乙烯乙烷精馏装置设计 化工原理课程设计

1、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！目录第一章概述4第二章方案流程简介6第三章精馏塔工艺设计8一、设计条件8二、物料衡算及热量衡算91、物料衡算92、回流比计算93、全塔物料衡算104、逐板计算塔板数11第四章精馏塔工艺设计141.物性数据142.初估塔径143.塔高的估算154.溢流装置

2、的设计165.塔板布置和其余结构尺寸的选取176.塔板流动性能校核187.负荷性能图20第五章再沸器的设计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第七章控制方案43附录1 过程工艺与设备课程设计任务书44附录2 精馏塔及再沸器计算结果汇总49附录3 主要符号说明52附录4 参考文献54第一章 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 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

3、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 再沸器作用：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

4、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：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、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3、壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4、塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 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。第二章 方案流程简介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分离，并进行质量和热量的传递

5、，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 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

6、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 设备选用精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 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：x

7、f65塔顶产品：xD99塔底产品: xw1第三章 精馏塔工艺设计一、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 加热方法间壁换热3）冷却剂：制冷剂4）回流比系数：R/Rmin=1.53塔板形式：浮阀4处理量：qnfh=140kmol/h 5安装地点：大连6塔板设计位置：塔底二、物料衡算及热量衡算1、物料衡算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-

8、T-K图 得KA、KB 因为YA=0.99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

9、发度=（1+2）/2=1.4292、回流比计算泡点进料：q=1 q线：x=xf = 65% 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.728;R=1.2Rmin=5.21;3、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：精馏段：qnLh=RqnDh; qnVh =(R+1)qnDh提留段：qnLh= qnLh+q×qnFh; qnVh= qnVh-(1-q×)qnFhM=xf·MA+(1-xf)·MB=0.65×280.35

10、×30=28.7kg/kmolMD=xd·MA+(1-xd)·MB=0.98×280.02×30=27.75kg/kmolMW=xw·MA+(1-xw)·MB=0.02×280.98×30=29.98kg/kmolqmf=qnfh×M=4018kg/sqmD=qnDh×MD=2537.18kg/sqnW=qnWh×MW=1456.13kg/sqmL=R×qmD =476.194kg/sqmV=(R+1)qmD =567.6kg/sqmL=qmL +q×qm

11、f =616.194kg/sqmV=qmV -(1-q)×qmf =567.594kg/s4、逐板计算塔板数精馏段：y1=xD=0.99直至xi< xf 理论进料位置：第i块板进入提馏段：直至xn< xW 计算结束。理论板数：Nt=42（含釜）由excel计算的如表逐板计算序号xy10.9857710.99000 20.9800620.98596330.9733130.98117440.9653710.97551250.9560730.96884960.9452540.96104970.9327560.95197480.9184350.94148990.902180.92

12、9476100.8839250.915839110.8636670.900524120.8414850.883531130.8175470.864922140.7921140.84484150.765540.823504160.7382530.801212170.710730.778321180.6834640.755231190.656930.732358200.6336240.711929210.6052750.686642220.5715130.655883230.5323040.619251240.4880790.57671250.4398070.528726260.388970.47

13、6351270.3374110.421193280.2870770.365251290.2397390.310639300.1967550.259277310.1589490.212639320.1266220.17162330.0996370.136545340.0775610.107266350.0597980.083314360.0456940.064041370.0346120.048738380.0259790.036715390.0192960.027347400.0141480.020096410.0101990.014511420.0071780.0102265、确定实际塔底压

14、力、板数：实际板数Np=(Nt-1)/0.6+1=69；塔底压力Pb=Pt+0.217×9.81×0.1×69（Np）=2.667KPa;（0.47为塔顶丙烯密度）第四章 精馏塔工艺设计1.物性数据2.66Mpa、5下，塔底混合物质的物性数据：气相密度：V =35kg/ m3液相密度：L =420kg/ m3液相表面张力：=2.73mN/m2.初估塔径气相流量：qmVs=4.727kg/s qVVs=qmVs/v=0.1351m3/s液相流量：qmLs=5.132kg/s qVLs=qmLs/L=0.0122m3/s两相流动参数： =0.3136初选塔板间距 HT

