化原设杂压缩包课设说明书

前言前言器、辅助设备、管路设计和控制方案共七述，对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多误，希望各位老师给予指感谢老师的指导和参目录概述 第一章1.1精馏塔 1.2再沸器 1.3冷凝器目录概述 第一章1.1精馏塔 1.2再沸器 1.3冷凝器 方案流程简 第二章2.1精馏装置流 2.2工艺流程 2.3设备选用 2.4处理能力及产品质 精馏塔工艺设 第三章3.1设计条件 3.2物料衡算及热量衡 塔板数的计 103.33.4精馏塔工艺设 13溢流装置的设 153.536塔板布置和其余结构尺寸的选取……3.7塔板流动性能校 173.8负荷性能 19第四章再沸器的设 224.1设计任3.8负荷性能 19第四章再沸器的设 224.1设计任务与设计条 224.2估算设备尺 234.3传热系数的校 244.4循环流量校 27第五章辅助设备的设 32第六章管路设计 38第七章控制方案 39附录一主要符号说 40参考文 44附录二附件一EXCEL附件二负荷性能第一章概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，第一章概述精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝1．精馏精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相移，从而使混合物中的组分得到高程度的分简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分塔顶最低，塔底最本设计为浮阀塔，浮阀塔板综合了泡罩塔板和浮动的浮阀2．再沸作用：用以将塔底液体部分汽化后送2．再沸作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔塔内气液两相间的接触传质得以进本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器时部分汽化，由在壳程内的载热体供立式热虹吸特点：循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合密度结构紧凑、占地面积小、传热系数壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的塔釜提供气液分离空间和缓冲3．冷凝（设计从略用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热第二章方案流程简介精馏装置流程1．第二章方案流程简介精馏装置流程1．的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产流程如回流，而其液相则作为塔底产品采2．工艺流程物料的储存和行必要的检测置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各数检测维修3）调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在且随时进行切3．设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸4．处理能力及产品质量处理量产处理量产品质量：（以乙烯摩尔百分数计进料塔顶产品塔底产品:第三章精馏塔工艺设计第一节设计条1．工艺条件：饱和液体进第三章精馏塔工艺设计第一节设计条1．工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf＝65％（摩尔百分数塔顶乙烯含量xD＝99％，釜液乙烯含量xw≤1％，总板率为0.62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——热加热方法——间壁3）冷却剂：制4）回流比系34理量：qnfh=140kmol56第二节物料衡算及热量衡算一物料衡算1摩尔流｛解得D=一物料衡算1摩尔流｛解得D=W=;塔内气、液相流1）精馏段：L=V2）提馏V’=V-(1-二热量衡算1）再沸器热流再沸器加热热水的质量流量：GR=2）冷凝器热流冷凝器冷却剂的质量流量：GC=QC/(cl·(t2-第三节塔板数的计利用EXCEL1点计算算过程包假设塔顶温度经泡点迭代计算得塔顶塔顶压力lnp0A1点计算算过程包假设塔顶温度经泡点迭代计算得塔顶塔顶压力lnp0A 