过程工艺与设备课程设计-乙烯—乙烷精馏装置设计

1、 过程工艺与设备课程设计乙烯乙烷精馏装置设计 全套设计加扣 3346389411或3012250582设计日期： 2015.07.012015.07.07 班 级： 化精1202班 姓 名： 学 号： 指导老师： 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等七章内容。 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。 由于此次设计时间紧张，设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正。 感谢老师的指导和参阅！48目录第一章 概述11.1 精馏塔11.2 再沸器11.3 冷凝器 （设计从略）21.4任

2、务书2第二章 方案流程简介72.1 精馏装置流程72.2 工艺流程7第三章 精馏塔工艺设计93.1 设计条件93.2 物料衡算及热量衡算103.3 塔板数的计算103.4 精馏塔工艺设计12第四章 再沸器的设计214.1 设计任务与设计条件214.2 估算设备尺寸224.3 传热系数的校核234.4 循环流量的校核25第五章 辅助设备设计295.1 辅助容器的设计295.2 传热设备305.3 泵的设计32第六章 管路设计35第七章 控制方案36第八章 设计评述38附表一 逐板计算法表格39附表二塔计算结果表40附录一 主要符号说明42附录二 参考文献45化工原理课程设计第一章 概述精馏是分离

3、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，

4、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。 1.2 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：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。1.3 冷凝器 （设计

5、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。1.4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 邹家祥 班级 化精1202班 学号 201244081 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)塔顶乙烯含量，釜液乙烯含量，总板效率为0.6。操作条件：建议塔顶操作压力2.5MPa(表压)。安装地点：大连。表1设计方案序号12345678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筛板筛板筛板筛

6、板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5序号910111213141516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筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数R/Rmin1.71.31.51.71.31.51.71.3序号1718192021222324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浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210

7、210回流比系数R/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7序号25262728 29303132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筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板筛板处理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5序号3334353637383940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筛板筛板筛板筛板浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数R/Rmin1.71.31.51.71.31.51.71.3序

8、号4142434445464748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浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀浮阀处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数R/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7二、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(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(精馏塔或再沸器

9、)的工艺条件图各一张； (塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。)7 编写设计说明书。三、其它要求1 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。2 1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注：应用化学专业只进行工艺设计）。3 图纸一律用计算机（电子图板）出图。4 本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试（核）情况综合给定。四、参考资料1. 化工单元过程及设备课程设计，匡国柱、

10、史启才主编，化学工业出版社，2002年。2. 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。3. 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，2002年。4. 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。5. 石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。6. 石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师 潘艳秋 姜晓滨 任务书下达日期 2008年 月 化工原理课程设计第二章 方案流程简介2.1 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

11、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1、物料的储存和运输

12、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。4、设备选用精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。处理能力及产品质量处理量：140kmol/h产品质量：（以乙烯摩

13、尔百分数计）进料：xF65塔顶产品：xD99塔底产品： xW1第三章 精馏塔工艺设计3.1 设计条件1.工艺条件：饱和液体进料进料乙稀含量 xF65（摩尔百分数）塔顶乙稀含量 xD99釜液乙稀含量 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：蒸汽 加热方法：间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：R/Rmin=1.53.塔板形式：筛板4.处理量：qnF=140kmol/h5.安装地点：大连6.塔板设计位置：塔底3.2 物料衡算及热量衡算1.物料衡算 qnD + qnW = qnF qnD·xD + qnW

14、3;xw = qnF·xF解得： qnD = 91.43kmol/h ; qnW = 48.57kmol/h 塔内气、液相流量：1）精馏段：；2）提馏段：； ； 2.热量衡算1）再沸器热流量： 再沸器加热蒸气的质量流量：Gr= Qr/rR 2）冷凝器热流量：QC=V·rv 冷凝器冷却剂的质量流量：GC= QC/(cv·(t2-t1)3.3 塔板数的计算1.塔板计算1）.假设塔顶温度T=256.65K，查取乙烯乙烷Antoine常数。由Antoine公式，计算得乙烯乙烷的Pi，由计算出乙烯塔顶含量为0.99满足设计要求，故温度假设正确。迭代结果得塔底温度T=279K

