乙烯-乙烷体系对浮阀塔底精馏塔的设计（处理量：180回流比系数：1.3）

1 （精馏塔及辅助设备设计） 班班 级：级： 化学工程化学工程 02050205 姓姓 名：名： 肖少华肖少华 学学 号：号： 200248171200248171 指导老师：指导老师： 孙力、都健孙力、都健 设计日期：设计日期： 20052005 年年 9 9 月月 2 前言前言 本课程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。 说明书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说明。 鉴于设计者经验有限，本设计中还存在错误，希望各位老师给 予指导. 感谢老师的指导和参阅！ 目录目录 第一章、第一章、概述概述44 第二章、第二章、流程简介流程简介5 5 第三章、第三章、精馏塔工艺设计精馏塔工艺设计6 6 第四章、第四章、再沸器的设计再沸器的设计1515 第五章、第五章、辅助设备的设计辅助设备的设计2222 第六章、第六章、管路设计管路设计2626 第七章、第七章、控制方案控制方案2727 附录一附录一 主要符号说明主要符号说明2727 附录二附录二 参考文献参考文献3030 3 第一章第一章 概述概述 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体 核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器 及冷却器。 1 1精馏塔精馏塔 精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆 向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。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。 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。 2 2 再沸器再沸器 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：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。 3 3 冷凝器冷凝器 （设计从略） 1.1. 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， 4 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 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 5 加热方法间壁换热 3）冷却剂： 液氨 4）回流比系数： R/Rmin=1.3 3塔板形式： 浮阀 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 一、精馏过程工艺流程一、精馏过程工艺流程 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） ， 实现能量的匹配和集成。 3.辅助设备（略） 4.系统控制方案（略） 二、精馏过程工艺计算二、精馏过程工艺计算 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 6 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 = + nF q nD q nW q =+nF q F x nD q D x nW q W x 解得：=117.55 kmol/h ，=62.45kmol/h nD q nW q 塔内气、液相流量 精馏段：=R R , = nL q nD q nV q nLnD qq 提馏段：= , = nL q nLnF qq nV q nV q 热量衡算 再沸器热流量 rV q =V r 再沸器加热蒸汽的质量流量 r r R Q G = r 冷凝器热流量 cV Q =Vr 冷凝器冷却剂的质量流量 c c V21 Q G = 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= AB PP 1/0.7=1.429；同理，预设塔板数为 100 每块板的压降为 100 毫米 水柱，得踏底压力 2700 kpa，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= AB PP 1.5/1=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= e y 和 q 线方程 q=0.65 解得，=0.65，解得 1+( -1) e e x x e x =0.73。=3.25，则R=1.3=4.225。 e y min R - - De ee xy y x min R 3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程 7 , =0.8086+0.1895 1 11 D nn xR yx RR 1n y n x 即可计算第二快塔板上升到第一块板值。 2 y 4）编程运算，得到理论板数=44 块，进料板为第 22 块。 t N 3.摩尔流量 =R R *=496.65kmol/h nL q nD q =614.2 kmol/h nV q nLnD qq = =676.65 kmol/h nL q nLnF qq =614.2 kmol/h nV q nV q kmol/h 45.62 nw q 4.