代入公计算并换算 TioPAoPB;P又 得：KK; PAiKKAB②计算过程包泡点进料q｛y1(代入数据，解得RminxDye③为逐板计算过 x(R理论③为逐板计算过 x(R理论进料位置：第RR1nxyn直至xi<进入提馏(x qnL qnyn1x＝1.10502ｘn-直至xn<计算结束。理论板数：Nt=50（含釜（具体EXCEL计算见。迭代结果：进料板Nf=i/0.6=40,实际板数则塔底压力塔底温度(aa)/a0.024704经验证:塔底温度(aa)/a0.024704经验证:上述计算结果均为正确结塔内气、液相流精馏提馏段第四节精馏塔工艺设1．物性数据乙烷的物性数气相密度=30kg/液相密度：ρL=450kg/液相表面张力2．初估塔径v气相流量3液相流量 qVLF两相流动参 qVVVL初选塔板间HT=0.45m,查液相流量 qVLF两相流动参 qVVVL初选塔板间HT=0.45m,查《化工原理》（下册P107泛点关联图，得C 所以，气体负荷因 液泛气速 V取泛点率为操作气速：u=泛点率×uf=0.077A气体流道截面积u选取单流型弓形降液管塔板，取Ad/A/Ad/AT=截面积:AT=A/0.90=1.853塔径D圆整后，取符合化工原理书P1086.10.1P110的经验4实际面积D降液管截面积0.2011气体流道截面积：A=AT-Ad=1.810实际操作气速：u降液管截面积0.2011气体流道截面积：A=AT-Ad=1.810实际操作气速：u =A实际泛点率：u/uf3．塔高的估算有效高度：Z=HT釜液高度（略），进料处两板间距增大设置4人孔，每个人孔裙座取5m,塔顶空间1.5m,釜液上方气液高度取设釜液停留时间为4=0.805m取其DL所以，总塔高第五节溢流装置的设计1．降液管（弓形Lh=34.07由上述计算可得：降液管截面0.20116.10.24可得所以，堰由上述计算可得：降液管截面0.20116.10.24可得所以，堰长2．溢流E似为2/how2.84103则堰上液头=0.028m取堰高hw=0.06m,底隙液体流经底隙的流速符合要第六节塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度进出口安全宽度边缘区宽度6.10.24可得所以降液管宽度：bdxD(bb) 2Dc26.10.24可得所以降液管宽度：bdxD(bb) 2Dc22(xr2x2r2sin1x有效传质面=ar选取F1的浮阀，阀孔直径初选 计算阀孔u0VV浮阀的个nSd04选错排方式，其孔心距估算得按实际可能的情况进行调整t=125mm布置计算uoAoF0=uo×2ndd040n4第七节塔板流动性能校1．液沫夹带量校验证泛点率 1.36LZ VVSSS2ndd040n4第七节塔板流动性能校1．液沫夹带量校验证泛点率 1.36LZ VVSSSFF 或 11A0.78A Z=D-Ab=AT-或均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹2．塔板阻力hfhf=临界孔速，联立5.34 2 0L2g阀未全开时：h019.9u0.1750Lhl0hWhOWhg ho+hl+hσ=0.0879m液柱3．降液管液泛校核HdhWhOWhl0hWhOWhg ho+hl+hσ=0.0879m液柱3．降液管液泛校核HdhWhOW可取qvlhuhd d式llWhbh bW=0.00826m则hWhOWhfm取降液管中泡沫层相对密度HdHd=0.4605mHT+hw=0.51>所以不会发生4．液体在降液管中的停留时间Ad满足要5．严重漏液校核F0’=5；V=0.913;K=1.785>1.5～2.0故不会发生严重漏夜第八节负荷性能1．过量液沫夹带取F1=08V=0.913;K=1.785>1.5～2.0故不会发生严重漏夜第八节负荷性能1．