化工原理课程设计乙烯-乙烷

化工原理 课程设计 0 0 化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 姓名： 院系： 学号： 指导老师： 时间: 2011/7/1 化工原理 课程设计 1 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。 说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助 设备和管路的设计也做了简单的说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老 师给予指正。 感谢老师的指导和参阅！ 化工原理 课程设计 2 2 目录目录 第一章第一章 概述概述.4 第二章第二章 方案流程简介方案流程简介.6 第三章第三章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计.8 一、设计条件8 二、物料衡算及热量衡算9 1、物料衡算9 2、回流比计算9 3、全塔物料衡算10 4、逐板计算塔板数11 第四章第四章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计.14 1.物性数据.14 2.初估塔径.14 3.塔高的估算.15 4.溢流装置的设计.16 5.塔板布置和其余结构尺寸的选取.17 6.塔板流动性能校核.18 7.负荷性能图.20 第五章第五章 再沸器的设计再沸器的设计.23 一、设计任务与设计条件23 二、估算设备尺寸24 三、传热系数的校核25 四、循环流量校核28 第五章第五章 辅助设备设计辅助设备设计.32 一、管路设计32 二、辅助容器的设计35 三、泵的设计37 四、传热设备41 第七章第七章 控制方案控制方案.43 附录附录 1 过程工艺与设备课程设计任务书过程工艺与设备课程设计任务书44 附录附录 2 精馏塔及再沸器计算结果汇总精馏塔及再沸器计算结果汇总49 化工原理 课程设计 3 3 附录附录 3 主要符号说明主要符号说明52 附录附录 4 参考文献参考文献54 化工原理 课程设计 4 4 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 精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区别可分为 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，每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。 2 2再沸器再沸器 化工原理 课程设计 5 5 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： 1 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 2、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。 3 3、壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 4 4、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。 化工原理 课程设计 6 6 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 1）物料的储存和运输 化工原理 课程设计 7 7 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。 3 3设备选用设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。 4 4处理能力及产品质量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：xf65 塔顶产品：xD99 塔底产品: xw1 化工原理 课程设计 8 8 第三章第三章 精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计 一、设计条件一、设计条件 1 1工艺条件：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 2操作条件：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/Rmin=1.5 3 3塔板形式：浮阀塔板形式：浮阀 4 4处理量：处理量：q qnfh nfh= =140kmol/h 140kmol/h 5 5安装地点：大连安装地点：大连 6 6塔板设计位置：塔底塔板设计位置：塔底 化工原理 课程设计 9 9 二、物料衡算及热量衡算二、物料衡算及热量衡算 1、物料衡算、物料衡算 塔顶与塔底温度的确定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 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.99 0029 . 0 1/1/1x BAAA n i i KYKY 结果小于 10-3。 所以假设正确，得出塔顶温度为-17。用同样的计算，可以求出其他塔板 温度。 1=KA/KB=1.0/0.71=1.408 、塔底温度 设 NT=41（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=67 按每块阻力降 100 液柱计算 pL=410kg/m3 则 P 底=P 顶+NP*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.81/1000 =2.63KPa 假设塔顶温度 Tto=5 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 XA=0.02 003 . 0 1/11y BAAA n i i KXKX 结果小于 10-3。 所以假设正确，得出塔顶温度为 5。用同样的计算，可以求出其他塔板温 度。 2=KA/KB=1.15 所以相对挥发度 =（1+2）/2=1.429 2、回流比计算、回流比计算 泡点进料：q=1 q 线：x=xf = 65% 化工原理 课程设计 1010 7.43 5.60-267 . 