操作线方程 精馏段操作方程: , =0.8086+0.1895 1 11 D nn xR yx RR 1n y n x 提馏段操作方程： 1 nLnFnWW nn nLnFnWnLnFnW qqqqx yx qqqqqqqq ，=1.102-0.0010168 1n y n x 5,程序: #include #include main() int i=0,nf,nt; float x200, y300; float f=180,d=117.55,w=62.45,l=496.45,v=614.2, a=1.465,xf=0.65,yf=0.887,r=4.225,xd=0.99, xw=0.01,q=1.0; y1=xd; doi+; xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=r*xi/(r+1)+xd/(r+1); printf(“x%i=%f,y%i=%fn“,i,xi,i,yi); while(xixf); nf=i;xnf=xi; do xi=yi/(a-(a-1)*yi); yi+1=(l+q*f)*xi/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-w); 8 printf(“x%i=%f,y%i=%fn“,i,xi,i,yi); while(xi+xw); nt=i-1; printf(“nf=%d,nt=%dn“,nf,nt); 程序结果输出： x22=0.641767,y22=0.724101 x23=0.621118,y23=0.706024 x24=0.595562,y24=0.683275 x25=0.564578,y25=0.655119 x26=0.527939,y26=0.620985 x27=0.485869,y27=0.580619 x28=0.439162,y28=0.534269 x29=0.389210,y29=0.482812 x30=0.337877,y30=0.427780 x31=0.287242,y31=0.371225 x32=0.239274,y32=0.315440 x33=0.195543,y33=0.262593 x34=0.157046,y34=0.214415 x35=0.124188,y35=0.172002 x36=0.096873,y36=0.135802 x37=0.074661,y37=0.105709 x38=0.056920,y38=0.081238 x39=0.042952,y39=0.061693 x40=0.032078,y40=0.046304 x41=0.023687,y41=0.034324 x42=0.017256,y42=0.025079 x43=0.012353,y43=0.017994 x44=0.008630,y44=0.012593 nf=22,nt=44 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=2.67Ma 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 =614.2 kmol/h=18469kg/h =334/h =0.0931/s nV q 3 m 3 m 9 =676.25kmol/h=20334.8kg/h =40.48/h =0.01452/s nL q 3 m 3 m 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 =0.415 slVL LV svVL LW F VW 设间距： =0.6m 查费克关联图得=0.068 T H 20 C 气体负荷因子 C：=0.0456 0.2 20 20 CC 液泛气速： =0.1123f u LV f V uC 泛点率取=0.8 空塔气速u=0.08984m/s f u u 所需气体流道截面积A：=1.036 m2 s V A u 选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.0877 D T A A 则=1-=0.9123 T A A D T A A 故塔板截面积=1.036/0.9123=1.1356 m2 T A 塔径 D：=1.203 m 圆整：取 1.2m 4 T A D 则实际塔板截面面积=1.13 m2 T A 降液管截面积=0.099 m2 D A 气体流道截面积A=1.031 m2 由圆整后的数据可计算得： 实际塔截面积=1.13 m2 AT 实际气相流通面积 A=1.031 m2 实际空塔气速 u=0.093m/s 设计点的泛点率=0.804 f u u 3.塔高计算 实际板数=74，精馏 36，提馏段 38（含釜） 。如精馏段板间距取 P N 0.45m, 提馏段取 0.6m,则 塔有效高度=0.45 35+0.6*38=38.55 0 Z 釜液流出量：=62.45kmol/h; =1877.9kg/h nW q mW q 10 体积流量=4.824m3/h VW q mW L q 设釜液停留时间为 20min 釜液高度=0.474mZ 2 4 3 VW q D 进料处两板间距增至 0.8 74 板，共设置 10 人孔(精馏段 4 个提留段 6 个)，每个人孔处 =0.8m T H 裙坐取 5m 塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m 总塔高= +（0.8-0.6） 6+（0.8-0.45）Z 0 ZZ 4+1.5 2+5=49.6m 4.溢流装置的设计 采用单流型弓形降液管塔板 =1.2m =1.13m2 ； D T A 查得=0.7 ， =0.7=0.84m 即为堰长 W L D W LD 降液管宽度 =D=171.5 mm， 降液管面积=0.099 D b2/ ) )/(1(Dlw d A 2 m 5.溢流堰尺寸: 堰上液头高= =0.0446m OW h 32 3 2.84 10() h W L E l 取 E=1.0；堰高取=hl-how=0.083-0.0446=0.0384mm W h 液流强度=52.272/0.84=62.23(m3/m.h) h W L L 取底隙=45mm=0.045m，则降液管底隙液体流速=/=0.384 b h ubLslwhb sm 6.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=0.039m F1d0 初取=11，计算阀孔气速 F0 =1.482(m/s) u0 v F0 11 浮阀个数 n =52.6=53（个） ud Vs 0 2 0 4 2）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=0.05m bc 有效传质区=2x+()，()取弧度) Aaxr 22 r 2 sin 1 r x sin 1 r x 其中：x=D/2-(bs+bs)=0.325 r=D/2-bc=0.55 求得=0.8226 m2 Aa 开孔所占面积 =n=0.0633 m2 A0 4 d 0 由开孔区内阀孔所占面积分数解得 /=/=0.907 A0Aa 4 d 0 t 0 60sin o )( 0 2 t d 解得 t=0.134m 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=46 个,再按实际浮阀数重新计算塔板的个数. 