过量液沫夹带取F1=08 1.36LZ VVSSS F或F11A0.78A Ab>0.78AT时用第一式（多见Ab=AT-0.78ATAb>0.78得qvvs=0.578-qvvh=-由上述关系可作得2．液相下限线2/2.84103h lW整理出：qVLh=3.07lw=3.59——与y轴平由上述关系可作得3．严重漏液线F0=5;qvvh=3600A0u0qvvh=259.1;由上述关系可作得4．由上述关系可作得3．严重漏液线F0=5;qvvh=3600A0u0qvvh=259.1;由上述关系可作得4．液相上限线Ad=5s720HT qV由上述关系可作得5．浆液管液泛线令H’=Hd 将HdhWhOWhf与qVLh 与qVLhqVVh,以及的关系全部代入前式整理7.14.28104q20.232q2/q上述关系可作得降液管液泛上五条线联合构成负荷性能图（见附件二作点为=462.6负荷性能图：操作弹性：qVVhmax/作点为=462.6负荷性能图：操作弹性：qVVhmax/所以基本满足第四章再沸器的设计—设计任务与设计条1塔顶压力压力降塔底压力2蒸发量3．物性数据壳程凝液在温度（70℃）下的物性数壳程管程温度（）705.55压力（MPa压0.10132.622689潜热热导率：λc粘度：μc密度：ρc潜热热导率：λc粘度：μc密度：ρc管程流体在（5.55℃2.622689MPa）下性数据潜热液相热导率：λb液相粘度：μb液相密度：ρb液相定比压热容：Cpb=表面张力气相粘度：μv气相密度：ρv蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.000181m2二估算设备尺寸QRVbbVc热流量=传热温差T=70-假设传热系数：K=880W/(m2估算传热面积Ap =18.97mK拟用传热管规格为：Ф38×2.5mm,管长则传热管估算传热面积Ap =18.97mK拟用传热管规格为：Ф38×2.5mm,管长则传热管NTd0若将传热管按正三角形排列NT=管心距壳径：DSt(b12~则取D=取管程进口直径管程出口直径三传热系数的1假设传热管出口汽化率DWb则循环气txe1)计算显热段管内传热膜系数传热管内质量流速：Gdi=38-4d2 G=467.164kg/(m2•雷诺数Re=CPb普朗特数rbRe0.8P显热段传热管内表面系i=irdG=467.164kg/(m2•雷诺数Re=CPb普朗特数rbRe0.8P显热段传热管内表面系i=irdim2壳程冷凝传热膜系数计算Q蒸气冷凝的质量流量：m=传热管外单位润湿周边上凝液质量流量 d0=0.06034kg/(m•Re=管外冷凝表面传热系1//1/=5744.9w/(m232g3)污垢热阻及管壁沸腾侧：Ri=0.000176m2•冷凝侧：Ro=0.00021m2•管壁热阻：Rw=b/λw=0.0000512m2•4）显热段传热1K=805w/(m2•d0d0d0RiwOddiim02.蒸发段传热系数KE传热管内釜液的质量流量：Gh=3600qmws1690000kg/(m2•Lockhut-martinel参数：xx X1K=805w/(m2•d0d0d0RiwOddiim02.蒸发段传热系数KE传热管内釜液的质量流量：Gh=3600qmws1690000kg/(m2•Lockhut-martinel参数：xx Xvbb查设计书P96X＝0.4Xe=0.06的情况 xv1/bb再查图v2）泡核沸腾压抑因数泡核沸腾表面传热系数 b0.225PdiQdi1 dAPr ibv=14299.6w/(m2•3）单独存在为基准的对流表面传热系数：d 1xRb=1825.5w/(m•2eii沸腾表面传热系XttFtp3.5对流沸腾=两相对流表面传热系数:3）单独存在为基准的对流表面传热系数：d 1xRb=1825.5w/(m•2eii沸腾表面传热系XttFtp3.5对流沸腾=两相对流表面传热系数:tpFtp=2879w/(沸腾传热膜系数anb12200w/(m• 2doRidoRwRo1=1345.4w/(m2•Kv dEimo3.