0 267 . 0-9.90 min ee eD xy yx R 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.728; R=1.2Rmin=5.21; 3、全塔物料衡算、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得 qnDh =91.43kmol/h ; qnWh=4kmol/h 塔内气、液相流量：塔内气、液相流量： 精馏段精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh 提提留段：留段：qnLh= qnLh+qqnFh; qnVh= qnVh-(1-q)qnFh M=xfMA+(1-xf)MB=0.65280.3530=28.7kg/kmol MD=xdMA+(1-xd)MB=0.98280.0230=27.75kg/kmol MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02280.9830=29.98kg/kmol qmf= qnfhM=4018kg/s qmD= qnDhMD=2537.18 kg/s qnW=qnWhMW=1456.13 kg/s qmL=RqmD =476.194 kg/s x x x x y 294 . 01 294 . 1 ) 1(1 化工原理 课程设计 1111 qmV=(R+1) qmD =567.6 kg/s qmL= qmL +q qmf =616.194 kg/s qmV= qmV -(1-q) qmf =567.594 kg/s 4、逐板计算塔板数、逐板计算塔板数 精馏段： y1=xD=0.99 n n n n n y y y y x 0.4291.429) 1( 直至 xi Hd dfOWW hhhh 2 8 2 2 1018 . 1 153 . 0 2 bW vlh bW VLsd d hl q hl q g u h dfOWW hhhh d H L L v u：h g u ：h / 9 . 19 2 34 . 5 175 . 0 00 2 0 0 阀未全开时 阀全开 OWWl hhh 0 0 3 104 dg h L 化工原理 课程设计 2020 所以不会发生液泛 4 4液体在降液管中的停留时间液体在降液管中的停留时间 =8.88s5s 满足要求 5 5严重漏液校核严重漏液校核 取取 F0=5F0=5； =0.845=0.845 =1.89=1.891.51.52.02.0； 故不会发生严重漏夜故不会发生严重漏夜 7.负荷性能图负荷性能图 1 1过量液沫夹带线过量液沫夹带线 取取 F1F1 = = 0.80.8 Ab0.78AAb0.78AT T时用第一式（多见）时用第一式（多见） Ab=AT-2Ad=1.528 0.78 AT =0.782.0106=1.5686 Ab 相当于 0.78 AT 得 qvvs=0.486-4.799qvls VLs Td q HA V Fu/ 00 0 0 u u K FT VL V vvs Fb S VL V vvs KCA q F KCA ZL F 78 . 0 36. 1q 11 或 化工原理 课程设计 2121 qvvh=-4.799qvlh+1749.6 由上述关系可作得线 2 2液相下限线液相下限线 取取 E=1.0E=1.0 由上述关系可作得线 3 3严重漏液线严重漏液线 FoFo5 5，会产生严重漏液，故：，会产生严重漏液，故： 取取 F F0 0=5;=5; q qvvhvvh=3600A=3600A0 0u u0 0; ; =0.85=0.85 VVoo Fu/5/ q qvvhvvh=243.4;=243.4; 由上述关系可作得线 4 4液相上限线液相上限线 令 = =5s 得： =78.17; 由上述关系可作得线 5 5浆液管液泛线浆液管液泛线 006 . 0 1084 . 2 3/2 3 W VLh ow l q Eh 整理出：qVLh=3.07lw=3.68 与y轴平行 VLs Td q HA dTVLh AHq720 化工原理 课程设计 2222 令令 将 =0 以及 how 与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部 代入前式整理得： 27 3 2 3 2 9 1075 . 3 1077 . 3 q106.4385.10 vlhvlhvvh qq 上述关系可作得降液管液泛线 上五条线联合构成负荷性能图（见附件二） 作点为：qVLh =43.98m3/s qVVh =486.2 m3/s 负荷性能图：负荷性能图： 操作弹性：qVVhmax / qVVhmin3.7 所以基本满足要求 Hd=HT+hW d H dfOWWd hhhhH 化工原理 课程设计 2323 第五章第五章 再沸器的设计再沸器的设计 一、设计任务与设计条件一、设计任务与设计条件 1 1选用立式热虹吸式再沸器选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.6MPa 压力降：Nphf=690.98=67.62(m 液柱) 塔底压力=2667kpa 2 2再沸器壳程与管程的设计再沸器壳程与管程的设计 壳程壳程管程管程 温度（温度（） 1001005 5 压力（压力（MPaMPa 绝绝 压）压） 0.10130.10132.6672.667 蒸发量：Db= q,mVs =4.73kg/s 3 3物性数据物性数据 1）壳程凝液在温度（100）下的物性数据： 潜热：rc=2319.2kj/kg 热导率：c =0.683w/(m*K) 粘度：c =0.283mPa*s 密度：c =958.4kg/m3 化工原理 课程设计 2424 2）管程流体在（5 2.667MPa）下的物性数据： 潜热：rb=279.12kj/kg 液相热导率：b =90.714mw/(m*K) 液相粘度：b =0.0566mPa*s 液相密度：b =420kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.428kj/(kg*k) 表面张力：b0.00273N/m 气相粘度：v =0.0005mPa*s 气相密度：v =35kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 二、估算设备尺寸二、估算设备尺寸 