阀孔气速=1.70 m/s u0 d V n s 2 0 4 动能因子 =12.62 F0 v u0 塔的开孔率 =/=0.0486 A0AT 7.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 F C FT VL V S Fb S VL V S KCA V F KCA ZLV F 78 . 0 36 . 1 11 或 12 塔板上液体流道长及液流面积分别为 L Z b A =D-2=1.2-2 0.2=0.8（m） L Z d b =0.932() b A dT AA2 2 m 故得=0.455，或=0.373 都小于 0.8，故不会产生过量的液沫 1 F 1 F 夹带。 2）.塔板阻力计算 f h 干板阻力 临界孔速=1.1665 ok u 825 . 1 /1 )/73( v p 0 u =5.34=0.1113（m）, 0 h gp up L v 2 2 0 故=0.0237m 0 h 2 135.411.976 *() 2*9.81 443.070.82 塔板清液层阻力=0.5=0.5 0.083=0.042 l h L h 表面张力阻力h = =0.0000727m 液柱 h 3 0 4 10 L dg 所以=+=0.113+0.042+0.0000727=0.1551m 液柱 f h 0 h l hh 3）.降液管液泛校核 由 Hd= ,取 =0； WOWfd hhhh 其中=0.02257m 于是 d h 82 1.18 10 () h Wb L l h =0.05+0.033+0.01551+0.02257=0.261m d H WOWfd hhhh 液柱 取降液管中泡沫层密度=0.6，则=/0.6=0.435m d H d H 而+=0.6+0.05=0.65,故不会发生降液管液泛 T H W h d H 4）.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 =4.1s 3s 带气体可以释放。/ dTS A HL 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 0 u F0 13 =0.674(m/s) 0 u v 5 稳定系数 K=/=1.482/0.674=2.21.52.0 不会发生严重 0 u 0 u 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，得到 F1LVss 659 . 2 209 . 0 得过量液沫夹带线 2）液相下限线 令，得到=0.00072m3/s 2/3 3 2.84 100.006 h OW W L hE l s L 可见该线为垂直轴的直线，该线记为。 s L 3）严重漏液线 = s V uA 00 所以=（n）=0.037 m3/s s V 4 d 2 0u0 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=0.0198m3/s 5 dT s AH s L s L 该线记为 5）降液管液泛线 或，显然为 () dTOW HHH() TOWWOWfd Hhhhhh 避免降液管发生液泛，应使10000 普朗特数： =2.012 显热段传热管内表面系数： = 831.2w/( m2 K) .计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流 量 =14.9 Kg/s c D tC Q p 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 n r i i i P d 8 . 0 Re023 . 0 17 三角形排列 de=4()=0.01472mm 0 2 0 2 14 . 3 785 . 0 866 . 0 d dt =10137 =0.027 0 0 ud R e e )1 ( 0 t d BDso 2 m =0.36=3056.87 0 14 . 0 33 . 0 55 . 0 0 )( w re pR de 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/w 4）用式计算显热段传热系数 000 0 1 1 L iWo iiim K ddd RRR ddd L K =811.7W/(m2K) L K （2）蒸发段传热系数 E K 1).用式计算传热管内釜液的质量流量3600 h GG =383000kg/h h G 当=0.25，用式计算 e x tt X 0.90.50.1 (1)/ (/)(/) VbbV xx Lockhat-Martinell 参数为 0.739，由及，查垂 1 tt X h G 1 tt X 直管内流型图（Fair）得=0.85 E 当，用式计算0.4 e xx tt X 0.90.50.1 (1)/ (/)(/) VbbV xx Lockhat-Martinell 参数= 0.307，再由及出查 1 tt X h G 1 tt X 垂直管内流型图（Fair）得=1.0； 用式计算泡核沸腾压抑系数=0.925 2 E a 2）用式计算 0.69 0.33 0.31 0.69 nb 0.2251 bibi ip bbV Qdpd Pr dA r 泡核沸腾表面传热系数= 4384.77 W/(m2K) nb 3）用式计算以液体单独存在为基准 0.80.4 0.023(/)(1) ibi adRexPr 18 的对流表面传热系数= 764 W/(m2K) i a 4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾 0.5 tt 3.5(1/) tp FX 因子 =1.9393 tp F 用式计算两相对流表面传热系数=1481.62 tPtpi F a tP W/(m2K) 用式计算沸腾传热膜系数= 5537.5W/(m2K) VtPnb a V 用式计算沸腾传热系数: 000 0 1 1 E iWO Viim K ddd RRR ddd E K =943.5W/(m2K)； E K （3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显 BCs iTLm PwLLt s t pL Ld N Ktt pCW 热段长度与传热管总长 的比值= 0.0168；LBC=0.0504 BC LL BC L L = L-LBC=2.95 LCD （4）用式计算传热系数=940.8W/(m2K) LBCECD C K LK L K L C K 实际需要传热面积为= 66.12m2 R C Cm Q A Kt （）传热面积裕度 用式= 55.5%，该再沸器传热面积合适%100 C CP A AA H 3.