显热段及蒸发段长度tp=diNTKLLp 0.021L==LCD=L- =KCKLLBcKELCD=L=KC A实际需要传热面积CAPAC5=所以，传热面积裕度合适，满足四循环流量校核11）当X=Xe/3=0.05时XvbbvXtt两相流的液相分=21XX_两相流平均密度所以，传热面积裕度合适，满足四循环流量校核11）当X=Xe/3=0.05时XvbbvXtt两相流的液相分=21XX_两相流平均密度1RL =2）当xxX'v=X两相流的液相分R'=L21X_两相流平均密'1RL =根据课程设计表3－19得：_l则循环系统的推动 tp tp=2环阻力⊿①管程进出口阻进口管内质量流速：G 釜液进口管内流动雷诺数：Re==2环阻力⊿①管程进出口阻进口管内质量流速：G 釜液进口管内流动雷诺数：Re=i=进口管内流体流动摩擦系0.01227=i进口管长度与局部阻力当量长(Di/0.0254)20.3426(Di/0.2540.1914)L管程进出口阻力LP1热管显热段阻G 2 Re0.01227eLP2BC=热管蒸发段阻a相流动阻 VVV0.01227V2LG V V iVb相流动阻GL=G-=Lb0.01227 VVV0.01227V2LG V V iVb相流动阻GL=G-=Lb0.01227=LLPL3= P =43④管内动能变化产生阻动量变化引起的阻力系数(1xe)2 1M=(1RLP4G2M/=⑤管程出口段阻a相流动阻G2=226.67kg/(m 2DoG=V管程出口长度与局部阻力的当量长度之oL'=0.3426=VV0.01227=VL 管程出口长度与局部阻力的当量长度之oL'=0.3426=VV0.01227=VL VVdi液相流动阻GGLV=Lb0.01227=LLP=LdiP =45所以循环阻力：△Pf=△P1+△P2+△P4△P5=又因所(△PD-△Pf)/△PD=0.02670.01～0.05范围内第五章辅助设备设计—辅助容器的设容器填充系数取1（常温贮料3203第五章辅助设备设计—辅助容器的设容器填充系数取1（常温贮料3203压力取由上面的计算可知进料 则63.4100L进料质量流量：qmfh=3600取停留时间：x4即qmfhL进料罐容积V进料质量流量：qmfh=3600取停留时间：x4即qmfhL进料罐容积V 圆整后2流罐（-16.5℃）质量流量qmLh=3600R·qmDsqmLh则回流罐的8.835VV=93顶产品质量流量=2560产品在产品罐中72h，填充系数qmDh626.94则产品罐的容 VV=6274．釜液取停留时间为5即质量流量qmWh=3600qmWs=1457.142则釜液罐的VL2取V=532二泵的设计1料泵(两台，一用一备)取液体流kg/q取V=532二泵的设计1料泵(两台，一用一备)取液体流kg/qVfs=qmfs/L=0.002554d液体粘度0.056mPa取相对粗糙度Re3.16查得取管路长个(12)d取ZZ2 qVLh=d2u3600取ZZ2 qVLh=d2u36004选取泵的型号扬程流量2.5～60m32（两台，一开一用取液体流液体密度qmLs/L=d液体粘度0.056mPa取相对粗糙度Re4.8查得取管路长个(12)d取ZZ2(12)d取ZZ2 qVLh=d2u36004选取泵的型号95～1740m33（两台，一开一用取液体流液体密度=d液体粘度0.056mPa取相对粗糙度Redu1.72查得取管路长((12)d取ZZ2 qVLh=d2u36004该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非工作或停止工作时，需要使选取泵的型号扬程流量0.1～90m3第六章管路设计进料管线取料液流速则d第六章管路设计进料管线取料液流速则d取管子规格Ф81×3。其它各处管线类似求下管内液体管线规格进料顶蒸顶产第七章控制方案第七章控制方案度进行控制。最常用的间接质量指标是温将本设计的控制方案列于下表序位控制3介质物性ρL(kg/m)1FIC-进料流量乙烷、乙回流釜液流出仪表/塔底蒸气管附录一主要符号说符意义与符意义与单A塔板上方气体通道截面积Z塔高塔板上有效传质区面积α相对附录一主要符号说符意义与符意义与单A塔板上方气体通道截面积Z塔高塔板上有效传质区面积α相对挥发降液管截面积气体的动能板孔总截面积理论塔板塔截面积实际塔板2FIC-回流定量3PIC-塔压4HIC-回流罐液面5HIC-釜液面控6TIC-釜温b液体横过塔板流动时的宽度n浮阀塔板上边缘宽度