热流量： = 1431885.6w 传热温差： =100-5=95K 假设传热系数：K=880W/( m2 K) 估算传热面积 Ap =17.12 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长 L=3000mm 则传热管数： =73 若将传热管按正三角形排列，按式 NT = bb/1.21 ccbbR VVQ bm tTt m R tK Q Ld A N p T 0 化工原理 课程设计 2525 得：b=9.37 管心距：t=0.0344m 则 壳径： =0.363m 取 D= 600mm L/D=5 取 管程进口直径：Di=0.1m 管程出口直径：Do=0.25m 三、传热系数的校核三、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=0.2 则循环气量： =25.65g/s 1) 计算显热段管内传热膜系数 i 传热管内质量流速： di=25-22=21mm =0.0253 = 1018.7kg/( m2 s) 雷诺数： = 377981.7 普朗特数： =2.14 0 )32() 1(dbtDS e b t x D W 0 s W G t Ti Nds 2 0 4 0 s W G t b iG d Re b bPb r C P .40 8 . 0 Re023 . 0 r i i i P d 化工原理 课程设计 2626 显热段传热管内表面系数： = 3901.14w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算 o 蒸气冷凝的质量流量： = 0.617kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.108kg/(m s) = 1528.50.30 所以，传热面积裕度合适，满足要求 四、循环流量校核四、循环流量校核 1 1循环系统推动力：循环系统推动力： 1）当 X=Xe/3= 0.067 时 =4.98 两相流的液相分率： = 0.436 itptpF nbtPV a om ow i oi iv o E Ro d dR d dR d d K 1 1 tLPwL mLTi s sBC WC tKNd p t p t L L L LKLKKCDEBcLC tKA mCC Q AAACCP H vbbv xx Xtt 1 . 05 . 09 . 0 1 121 2 5 . 0 XX X R tttt tt L 化工原理 课程设计 2929 两相流平均密度： = 202.97kg/m3 2）当 X=Xe=0.2 = 2.2 两相流的液相分率： = 0.305 两相流平均密度： = 136.445kg/m3 根据课程设计表 319 得：L=0.9m, 则循环系统的推动力： = 5147.3pa 2 2循环阻力循环阻力PfPf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =522.537kg/(m2s) 釜液进口管内流动雷诺数： = 2308027.9 进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01515 进口管长度与局部阻力当量长度： =29.298m RRL b L vtp 1 _ vbbv xx Xtt 1 . 05 . 09 . 0 1 121 2 5 . 0 XX X R tttt tt L RRL b L vtp 1 _ gl tptpb CDDLP _ 2 785. 0 i i D W G b iG D Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 i e i R )1914 . 0 254 . 0 /(3426 . 0 )0254 . 0 /( 2 i i D D L 化工原理 课程设计 3030 管程进出口阻力: =577.16Pa 传热管显热段阻力P2 =451.56kg/(m2s) =167539.7 =0.02007 = 3.8089Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =60.207kg/(m2s) =2528733 =0.015 =110.7Pa b. 液相流动阻力PL3 GL=G-Gv=391.35kg/(m2s) = 16436768.62 = 0.01363 = 353.24Pa = 3300.037Pa bi i i G D L P 2 2 1 Ti i Nd W G 2 785 . 0 b iG D Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 e R bi BC G d L P 2 2 2 xGGV V Vi V Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227. 0 V e V R V V i CD VV G d L P 2 2 3 b Li L Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 L e L R b L i CD LL G d L P 2 2 3 41/4 L 1/4 V3 )P P(P 33 化工原理 课程设计 3131 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.0806 = 1010.12pa; 管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 161.277kg/(m2s) = 32.267kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 52.277m = 29029862.12 = 0.01337 =2.358Pa; b. 液相流动阻力PL5 =129.02kg/(m2s) = 1025790.18 = 0.01619 = 37.27Pa = 189.5Pa 1 )1 ( )1 ( 2 2 L e V b L e R x R x M b MGP/ 2 4 4 2 D W o t G xGGV 1914 . 0 0254 . 0 3426 . 0 0254 . 0 2 D D L o o V Vi V Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227. 