假設(shè)正確，得出塔頂溫度為-17℃。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。　　α1=KA/KB=1.0/0.7

24、1=1.408　　②、塔底溫度　　設(shè)NT=41（含塔釜）則NP=(NT-1)/NT=67　　按每塊阻力降100液柱計算 pL=410kg/m3　　則P底=P頂+NP*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.

25、81/1000　　=2.63KPa　　假設(shè)塔頂溫度Tto=5℃ 　　查P-T-K圖得KA、KB 因為XA=0.02　　結(jié)果小于10-3。　　所以假

26、設(shè)正確，得出塔頂溫度為5℃。用同樣的計算，可以求出其他塔板溫度。　　α2=KA/KB=1.15　　所以相對揮發(fā)度α=（α1+α2）/2=1.429　　2、回流比計算　　泡點進料：q=1

27、q線：x=xf = 65% 　　代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.728;　　R=1.2Rmin=5.21;　　3、全塔物料衡算　　qnDh+qnWh=qnFh 　　qnDh

28、xd+qnWhxw=qnFhxf　　解得 qnDh =91.43kmol/h ; qnWh=4kmol/h　　塔內(nèi)氣、液相流量：　　精餾段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh　　提留段：

29、qnLh’= qnLh+q×qnFh; qnVh’= qnVh-(1-q×)qnFh　　M=xf·MA+(1-xf)·MB=0.65×28＋0.35×30=28.7kg/kmol　　MD=xd·MA+(1-xd)·MB=0.98×28＋0.02×30=27

30、.75kg/kmol　　MW=xw·MA+(1-xw)·MB=0.02×28＋0.98×30=29.98kg/kmol　　qmf= qnfh×M=4018kg/s　　qmD= qnDh×MD=2537.18 kg/s<p&g

31、t;　　qnW=qnWh×MW=1456.13 kg/s　　qmL=R×qmD =476.194 kg/s　　qmV=(R+1) qmD =567.6 kg/s　　qmL’= qmL +q× qmf =616.194 kg/s　　qmV’=

32、qmV -(1-q) × qmf =567.594 kg/s　　4、逐板計算塔板數(shù)　　精餾段：　　y1=xD=0.99　　直至xi< xf 理論進料位置：第i塊板<

33、/p>　　進入提餾段：　　直至xn< xW 計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=42（含釜）　　由excel計算的如表　　5、確定實際塔底壓力、板數(shù)：　　實際板數(shù)Np=[(Nt-1)/0.6]+1=

34、69；　　塔底壓力Pb=Pt+0.217×9.81×0.1×69（Np）=2.667KPa; （0.47為塔頂丙烯密度）　　第四章精餾塔工藝設(shè)計　　1.物性數(shù)據(jù)　　2.66Mpa、5℃下，塔底混合物質(zhì)的

35、物性數(shù)據(jù)：　　氣相密度：ρV =35kg/ m3　　液相密度：ρL =420kg/ m3　　液相表面張力：σ=2.73mN/m　　2.初估塔徑　　氣相流量：qmVs=4.727kg/s q

36、VVs=qmVs/ρv=0.1351m3/s　　液相流量：qmLs=5.132kg/s qVLs=qmLs/ρL=0.0122m3/s　　兩相流動參數(shù)： =0.3136　　初選塔板間距 HT=0.45m,查《化工原理》（下冊）P237泛點關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.05

37、8　　所以，氣體負荷因子： =0.0389　　液泛氣速：＝0.129m/s　　取泛點率為0.7　　操作氣速：u = 泛點率 ×=0.0904 m/s

38、　　氣體流道截面積： =1.494m2　　選取單流型弓形降液管塔板，取 / =0.12;　　則A / =1- / =0.88　　截面積: AT=A/0.88=1.697 m2　　塔徑： =1.47m

39、　　圓整后，取D=1.6m　　實際面積： =2.011 m2　　降液管截面積：Ad=AT×0.12= 0.2413 m2　　氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.7693m2　　實際操作氣速： = 0.076m/s &l

40、t;/p>　　實際泛點率：u / uf =0.591　　3.塔高的估算　　Np=69　　有效高度：Z= HT ×Np=31.05m　　封頭:

41、0.8m　　進料處兩板間距增大為0.7m　　設(shè)置5個人孔，每個人孔0.8m　　裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,　　釜液上方氣液分離高度取1.5m.　　設(shè)釜液停留時間為30min<

42、p>　　釜液高度：ΔZ =0.862m取其為0.9m 　　所以，總塔高h=31.05+0.7+5+1.5+1.5+0.9+0.8×5=45.45m　　4.溢流裝置的設(shè)計　　降液管（弓形）&

43、lt;/p>　　∵0.12 取，則有1.2m　　驗算 36.65m3/（m.h）＜100m3/（m.h）　　∴1.2m　　查化工原理下235頁圖10.2.23得：　　0.17 ∴0.272</p

44、>　　溢流堰　　取E近似為1.025　　則堰上液頭高： 0.0336m＞5mm　　取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.04m　　液體流經(jīng)底隙的流速：ub

45、 　　ub<0.5m/s 符合要求　　5.塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取　　取塔板厚度б=4mm　　進出口安全寬度bs=bs’=70mm　　邊緣區(qū)寬度bc=50mm　　查化工原理

46、下235頁圖10.2.23得：　　0.17 ∴0.272　　=0.458m　　r= =0.75m　　有效傳質(zhì)面積： = 1.34 m2

47、選取F1型的浮閥，重型，閥孔直徑d0=0.039m;　　初選F0=10；　　計算閥孔氣速 =1.69m/s　　浮閥的個數(shù)=66.9　　圓整取67個&l

48、t;b>　　=0.08m2　　=0.152m 　　選錯排方式，其孔心距取160mm　　計算得　　=1.69m　　F0=uo&

49、#215;=9.998　　所以F0=10正確　　=0.0398%<10%　　所以，符合要求　　6.塔板流動性能校核　　液沫夾帶量校

50、核　　驗證泛點率F1　　K=1;　　由塔板上氣相密度及塔板間距查《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》書圖5-19得系數(shù)=0.120　　根據(jù)表5-11所提供的數(shù)據(jù)Ｋ＝１</p&g

51、t;　　Z=D-2bd=1.056m;　　Ab=AT-2Ad=1.528;　　F1=0.317 或 F1=0.256　　均低于0.8，故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶。　　塔板阻力hf的核對

52、　　hf= ho+hl+hσ　　臨界孔速，聯(lián)立方程　　得＝１．496m/s＜1.69m/s　　ho=0.0648(m)　　=0.45×(0.0４+0.0４)=0.036（m）&l

53、t;p>　　=0.00006８(m)　　hf= ho+hl+hσ=0.1008m液柱　　降液管液泛校核　　Hd 可取Δ=0　　式中

54、 =0.0099 m 　　則 Hd =0.1907 m液柱　　取降液管中泡沫層相對密度：Φ=0.5　　則Hd’= =0.3814 m液柱　　HT+hw=0.45+0.04=0.49> Hd’</p&

55、gt;　　所以不會發(fā)生液泛 　　液體在降液管中的停留時間　　=8.88s>5s 滿足要求 　　嚴重漏液校核　　取F0’=5；</b&g

56、t;　　=0.845　　=1.89＞1.5～2.0；　　故不會發(fā)生嚴重漏夜　　7.負荷性能圖　　過

57、量液沫夾帶線　　取 F1 = 0.8　　Ab>0.78AT時用第一式（多見）　　Ab=AT-2Ad=1.528　　0.78 AT =0.78×2.0106=1.5686　　Ab 相當于0.78

58、AT　　得qvvs=0.486-4.799qvls　　qvvh=-4.799qvlh+1749.6　　由上述關(guān)系可作得線①　　液相下限線　　取E=1.0

59、;　　由上述關(guān)系可作得線②　　嚴重漏液線　　Fo＜5，會產(chǎn)生嚴重漏液，故：　　取F0=5;　　qvvh=3600A0u0;<

60、p>　　=0.85　　qvvh=243.4;　　由上述關(guān)系可作得線③　　液相上限線　　令 =5s　　得： =

61、78.17;　　由上述關(guān)系可作得線④　　漿液管液泛線　　令 　　將 Δ=0　　以及how

62、與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關(guān)系全部代入前式整理得： 　　上述關(guān)系可作得降液管液泛線⑤　　上五條線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能圖（見附件二）　　作點為：qVLh =43.98m3/s&