15、。得到塔顶相对挥发度为= 1.47406 ；对归一方程判据，收敛误差在1以内。2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=，=0.65，解得=0.732486。=3.121912，则R=1.5=4.68287。 3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程, =0.824033+0.174208即可计算第二快塔板上升到第一块板值。 4）.由第一块板计算得到的和值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100液柱。由密度和混合物组成计算=0.382kpa,即从上到下每块板压力增加0.382kpa。由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。 5).经过模拟计算，得

16、到理论板数=40块。（各板的计算数据见咐表）3.摩尔流量=R *=428.154589kmol/h=519.584589kmol/h= =568.154396kmol/h=519.584589 kmol/h4.操作线方程精馏段操作方程: , =0.824033+0.174208提馏段操作方程： ，=1.093479-0.00093485.确定实际塔板数理论板数：40（包括釜）； 进料位置：从上至下第19块实际板数：39/0.6=65。实际进料：从上到下第19块。3.4 精馏塔工艺设计1. 物性数据（以塔顶查取）1）气相密度： 按混合物计算得到：V=34.37kg/m32）液相密度： 按混合物计

17、算得到：L=386kg/m3 3）液相表面张力：=2.69 mN/m 4）摩尔质量：M=30kg/kmolqnV=519.584589kmol/hqmV=15576kg/h=4.32987kg/sqvV=453.19m3/h=0.126m3/sqnL=428.154589kmol/hqmL=12845kg/h=3.5679kg/sqvL=33.28m3/h=0.00924m3/s2初估塔径（按精馏段）1） 塔径计算0.246设间距：=0.5m 查筛板塔泛点关联图得：气体负荷因子：液泛气速： =0.14泛点率取=0.7 操作气速u=0.098m/s所需气体流道截面积A：=1.716475m2选取

18、单流型，弓形降液管踏板，取=0.1则=1-=0.9故塔板截面积=1.90719 m2塔径D：=1.558305 m 圆整：取1.5m则实际塔板截面面积=1.77481 m2参数取推荐值 =0.103降液管截面积=0.1828 m2气体流道截面积A=1.597329 m2实际操作气速u=0.0991 m2实际泛点率=0.704 且=0.5m，D=1.5m 符合经验关系2）塔高计算实际板数=65，精馏段30，提馏段35（含釜）塔有效高度=0.565=342.5m釜液流出量：=48.57kmol/h 质量流量为： =1457.1 kg/h体积流量=3.775m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度

19、=0.712m进料处两板间距增至0.8m65块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m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）5+1.52+5=44.212m（圆整取=45m） 3.溢流装置的设计采用弓型降液管（根据课设p207）=1.5m =1.90719m2 ； =0.1 =0.1828 m2查得=0.732 ， =0.732=1.098m 即为堰长堰宽 =255 mm， 降液管面积=0.18284.溢流堰取E=1.0； 堰高取 =0.050m堰上液头高= =0.0357m>6mm取底隙=50mm=0.05m，则液体流经底隙的流速= =0.30

20、7m/s<0.5,符合要求5.塔板布置和其余结构尺寸的选取由于D>(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度=4mm;整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2Ad=0.3656 入口安定区和出口安定区 bs=70mm=0.07m边缘区 bc=50mm=0.05m 选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=堰长 =D*0.732=1.098m堰宽 =0.255m=0.425 r=0.7求得=1.0812 筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列 开空率=0.907*=0.057取d0=4m,t=4*d0, 得=0.058345 筛孔总截面积=*=0.063筛孔气速=/=2.72435m/s 筛

21、孔个数：n=/(*)=2640个6.塔板流动性能校核1）.液沫夹带量的校核 由=0.30477泛点率0.7查得=0.0049 =液体/kg气体 <10%,故不会产生过量的液沫夹带。2）.塔板阻力计算 干板阻力=,据d0/=4/4=1,查图C0=0.82 故=0.0469925m 塔板清液层阻力，由=0.0990m/s 气体动能因子Fa=0.580397 查图，得=0.76故hl=0.76*(0.05+0.0288)=0.064758m液柱 表面张力阻力 = =0.0004927m液柱 所以=+=0.0469925+0.064758+0.0004927=0.1122432m 液柱3）.降液