0 V e V R V V i VV G d L P 2 2 5 VL GGG b Li L Gd Re 38 . 0 7543 . 0 01227 . 0 L e L R b L i LL G d L P 2 2 5 41/4 L 1/4 V5 )P P(P 55 化工原理 课程设计 3232 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5= 5080.598 Pa 又因PD=5147.3Pa 所以 =1.01313 (PD-Pf)/PD=0.013,在 0.010.05 范围内. PPfD 化工原理 课程设计 3333 第五章第五章 辅助设备设计辅助设备设计 一、管路设计一、管路设计 1、物性参数 进料： 65 . 0 A x35 . 0 x B 有逐板计算可得，第 20 块板为进料板，由全塔效率可知，实.60ET 际进料板为第 34 块板。 塔底压力为 P=2.667PaM 查 P-t-K 图得（假设 t=-10）Ka=1.13 Kb=0.76 则：=0.00051xK1y AA BB c i i xK 结果小于，故假设正确，进料温度为-10 3- 10 此温度下，乙烯密度：386.9kg/m 421.6kg/m B =28*0.65+30*0.35=28.7 BBAA _ XMXMM 有物料衡算知0.63 F 399kg/m 4018kg/h mF q 化工原理 课程设计 3434 10.07m/h _ mf vF q q 2、管路尺寸 （1）进料管尺寸 取料液流速：u=0.6m/s 则 取管子规格813。 实际流速：u=0.585m/s （2）塔顶蒸汽管 取 u=15m/s 0.126kg/h vvs q d=0.103 u vvs q4 选取管规格为4108 则实际流速 u=16.04 2 4 d qvvs （3）塔顶产品接管 取 u=1.5m/s 2537.18m/h 6.04m/h=1.67E-3 D qm _ D D m v q q m/s d=0.038m u vs D q4 m u q d Vfs 077. 0 4 化工原理 课程设计 3535 选取管规格为.5245 则实际流速 u=1.33m/s 2 D 4 d q vs （4）回流管 取 u=1.5m/s 8.7E-3 m/s vls q d=0.0859m u vs D q4 选取管规格为4108 则实际流速 u=1.11/s 2 D 4 d q vs （5）釜液流出管 取 u=1.5m/s 9.7E-4 m/svw ， q d=0.0286m u vs D q4 选取管规格为2.538 则实际流速 u=1.13/s 2 D 4 d q vs （6）塔底蒸汽回流管 取 u=20m/s 0.135kg/h vvs q d=0.093 u vvs q4 选取管规格为4108 化工原理 课程设计 3636 则实际流速 u=17.1 2 4 d qvvs （7）仪表接管 选取规格为的管子。2.525 结果汇总： 名称管内液体流速 （m/s） 管线规格（mm） 进料管 0.585813 顶蒸气管 16.041084 顶产品管 1.33452.5 回流管 1.111084 釜液流出管 1.13382.5 仪表接管 /252.5 塔底蒸气回流管 17.11084 二、辅助容器的设计二、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（-10-10） -10乙烯 L1 =386.9kg/m3 化工原理 课程设计 3737 乙烷 L2 =421.6kg/m3 压力取 2.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 则 =399 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=4018kg/h 取 停留时间：x 为 3 天，即 x=72h 进料罐容积： 1035.78m3 2 2回流罐（回流罐（-17-17） 质量流量qmLh=3600RqmDs =15892.8kg/h 设凝液在回流罐中停留时间为 0.2h，填充系数 =0.7 则回流罐的容积 11.08m 3 3 3塔顶产品罐塔顶产品罐 质量流量qmDh=3600qmDs =2537.18 kg/h； 产品在产品罐中停留时间为 72h，填充系数 =0.7 则产品罐的容积 636.5m 3 4 4釜液罐釜液罐 取停留时间为 3 天，即 x=72h 质量流量qmWh=3600qmWs =1456.13kg/h 则釜液罐的容积 384.04 m 3 420 4 . 63100 .9386 4 . 63 100 L k xq V L mLh 1 k xq V L mLh 1 k xq V L mfh k xq V L mDh 1 k xq V L mWh 2 化工原理 课程设计 3838 三、泵的设计三、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=0.585m/s 液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.002797 m3/s 取813 在-10下乙烯 smPa052 . 0 乙烷 smPa07. 0 混合物粘度 smPax BFAF 0583. 0)1 (x 取 =0.2mm 相对粗糙度：/d=0.00267 5 100 . 3Re du 查得：=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 2.63MPa f p 399 L L 化工原理 课程设计 3939 m g pc g u d le hf4.86 2 ) 1 ( 2 取mZ.527 则 mhf g u g pf ZHe72.680 2 2 qVLh =10.07m3/h3600 4 2u d 选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s 2 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=1.1m/s 液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0028m3/s 管路选择：1084 液体粘度 smPa07 . 0 取 =0.2mm 相对粗糙度：/d=0.002 5 105 . 