63、lt;p>　　qVVh =486.2 m3/s　　負荷性能圖： 　　操作彈性：qVVhmax / qVVhmin≈3.7 所以基本滿足要求　　第五章再沸器的設(shè)計　　一、設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件<p&g

64、t;　　1．選用立式熱虹吸式再沸器　　塔頂壓力：2.6MPa　　壓力降：Np×hf=69×0.98=67.62(m液柱)　　塔底壓力=2667kpa　　2．再沸器殼程與管程的設(shè)計　　蒸發(fā)量：Db= q,mVs

65、=4.73kg/s　　物性數(shù)據(jù)　　殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)：　　潛熱：rc=2319.2kj/kg　　熱導(dǎo)率：λc =0.683w/(m*K)　　粘度：μc =0.283mPa*

66、s　　密度：ρc =958.4kg/m3　　管程流體在（5℃ 2.667MPa）下的物性數(shù)據(jù)：　　潛熱：rb=279.12kj/kg　　液相熱導(dǎo)率：λb =90.714mw/(m*K)　　液相粘度：μb =0.0566mPa*s&

67、lt;/p>　　液相密度：ρb =420kg/m3 　　液相定比壓熱容：Cpb= 3.428kj/(kg*k)　　表面張力：σb＝0.00273N/m　　氣相粘度：μv =0.0005mPa*s　　氣相密度：ρv =35kg/m3 <

68、/p>　　蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.000181 m2 K/kg　　二、估算設(shè)備尺寸　　熱流量： = 1431885.6w　　傳熱溫差： =100-5=95K

69、　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=880W/( m2 K)　　估算傳熱面積Ap =17.12 m2 　　擬用傳熱管規(guī)格為：Ф25×2mm,管長L=3000mm　　則傳熱管數(shù)： =73　　若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT

70、 = b×b/1.21 　　得：b=9.37　　管心距：t=0.0344m　　則殼徑： =0.363m　　取 D= 600mm L/D=5

71、;　　取管程進口直徑：Di=0.1m　　管程出口直徑：Do=0.25m　　三、傳熱系數(shù)的校核　　1．顯熱段傳熱系數(shù)K　　假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.2　　則循環(huán)氣量

72、： =25.65g/s　　計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)αi　　傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： 　　di=25-2×2=21mm　　=0.0253 　　= 1018.7kg/( m2? s)</

73、p>　　雷諾數(shù)： = 377981.7 　　普朗特數(shù)： =2.14　　顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 3901.14w/( m2 K)　　2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算αo

74、　　蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 0.617kg/s　　傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.108kg/(m? s)　　= 1528.5<2100　　管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 　　=

75、5380.8w/ (m2 K)　　3) 污垢熱阻及管壁熱阻　　沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2? K/w　　冷凝側(cè)：Ro=0.00009 m2? K/w　　管壁熱阻：Rw=b/λw= 0.0000176m2? K/w<b

76、>　　4）顯熱段傳熱系數(shù)　　dm=(di+do)/2= 0.035m　　= 1182.08w/( m2? K)　　2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算　　傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws = 3667503.115kg/( m2? h)&

77、lt;/p>　　Lockhut-martinel參數(shù)：　　=1.613　　則1/Xtt=0.61994　　查設(shè)計書P96圖3－29　　得：αE=0

78、　　在Xe=0.15 X＝0.4Xe=0.06的情況下　　=0.1814　　再查圖3－29，α’=0.2　　2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：α=(αE+α’)/2=0.1　　泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):&

79、lt;p>　　=20141.19w/( m2? K)　　3）單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：　　= 3649.41w/( m2? K)　　沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE　　對流沸騰因子： = 1.71

80、　　兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 6252.8 w/( m2? K)　　沸騰傳熱膜系數(shù)： = 8266.9w/( m2? K)　　=1260.3w/( m2? K)　　3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 　　= 0.