循环流量的校核 （1）循环系统的推动力 D () CDbtpt p PLlg 当=0.083 时，用式计算3/ e xx 0.90.50.1 (1)/ (/)(/) ttVbbV Xxx Lockhat-Martinell 参数= 3.467 tt X 用式计算两相流的液相分率= 0.389 20.5 (211) tt L tttt X R XX L R 用式计算出的两相流平均密度(1) tpVLbL RR3/ e xx =229.22kg/m3 tp 当=0.25 时，用式计算 e xx 0.90.50.1 (1)/ (/)(/) ttVbbV Xxx Lockhat-Martinell 参数=1.205 tt X 用式计算两相流的液相分率= 0.229 20.5 (211) tt L tttt X R XX L R 19 用式计算的两相流平均密度=157.69 (1) tpVLbL RR e xx tp kg/m3 式中 值，参照表 p98 表 3-19 并根据焊接 D () CDbtpt p PLlgl 需要取为 1.02，于是计算的循环系统的推动力为= 6327.8Pa D P （2）循环阻力 1）管程进口管阻的计算 1 p 2 1 2 i i ib L G p D 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速 2 4 t i W G D =1457.63kg/sG 用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= i i b DG Re i Re 8455700 用式=计算进口管长度与局部阻力 i L )1914 . 0 0254 . 0 /(3426 . 0 )0254 . 0 /( 2 i i D D 当量长度 =37.9m i L 用式计算进口管内流体流动的摩擦系数 = 0.38 0.7543 0.01227 i i e R 0.01403 用式计算管程进口管阻力=3460Pa 2 1 2 i i ib L G p D 1 p 2）传热管显热段阻力的计算 2 P 2 2 2 BC ib LG P d 用式计算釜液在传热管内的质量流速= 2 0.785 i iT W G d N G 135.64 kg/s 用式=计算釜液在传热管内流动时的雷诺数 e R b i Gd =1970000Re 用式计算进口管内流动的摩擦系数 = 0.38 0.7543 0.01227 e R 0.01533 用式计算传热管显热段阻力= 0.668Pa 2 2 2 BC ib LG P d 2 P 3）传热管蒸发段阻力 的计算 3 P 333 1/41/44 VL P =(DP + DP) 汽相流动阻力的计算 3V P 2 3 2 CDV VV iV LG P d 釜液在传热管内的质量流速= 135.64kg/sG 20 当=0.17 2 3 e x x 用式计算汽相在传热管内的质量流量=32.32kg/h V GxG V G 用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=12120 iV V V d G Re V Re 用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数 0.38 0.7543 0.01227 V V Re =0.03344 V 用式计算传热管内汽相流动阻力 2 3 2 CDV VV iV LG P d =44.37Pa 3V P 液相流动阻力的计算 3L P 2 3 2 CDL LL ib LG P d 用式计算液相在传热管内的质量流速 VL GGG =103.32kg/s L G 用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=38745 iL L b d G Re L Re 用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数 0.38 0.7543 0.01227 L L Re =0.0259 L 用式计算传热管内汽相流动阻力=38.7Pa 2 3 2 CDL LL ib LG P d 3L P 用式=计算传热管内两相流动阻力=663Pa 3 p 4 4 1 3 4 1 3 )( LV pp 3 P ）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算 4 P 2 4 / b PG M 管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速） =135.64kg/(s)G 2 m 用式计算蒸发段管内因动量变化引起 22 (1) 1 (1) ebe LVL xx M RR 的阻力系数=2.2M 用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻 2 4 / b PG M =80.3Pa 4 P 5）管程出口阻力的计算 5 P 气体流动阻力的计算 5V P 2 5 2 V VV iV GL P d 用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=592.7 0 t W G s G kg/(s) 2 m 21 用式计算管程出口管种种汽相质量流速=148.19 xGGV V G kg/(s) 2 m 用式 L=计算管程出口管的长度与局部 )1914 . 0 0254 . 0 /(3426 . 0 )0254 . 