22、管液泛校核 由Hd= ,取=0；其中=0.01464415于是=0.05+0.0288+0.01373+0.00868=0.21258m液柱取降液管中泡沫层密度=0.6，则=/0.6=0.3543m而+=0.5+0.05>,故不会发生降液管液泛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 =8.405 >5s 带气体可以释放, 满足要求。5）.严重漏液校核 =0.0056+0.13（）-=0.016165液柱,稳定系数K=/=1.698>1.52.0不会发生严重漏液。7.塔板性能负荷图1）过量液沫夹带线 令=0.1，代入

23、关系式，得到= 7393-125.3142Lh2/32）液相下限线 令，得到=3.41 m3/h3）严重漏液线 式中：a=15940×Ao×Co×=3204.12234 b=0.0056+0.13-=0.011532 c=3.32×所以， =3204.12234(0.011532+3.32 ××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=88.48146 m3/h5）降液管液泛线 或，显然为避 免降液管发生液泛，应使< 将上式表示为与的关系， a×=b-c×-d×式中：a

24、=9.7363×10-8 b=0.304 c=3.4421×10-6 d=4.3814×6、 五条曲线联合构成负荷性能图其中:操作点为 =818.269 m3/h, =328.62m3/h在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本满足要求 。塔板的操作弹性：=2.49 化工原理课程设计·第四章 再沸器的设计4.1 设计任务与设计条件1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.60696 Mpa（绝对压力）压力降=382pa塔底压力：2.6226225 Mpa（绝对压力） 2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）705.85压力（MPa绝压）0.10

25、132.6226蒸发量：Db= q,mVs =19149.188kg/h3.物性数据1)壳程凝液在温度（70）下的物性数据：潜热：rc=2331.2kJ/kg热导率：c =0.668w/(m*K)粘度：c =0.406mPa*s密度：c =977.8kg/m32)管程流体在（5.85 2.6226MPa）下的物性数据：潜热：rb=327.85kJ/kg液相热导率：b =0.0877w/(m*K) 液相粘度：b =0.068mPa*s液相密度：b =443.6kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.36kj/(kg*k)表面张力：b0.0036N/m气相粘度：v =0.088mPa*s气相密度

26、：v =38.86kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000403 m2 K/kg4.2 估算设备尺寸热流量：= 1462.21kW传热温差：=64.15 假设传热系数：K=760W/(m2K)估算传热面积Ap=29.99m2 拟用传热管规格为：25×2.5mm,管长L=3000mm则传热管数：=127 （1） 若将传热管按正三角形排列，则可以用式b=1.1=15.4 取管心距t=48mm,则壳体内径计算壳径=700 ，取D=600mm=0.6m L/ D=4.29 (46) 取 管程进口直径：Di=0.15m 管程出口直径：Do=0.30m4.3 传热系数的校核1显热段传热系

27、数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.23则循环气量： = 19.39kg/s 1)计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： =314.92kg/( m2 s) 雷诺数： = 0.02×432.77/(0.068*0.001)=92623>10000 普朗特数： =2.61 显热段传热管内表面系数： =1391.09w/( m2 K)2)壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： =0.63kg/s 传热管外单位润湿周边凝液质量流量： =0.041kg/(m s) =401<2100 管外冷凝表面传热系数： =6547.2w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热

28、阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00009 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w=m2 K/w 4）显热段传热系数 = 705w/( m2 K)2. 蒸发段传热系数KE计算传热管内釜液的质量流量：Gh=3600qmws= 3600*314.92=1133714kg/( m2 h)Lockhut-martinel参数：当X=Xe=0.25 =0.928 则1/Xtt=1.077 查设计书P96图329 得：E=0.1 在Xe=0.25 X0.4,Xe=0.1的情况下 =0. 351 再查图329，=0.5 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.3 泡核沸腾

29、表面传热系数: =11226w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 1287.7w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： 两相对流表面传热系数: 2669.49w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： =6037 w/( m2 K) =1376.53 w/( m2 K)3.显热段及蒸发段长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.0205；LCD=L-LBC=2.939m4 传热系数 用式计算传热系数= 1362.81W/(m2·K)实际需要传热面积为= 16.73m25 传热面积裕度： 用式= 0.793>30%，该再沸器传热面