81、0055　　LBC = 0.021L= 0.0164　　LCD =L- LBC = 2.98m　　4．傳熱系數(shù) = 1458.7 　　實際需要傳熱面積： = 10.33m2&l

82、t;/p>　　5．傳熱面積裕度： = 0.66>0.30　　所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求　　四、循環(huán)流量校核　　1．循環(huán)系統(tǒng)推動力：　　1）當X=Xe/3= 0.067時

83、　　=4.98　　兩相流的液相分率： = 0.436　　兩相流平均密度： = 202.97kg/m3　　2）當X=Xe=0.2<

84、;p>　　= 2.2　　兩相流的液相分率： = 0.305　　兩相流平均密度： 　　= 136.445kg/m3　　根據(jù)課程設(shè)計表3－19 得：L=0.9

85、m,　　則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： 　　= 5147.3pa　　2．循環(huán)阻力⊿Pf：　　①管程進出口阻力△P1 　　進口管內(nèi)質(zhì)量流速： =522.537kg/(m2·s

86、)　　釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 2308027.9　　進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： 　　= 0.01515　　進口管長度與局部阻力當量長度：<b

87、>　　=29.298m　　管程進出口阻力: 　　=577.16Pa　　傳熱管顯熱段阻力△P2 　　=451.56kg/(m2·s)　　=

88、167539.7　　=0.02007　　= 3.8089Pa　　傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3 　　氣相流動阻力△Pv3　　=60.207kg/(m2·s)</p&

89、gt;　　=2528733　　=0.015　　=110.7Pa　　液相流動阻力△PL3　　GL=G-Gv=391.35kg/(m2

90、83;s)　　= 16436768.62　　= 0.01363 　　= 353.24Pa　　= 3300.037Pa　?、芄軆?nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△P4　　動量

91、變化引起的阻力系數(shù):`　　= 2.0806　　= 1010.12pa;　?、莨艹坛隹诙巫枇Α鱌5 　　氣相流動阻力△Pv5　　= 161.277kg/(m2·s)

92、;　　= 32.267kg/(m2·s)　　管程出口長度與局部阻力的當量長度之和：　　= 52.277m　　= 29029862.12　　= 0.01337<

93、/p>　　=2.358Pa;　　液相流動阻力△PL5　　=129.02kg/(m2·s)　　= 1025790.18　　= 0.01619

94、　　= 37.27Pa　　= 189.5Pa　　所以循環(huán)阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5= 5080.598 Pa　　又因△PD=5147.3Pa<p

95、>　　所以 =1.01313　　(△PD-△Pf)/△PD=0.013,在0.01～0.05范圍內(nèi).　　第五章輔助設(shè)備設(shè)計　　一、管路設(shè)計　　物性參數(shù)

96、;　　進料： 　　有逐板計算可得，第20塊板為進料板，由全塔效率可知，實際進料板為第34塊板。　　塔底壓力為P=2.667　　查P-t-K圖得（假設(shè)t=-10℃）Ka=1.13 Kb=0.76

97、;　　則：=0.0005　　結(jié)果小于，故假設(shè)正確，進料溫度為-10℃　　此溫度下，乙烯密度：386.9kg/m³　　421.6kg/m³　　=28*0.65+30*0.35=28.7　　有物

98、料衡算知0.63　　399kg/m³　　4018kg/h　　10.07m³/h　　管路尺寸</

99、p>　　進料管尺寸　　取料液流速：u=0.6m/s　　則　　取管子規(guī)格Ф81×3。　　實際流速：u=0.585m/s

100、　　塔頂蒸汽管　　取u=15m/s 0.126kg/h　　d==0.103　　選取管規(guī)格為　　則實際流速 u==16.04<

101、;p>　　塔頂產(chǎn)品接管　　取u=1.5m/s 2537.18m³/h 6.04m³/h=1.67E-3 m³/s　　d==0.038m　　選取管規(guī)格為<

102、/p>　　則實際流速 u==1.33m/s　　回流管　　取u=1.5m/s 8.7E-3 m³/s　　d==0.0859m　　選取管規(guī)格為</p&

