化工原理设计-精馏塔及辅助设备设计.doc

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 4 4 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 27 27 附录一附录一 主要符号说明主要符号说明 27 27 附录二附录二 参考文献参考文献 30 30 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 x 200 y 300 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 y 1 xd do i x i y i a a 1 y i y i 1 r x i r 1 xd r 1 printf x i f y i f n i x i i y i while x i xf nf i x nf x i do x i y i a a 1 y i y i 1 l q f x i l q f w w xw l q f w 8 printf x i f y i f n i x i i y i while x i xw nt i 1 printf nf d nt d n 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 2 x 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 3 5s 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 2 1 5 2 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 3 2 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 m2 K 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 m2 K 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 m2 K 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 m2 K 用式计算沸腾传热膜系数 5537 5W m2 K 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 m2 K 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 m2 K 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 RR 3 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 PLlg l 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 smPa 056 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 h 3600 4 2u d 选取泵的型号 AY 扬程 30 65m 流量 2 5 60m3 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 smPa 056 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 h 3600 4 2u d 选取泵的型号 DSJH 扬程 38 280m 流量 95 1740m3 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 smPa 056 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 h 3600 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 10 1510m 流量 0 1 90m3 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 81 3 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 5 70 3 顶蒸气管 15 325 10 顶产品管 0 5 60 3 回流管 0 5 180 3 釜液流出管 0 5 100 4 5 仪表接管 25 2 5 塔底蒸气回流管 15 159 4 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 0 3000k