6Re du 查得：=0.02 取管路长度：l=50m 386 L L 化工原理 课程设计 4040 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 m g pc g u d le hf52 . 2 2 ) 1 ( 2 取mZ2- 则 mhf g u g pf ZHe148.13 2 2 qVLh =31.1m3/h3600 4 2u d 选取泵的型号：HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /h 3.釜液泵（两台，一开一备）釜液泵（两台，一开一备） 取液体流速：u=1.13m/s 液体密度： kg/ m3 qVWs = qmWs / =0.000963m/s 管路选择：382.5 液体粘度 smPa058 . 0 取 =0.2 相对粗糙度：/d=0.00606 5 1023 . 2 Re du 查得：=0.02 420 L L 化工原理 课程设计 4141 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 m g pc g u d le hf47.14 2 ) 1 ( 2 取mZ5 则 mhf g u g pf ZHe.333 2 2 qVLh =3.47m3/h3600 4 2u d 选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s 4.塔顶产品泵（两台，一开一备）塔顶产品泵（两台，一开一备） 取液体流速：u=1.33m/s 液体密度： kg/ m3 管路选择：382.5 液体粘度 smPa058 . 0 取 =0.2 相对粗糙度：/d=0.0052 5 1094 . 3 Re du 查得：=0.02 420 L 化工原理 课程设计 4242 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 m g pc g u d le hf 8 . 15 2 ) 1 ( 2 取mZ1 则 mhf g u g pf ZHe.316 2 2 qVLh =6.02m3/h3600 4 2u d 选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s 四、传热设备四、传热设备 1.塔顶冷凝器 塔顶拟用-50氨为冷却剂，出口温度为-40，走壳程，管程温度为 -17 =27.7 2 1 21 ln t t t tt m 管程流率15892.8kg/h mvh q 取潜热 r=277.25kJ/kg 传热速率：=1223.97kw3600/rqmvh 化工原理 课程设计 4343 设传热系数 K=700W/(K) 则传热面积=63.12 m tK A 取整 A=70 2 2进料降温器进料降温器 用-16.35乙烯为冷却剂，出口约为-10.35走壳程 料液由 20降温至-10，走管程传热温差： = 21.464 2 1 21 ln t t t tt m 管程液体流率：qmfh=4200kg/h 管程液体焓变：H=87.7kj/kg 传热速率：Q= qmfsH=420087.7=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/(m2K) 则传热面积：=26.86 m tK Q A 圆整后取 A=30m2 化工原理 课程设计 4444 第七章第七章 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是温 度。 将本设计的控制方案列于下表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 L(kg/m3) 1FIC-01 进料流量控制 03000kg/h 乙烷、乙 烯 L=437.02 2FIC-02 回流定量控制 01500kg/h 乙烯 L=420 3PIC-01 塔压控制 03MPa 乙烯 V=28 4HIC-02 回流罐液面控制 01m 乙烯 L=420 5HIC-01 釜液面控制 03m 乙烷 L=450 6TIC-01 釜温控制 020 乙烷 L=450 化工原理 课程设计 4545 附录附录 1 1 过程工艺与设备课程设计任务书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 班级 学号 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)%65xf 塔顶乙烯含量，釜液乙烯含量，总板效率为%99xD%1 w x 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 序号序号 12345678 塔板设计位置塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶 塔板形式塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板 处理量处理量(kmol/h)(kmol/h) 100100100140140140180180 回流比系数回流比系数 R/RR/Rmin min 1.31.51.71.31.51.71.31.5 化工原理 课程设计 4646 续表 1 序号序号 910111213141516 塔板设计位置塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶 塔板形式塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀 处理量处理量(kmol/h)(kmol/h) 180210210210100100100140 回流比系数回流比系数 R/RR/Rmin min 1.71.31.51.71.31.51.71.3 续表 1 序号序号 171718192021222324 塔板设计位置塔板设计位置塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶塔顶 塔板形式塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀 处理量处理量(kmol/h)(kmol/h) 140140140180180180210210210 回流比系数回流比系数 R/RR/Rmin min 