0 /( 0 2 0 D D 阻力的当量长度之和 =24.7m （） LmmD400 0 用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数 iV V V d G Re =555712.5 V Re 用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数 0.38 0.7543 0.01227 V Re =0.01722 V 用式计算管程出口管汽相流动阻力=402 2 5 2 V VV iV GL P d 5V P 液体流动阻力的计算= 5V P 5v p v v i v G d L 2 2 用式计算管程出口管种种汽相质量流速=444.51 VL GGG L G 用式=计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数 eL R b Li Gd =1666912.5 L Re 用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数 0.38 0.7543 0.01227 L Re =0.01553 L 用式=计算管程出口管汽相流动阻力=42.9 5L p b L i L G d L 2 2 5L P 用式=计算管程出口阻力=2108.6Pa 5 p 4 4 1 5 4 1 5 )( LV pp 5 P ）=计算系统阻力阻力=6312Pa f P 12345 PPPPP f P 循环推动力与循环阻力的比值为=1.01 D P f P D f P P 循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率 D P f P =0.25 基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环 e x 流量的要求。 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 22 容器填充系数取：k=0.7 1 1进料罐（常温贮料）进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =420kg/m3 乙烷 L2 =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/m3 进料质量流量：qmfh= 5049.72 kg/h 取 停留时间：x 为 4 天，即 x=96h 进料罐容积： 1584.7m3 圆整后 取 V= 1585m3 2 2回流罐（回流罐（-15-15） 质量流量 qmLh=614.2 28.054=17230.8kg/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 14.08m 3 取 V=14.1m 3 3 3塔顶产品罐塔顶产品罐 质量流量 qmDh=3600qmDs =3534.7kg/h； 470 4 . 63100 420 4 . 63 100 L k xq V L mLh 1 k xq V L mLh 1 k xq V L mfh 23 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 832m 3 取 V=832m 3 2 2釜液罐釜液罐 取停留时间为 5 天，即 x=120h 质量流量 qmWh=3600qmWs =1751.97 kg/h 则釜液罐的容积 565.097 m 3 取 V=566m 3 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/s 液体密度： kg/ m3 qVfs = qmfs / =0.00321m3/s 取 d=91mm 液体粘度 smPa056 . 0 取 =0.2 相对粗糙度：/d=0.0022 5 1055 . 3 Re du 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 k xq V L mDh 1 k xq V L mWh 2 02.437 L L m u q d Vfs 0904 . 0 4 24 取 m g pc g u d le hf504 . 2 2 ) 1 ( 2 mZ50 则 mhf g u g pf ZHe67.53 2 2 qVLh =11.7m3/h3600 4 2u d 选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /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=0.5m/s 液体密度： kg/ m3 qVLs = qmLs / =0.0106m3/s 液体粘度 smPa056. 0 取 =0.2 相对粗糙度：/d=0.00741 5 1008 . 1 Re du 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 m g pc g u d le hf52 . 2 2 ) 1 ( 2 mZ100 则 mhf g u g pf ZHe8 .103 2 2 qVLh =1.03m3/h3600 4 2u d 选取泵的型号：DSJH 扬程：38280m 流量：951740m3 /s 450 L L m u q d VLs 027 . 0 4 25 3.3.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：=0.04 4 1011 . 1 Re du 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 取 m g pc g u d le hf47 . 2 2 ) 1 ( 2 mZ6 则 mhf g u g pf ZHe53. 3 2 2 qVLh =3.24m3/h3600 4 2u d 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： 450 L L m u q d VWs 00344 . 0 4 m u q d Vfs 0806 . 0 4 26 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 0.51803 釜液流出管 0.51004.5 仪表接管 /252.5 塔底蒸气回流管 151594 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