30、积合适4.4 循环流量的校核1循环系统推动力：（1）当X=Xe/3= 0.083时=3.41两相流的液相分率： = 0.372 两相流平均密度： =189.23kg/m3 2）当X=Xe=0.25 = 1.077两相流的液相分率： = 0.216 两相流平均密度： = 126.45kg/m3根据课程设计表319 得：L=0.9m, 则循环系统的推动力： =6214.45pa2循环阻力Pf：管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： G=Wi /(Di2/4)=1097.32 kg/(m2*s) 釜液进口管内流动雷诺数： Re=Di/b=2.42*106进口管内流体流动摩擦系数： i = 0.015

31、1进口管长度与局部阻力当量长度： =17.81m管程进出口阻力: =2433.81Pa 传热管显热段阻力P2 : di=0.02;NT=69 =314.92kg/(m2·s) Re=92623 =0.022 =7.57Pa 传热管蒸发段阻力P3 : di=0.02;v =8.8*Pa*sv =38.86kg/m3 a. 气相流动阻力Pv3 x为该段平均气化率 , 取x=(2/3)Xe=0.1667 =48.29kg/(m2·s) =1.1*105 =0.021 =94.49Paa. 液相流动阻力PL3G=G-Gv=314.92-48.29=266.63 kg/(m2

32、3;s)ReL =di *GL /b =6.06*105 = 0.017 = 200.8Pa = 2243.63Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.51P4 =G2 M/b =561Pa 管程出口段阻力P5a.气相流动阻力Pv5 =274.33kg/(m2·s) = 63.10kg/(m2·s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： =35.04m =2.15*106 = 0.015 =27.78Pab.液相流动阻力PL5 =211.23 kg/(m2·s) = 9.31*105 = 0.016 =95.97Pa =866.62Pa

33、所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 =2433.81+7.57+2243.63+561+866.62 =6112.91Pa 又因PD=6214.45Pa 所以 =1.017，在1.01到1.05之间，故符合要求 第五章 辅助设备设计5.1 辅助容器的设计容器填充系数取：k=0.71进料罐（常温贮料） 20乙烯 L1 =520kg/m3 乙烷 L2 =498kg/m3 压力取2.5MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.93% 则 =425.83 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=3600*1.116=4017.6kg/h 取

34、 停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积： 905.7m3 圆整后 取V=906m32回流罐（43）质量流量qmvh=3600R·qmDs =3600*4.64*0.72=12026.88kg/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 m3取V=7 m33塔顶产品罐质量流量qmDh=3600qmDs =3600*0.72=2160 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 365.22m3取V=365m34.釜液罐取停留时间为5天，即x=120h质量流量qmWh=3600qmWs =3600*0.38=2736kg/

35、h 则釜液罐的容积 771.01 m3取V=771m35.2 传热设备1进料预热器用90水为热源，出口约为70走壳程料液由20加热至45，走管程传热温差： 管程液体流率：qmfh=3600 qmfs=2988kg/h管程液体焓变：H=401kj/kg传热速率：Q= qmfsH=2988×401/3600=332.83kw壳程水焓变：H=125.6kj/kg壳程水流率：q=9050kg/h假设传热系数：K=650w/(m2K)则传热面积：圆整后取A=12m2 2.塔顶冷凝器拟用10水为冷却剂，出口温度为30。走壳程。管程温度为43管程流率：qmVs=6.0547kg/s取潜热r=302

36、.54kj/kg传热速率：Q= qmVsr=1831.79kw壳程取焓变：H=125.5kj/kg则壳程流率：qc=3600*Q/H=52545.34kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=122m23.塔顶产品冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由43降至25 管程流率：qmDs = 0.536kg/s ; 取潜热：r=280kj/kg则传热速率：Q= qmDsr=150.08kw壳程焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=3600*Q/H=6432kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积 圆整后 取A=15