103、gt;　　則實際流速 u==1.11/s　　釜液流出管　　取u=1.5m/s 9.7E-4 m³/s　　d==0.0286m　　選取管規(guī)格為

104、;　　則實際流速 u==1.13/s　　塔底蒸汽回流管　　取u=20m/s 0.135kg/h　　d==0.093　　選取管規(guī)格為

105、　　則實際流速 u==17.1　　儀表接管　　選取規(guī)格為的管子。　　結(jié)果匯總：　　二、輔助容器的

106、設(shè)計　　容器填充系數(shù)取：k=0.7　　1．進料罐（-10℃）　　-10℃乙烯 ρL1 =386.9kg/m3 　　乙烷 ρL2 =421.6kg/m3 　　壓力取2.62MPa&l

107、t;p>　　由上面的計算可知進料 Xf=65% Wf=63.4% 　　則 =399 kg/m3　　進料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=4018kg/h　　取停留時間：x為3天，即x=72h　　進料

108、罐容積： 1035.78m3　　2．回流罐（-17℃）　　質(zhì)量流量qmLh=3600R·qmDs =15892.8kg/h　　設(shè)凝液在回流罐中停留時間為0.2h，填充系數(shù)φ=0.7　　則回流罐的容積 11.08</p&g

109、t;　　3．塔頂產(chǎn)品罐　　質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =2537.18 kg/h；　　產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)φ=0.7　　則產(chǎn)品罐的容積 636.5

110、　　釜液罐　　取停留時間為3天，即x=72h　　質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =1456.13kg/h 　　則釜液罐的容積 384.04 　　三、泵的設(shè)計<

111、;/p>　　1．進料泵(兩臺，一用一備)　　取液體流速：u=0.585m/s　　液體密度： kg/ m3 　　qVfs = qmfs / =0.002797 m3/s　　取Ф81×3</b

112、>　　在-10℃下乙烯 　　乙烷 　　混合物粘度 　　取ε=0.2mm　　相對粗糙度：ε/d=0.002

113、67　　查得：λ=0.023　　取管路長度：l=50m 　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個,泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個　　2.63MPa　　取<

114、/b>　　則　　qVLh =10.07m3/h　　選取泵的型號：GL 揚程：10～1500m 流量：0.1～90m3 /s　　2．回流泵（兩臺，一開一用）　　取液體流速：u=1

115、.1m/s　　液體密度： kg/ m3 　　qVLs = qmLs / =0.0028m3/s　　管路選擇：Ф108×4 　　液體粘度

116、取ε=0.2mm　　相對粗糙度：ε/d=0.002　　查得：λ=0.02　　取管路長度：l=50m 　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個<

117、;p>　　取　　則　　qVLh =31.1m3/h　　選取泵的型號：HY 揚程：1~200m 流量：15~220m3 /h　　3.釜液泵（兩臺，一開一備）&l

118、t;p>　　取液體流速：u=1.13m/s　　液體密度： kg/ m3 　　qVWs = qmWs / =0.000963m/s　　管路選擇：Ф38×2.5 　　液體粘度 <

119、;p>　　取ε=0.2　　相對粗糙度：ε/d=0.00606　　查得：λ=0.02　　取管路長度：l=40m 　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴

120、1個　　取　　則　　qVLh =3.47m3/h　　選取泵的型號：GL 揚程：10～1500m 流量：0.1～90m3 /s　　4.塔頂產(chǎn)品泵（

121、兩臺，一開一備）　　取液體流速：u=1.33m/s　　液體密度： kg/ m3 　　管路選擇：Ф38×2.5 　　液體粘度 　　取ε=0.2</

122、b>　　相對粗糙度：ε/d=0.0052　　查得：λ=0.02　　取管路長度：l=50m 　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個泵吸入段裝有吸濾筐及底閥，噴嘴1個<b&

123、gt;　　取　　則　　qVLh =6.02m3/h　　選取泵的型號：GL 揚程：10～1500m 流量：0.1～90m3 /s　　四、傳熱設(shè)備

124、　　1.塔頂冷凝器　　塔頂擬用-50℃氨為冷卻劑，出口溫度為-40℃，走殼程，管程溫度為-17℃　　=27.7℃　　管程流率15892.8kg/h　　取潛熱r=277.25kJ/