1.51.51.71.31.51.71.31.51.7 续表 1 序号序号 2526272829303132 塔板设计位置塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底 塔板形式塔板形式筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板 处理量处理量(kmol/h)(kmol/h) 100100100140140140180180 回流比系数回流比系数 1.31.51.71.31.51.71.31.5 化工原理 课程设计 4747 R/RR/Rmin min 续表 1 序号序号 3334353637383940 塔板设计位置塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底 塔板形式塔板形式筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀 处理量处理量(kmol/h)(kmol/h) 180210210210100100100140 回流比系数回流比系数 R/RR/Rmin min 1.71.31.51.71.31.51.71.3 续表 1 序号序号 4142434445464748 塔板设计位置塔板设计位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底 塔板形式塔板形式浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀 处理量处理量(kmol/h)(kmol/h) 140140180180180210210210 回流比系数回流比系数 R/RR/Rmin min 1.51.71.31.51.71.31.51.7 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 化工原理 课程设计 4848 (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(精馏塔和再沸器)的工 艺条件图各一张； 7 编写设计说明书。 三、其它要求其它要求 6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。 71-2 周完成工艺设计后，将塔的计算结果表交由指导老师审核签字合格后， 方可进行 3-4 周的机械设计。 8图纸一律用计算机（电子图板）出图。 四、参考资料四、参考资料 3、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。 4、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。 5、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， 化工原理 课程设计 4949 2002 年。 6、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。 7、石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993 年。 8、石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002 年。 3 3） 时间安排时间安排 1. 6 月 20 日上午 8 点上课，地点化工综合 B202 2. 6 月 21 日上午 8 点上课，地点待定 c. 答疑时间，见化院通知 d. 7 月 1 日下午提交报告，每人自行提交，在提交报告同时进行面试，提交报 告同时带塔的计算结果表经老师审核签字，考试时间见附件。 化工原理 课程设计 5050 附录 2 精馏塔及再沸器计算结果汇总 塔计算结果表塔计算结果表 （1 1）操作条件及物性参数）操作条件及物性参数 操作压力：塔顶 2.62MPa（绝压） 塔底 2.667MPa（绝压） 操作温度：塔顶 -17 塔底 5 名称 气相密度（Kg/m3） 35 液相密度（Kg/m3） 420 气相体积流率（m3/h） 454.08 液相体积流率（m3/h） 31.746 液相表面张力（dyn/cm） 2.73 (2)(2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果 名称名称 塔内径 D（m） 1.6 空塔气速 u（m/s） 0.094 板间距 HT（m） 0.45 泛点率 u/uf 0.591 液流型式单流型动能因子 F0 - 降液管截面积与塔截面积比 Ad/AT 0.12 孔口流速 U0（m/s） 1.69 出口堰堰长 lw（m） 1.2 降液管流速 Ub（m/s） 0.036 弓形降液管宽度 bd（m） 0.272 稳定系数 k 1.89 出口堰堰高 hw（mm） 32 溢流强度 uL（m3/mh） 36.65 降液管底隙 hb（mm） 40 堰上液层高度 how（mm） 40 边缘区宽度 bc（mm） 50 每块塔板阻力 hf（mm） 100.9 化工原理 课程设计 5151 安定区宽度 bs（mm） 70 降液管清液层高度 Hd（mm） 190.7 板厚度 b（mm） 4 降液管泡沫层高度 Hd/(mm) 316.6 浮阀（筛孔）个数 67 降液管液体停留时间 （s） 8.88 浮阀（筛孔）直径（mm） 39 底隙流速 ub（m/s） 0.2547 开孔率（%） 0.03 气相负荷上限（m3/h） 900 气相负荷下限（m3/h） 240 操作弹性 3.7 再沸器主要结构尺寸和计算结果表再沸器主要结构尺寸和计算结果表 管程壳程 进口乙烷蒸汽 物料名称 出口乙烷热水 进口 17016.171018.7 流量 Kg/h 出口 17016.171018.7 进口 5100 操作温度 C 出口 5100 操作压力 MPa 2.620.01 定性温度 C 5100 密度 kg/m3 420958.4 导热系数 W/mC 91.7140.683 热容 kJ/kgC 3.43 粘度 PaS 0.00050.283 表面张力 N/m 0.00273 液 体 气化潜热 kJ/kg 279.122319.12 密度 kg/m3 352319.2 导热系数 W/mC 0.0200.63 热容 kJ/kgC 1.12 粘度 PaS 0.000009 气 体 气化潜热 kJ/kg 285 设形式立式热虹吸式台数 1 化工原理 课程设计