37、m24.釜液冷却器拟用10水为冷却剂，出口温度为20。走壳程。管程温度由52.5降到25管程流率：qmWs=0.294kg/s丙烷液体焓变：H =282kj/kg传热速率：Q= qmVsH =82.908kw壳程取焓变：H=84.0kj/kg则壳程流率：qc=3600*Q/H=3553.2kg/h假设传热系数：K=650 w/(m2K)则传热面积： 圆整后 取A=7 m25.3 泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度：=386 kg/m3 液体粘度：=0.0568 mPa·s取=0.25mm相对粗糙度：/d=0.004Re=2.046查得：=0.024

38、取管路长度：l=80m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个=）=2.496取则=52.51 mqVLh =5.97m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为 17-220m ，流量为5-900m3/h2回流泵（两台，一开一用）管路直径d=0.025m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =386 kg/m3 粘度=0.0566 mPa·s取=0.25 mm，相对粗糙度为/d=0.01Re=8.525*104查得=0.035去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.0846m取=60 m则=62.82m=0.

39、8836 m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为17-220 m ，流量为 5-900 m3 /h3.釜液泵（两台，一开一用）管路直径d=0.02m流体流速 u=0.3 m/s流体密度 =386 kg/m3粘度=0.0566 mPa·s取=0.2，相对粗糙度为/d=0.01Re=4.092*104查得=0.033去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.39456m取= 5.2 m则=2.8m=0.34 m3/h这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。第六章 管路设

40、计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s进料乙烯（摩尔质量）=65% M=0.65*28+0.35*30=28.7 质量分数为 65*28/（65*28+35*30）*10063.4进料密度416.612kg/m3则d=0.10116m取管子规格为1146，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.568×4塔顶蒸气管141218塔顶产品管0.5200×9.4回流管0.5150×9釜液流出管0.545×5仪表接管塔底蒸汽回流管14114×6第七章 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

41、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。系统控制方案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=3862FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3863PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=35.014HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3865HIC-01釜液面控制03m乙烷L=3866TIC-01釜温控制56乙烷L=386系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯-乙烷精馏塔筛板塔D=16

42、00mm,Np=65H=49m操作温度t=5.38操作压力P=2.6Mpa2E-101原料预热器3E-102塔T-101顶冷凝器4E-103塔T-101再沸器5E-104塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-101进料泵2台离心泵乙烯、乙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵乙烷液9P-103回流泵2台离心泵乙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵乙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵乙烷液12V-101原料中间罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V-105不合格产品罐立式常压 第8章 设计评述在经过长达两周的设计，终于完成

43、了化工原理的课程设计，在两周的设计中，我更加清楚地学习到了与化工原理密切相关的许多知识。与之前的化工原理课程相比，课程设计更加考验自己对知识的理解以及应用，可能在理论上已经烂熟于心的公式理论，等到实际应用的时候，却又会产生许多的变化，在两周的时间里，一次次地计算，一次次地修改，一次次地校核，在这个不断重复的过程中，我们加强了知识运用的熟练程度，也培养了自己的细心和耐心的意识，直至今日完成这个课程设计，除了一种如释重负的感觉，更多的是掌握知识的满足感。在两周的时间中，通过自己的钻研，与同学的讨论，不仅丰富了自己的知识面，而且学会了类似与Autodesk CAD，EXCEL的多种使用方法，掌握了一

44、些新的技能，为自己未来的学习和生活积累了一笔宝贵的财富。附表一 逐板计算法表格附录三：逐板计算法精馏段提馏段xyxy0.99y10.6483740.7080485530.9853687670.9861843810.6226150690.6798817030.9798220620.9816137130.5909673550.6452755930.973203720.9761599810.5530678590.6038332890.9653434920.9696828940.5090491710.5556997790.9560599570.9620329550.4597039020.5017417

45、630.9451669130.9530567270.4065381110.4436060870.9324830380.9426047950.351648260.3835851880.9178452350.9305427630.2974185760.3242861670.9011256060.9167652370.2461215360.2681939310.8822512680.9012121590.199556650.2172762060.8612252260.8838860070.1588415480.1727550980.8381454140.864867480.1243911740.1350843370.8132181380.8443265820.0960421910.1040853190.7867619580.8225258170.0732438190.0791557780.7591988630.7998129170.0552456420.0594751490.7310316620.7766022130.04124356