125、kg　　傳熱速率：=1223.97kw　　設(shè)傳熱系數(shù)K=700W/(㎡·K)　　則傳熱面積=63.12㎡　　取整A=70㎡ 　　2．進料降溫器<p&

126、gt;　　用-16.35℃乙烯為冷卻劑，出口約為-10.35℃走殼程　　料液由20℃降溫至-10℃，走管程傳熱溫差：　　= 21.464℃ 　　管程液體流率：qmfh=4200kg/h　　管程液體焓變：ΔH=87.7kj/kg</

127、p>　　傳熱速率：Q= qmfsΔH=4200×87.7=368340kw　　殼程焓變：ΔH’=17.8980kj/kg　　殼程水流率：q=30870kg/h　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=637.8842w/(m2?K)　　則傳熱面積：=26

128、.86　　圓整后取A=30m2 　　第七章控制方案　　精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標是產(chǎn)品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標是溫度。

129、;　　將本設(shè)計的控制方案列于下表　　附錄1 過程工藝與設(shè)備課程設(shè)計任務(wù)書　　(一)　　乙烯——乙烷精餾裝置設(shè)計　　學(xué)生姓名班級學(xué)號 &

130、lt;p>　　表1中圈上序號的設(shè)計方案包括了個人本次課程設(shè)計的參數(shù)。　　一、設(shè)計條件　　工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量(摩爾百分數(shù))　　塔頂乙烯含量，釜液乙烯含量，總板效率為0.6。　　操作條件：建議塔頂操作壓力2.5MP

131、a(表壓)。　　安裝地點：大連。　　其他條件見表1。　　表1設(shè)計方案　　續(xù)表1

132、　　續(xù)表1　　續(xù)表1　　續(xù)表1　　續(xù)表1　　二、工藝設(shè)計要求

133、　　1 完成精餾塔的工藝設(shè)計計算；　　(1) 塔高、塔徑　　(2) 溢流裝置的設(shè)計　　(3) 塔盤布置　　(4) 塔盤流動性能的校核&

134、lt;b>　　(5) 負荷性能圖　　2 完成塔底再沸器的設(shè)計計算；　　3 管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇；　　4 其余輔助設(shè)備的計算及選型；　　5 控制儀表的選擇參數(shù)；　　6 用3#圖紙繪制帶控制

135、點的工藝流程圖及主要設(shè)備(精餾塔和再沸器)的工藝條件圖各一張；　　7 編寫設(shè)計說明書。　　三、其它要求　　本課程的設(shè)計說明書分兩本裝訂，第一本為工藝設(shè)計說明書，第二本為機械設(shè)計說明書。　　1-2周完成工藝設(shè)計后，將塔的計算結(jié)果表交由指

136、導(dǎo)老師審核簽字合格后，方可進行3-4周的機械設(shè)計。　　圖紙一律用計算機（電子圖板）出圖。　　四、參考資料　　《化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計》，匡國柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。　　《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》（有機卷），劉光啟

137、、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。　　《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。　　《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，劉光啟、馬連湘、劉杰主編,化學(xué)工業(yè)出版社，1982年。　　《石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊》（續(xù)篇），馬沛生，化學(xué)工業(yè)出版社，1993年。

138、　　《石油化工設(shè)計手冊》，王松漢，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。　　時間安排　　1. 6月20日上午8點上課，地點化工綜合B202　　2. 6月21日上午8點上課，地點待定　　答疑時間，見化院通知

139、;　　7月1日下午提交報告，每人自行提交，在提交報告同時進行面試，提交報告同時帶塔的計算結(jié)果表經(jīng)老師審核簽字，考試時間見附件。　　附錄2 精餾塔及再沸器計算結(jié)果匯總　　塔計算結(jié)果表　?。?）操作條件及物性參數(shù)

140、操作壓力：塔頂 2.62MPa（絕壓）塔底 2.667MPa（絕壓）　　操作溫度：塔頂 -17 ℃ 塔底 5 ℃　　(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果　　再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表　　附錄3 主要符號說

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化工原理課程設(shè)計 ----乙烯——乙烷精餾裝置設(shè)計

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