15、=0.45m,查化工原理（下册）P237泛点关联图，得：C20=0.058所以，气体负荷因子： =0.0389液泛气速： 0.129m/s 取泛点率为0.7 操作气速：u = 泛点率×=0.0904 m/s 气体流道截面积： =1.494m2 选取单流型弓形降液管塔板，取 / =0.12;则A / =1- / =0.88 截面积: AT=A/0.88=1.697 m2塔径： =1.47m 圆整后，取D=1.6m 实际面积： =2.011 m2降液管截面积：Ad=AT×0.12=0.2413 m2气体流道截面积：A=AT-Ad=1.7693m2实际操作气速： = 0.076m

16、/s 实际泛点率：u / uf=0.5913.塔高的估算Np=69 有效高度：Z= HT ×Np=31.05m封头:0.8m 进料处两板间距增大为0.7m设置5个人孔，每个人孔0.8m裙座取5m,塔顶空间高度1.5m,釜液上方气液分离高度取1.5m.设釜液停留时间为30min釜液高度：Z =0.862m取其为0.9m所以，总塔高h=31.05+0.7+5+1.5+1.5+0.9+0.8×5=45.45m4.溢流装置的设计1 降液管（弓形）0.12 取，则有1.2m验算36.65m3/（m.h）100m3/（m.h）1.2m查化工原理下235页图得：0.17 0.2722 溢

17、流堰取E近似为1.025则堰上液头高：0.0336m5mm取堰高hw=0.04m,底隙hb=0.04m液体流经底隙的流速：ub ub<0.5m/s 符合要求5.塔板布置和其余结构尺寸的选取取塔板厚度=4mm 进出口安全宽度bs=bs=70mm 边缘区宽度bc=50mm 查化工原理下235页图得：0.17 0.272 =0.458mr= =0.75m有效传质面积： =1.34 m2选取F1型的浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039m;初选F0=10；计算阀孔气速 =1.69m/s浮阀的个数=66.9圆整取67个=0.08m2=0.152m选错排方式，其孔心距取160mm计算得=1.69mF0

18、=uo×=9.998所以F0=10正确=0.0398%<10%所以，符合要求6.塔板流动性能校核1 液沫夹带量校核验证泛点率F1K=1;由塔板上气相密度及塔板间距查化工单元过程及设备课程设计书图5-19得系数=0.120根据表5-11所提供的数据Z=D-2bd=1.056m;Ab=AT-2Ad=1.528;F1=0.317 或 F1=0.256均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。2 塔板阻力hf的核对hf= ho+hl+h临界孔速，联立方程得496m/s1.69m/sho=0.0648(m)=0.45×(0.0+0.0)=0.036（m）=0.00006(m)hf

19、= ho+hl+h=0.1008m液柱3 降液管液泛校核 Hd 可取=0式中 =0.0099 m则 Hd =0.1907 m液柱取降液管中泡沫层相对密度：=0.5则Hd= =0.3814 m液柱HT+hw=0.45+0.04=0.49> Hd 所以不会发生液泛 4 液体在降液管中的停留时间 =8.88s>5s 满足要求 5 严重漏液校核取F0=5；=0.845=1.891.52.0；故不会发生严重漏夜7.负荷性能图1 过量液沫夹带线取 F1 = 0.8Ab>0.78AT时用第一式（多见）Ab=AT-2Ad=1.5280.78 AT =0.78×2.0106=1.56

20、86Ab 相当于0.78 AT得qvvsvls qvvh=-4.799qvlh+1749.6 由上述关系可作得线2 液相下限线取E=1.0 整理出：qVLh=3.07lw=3.68 与y轴平行 由上述关系可作得线3 严重漏液线Fo5，会产生严重漏液，故：取F0=5;qvvh=3600A0u0;=0.85qvvh=243.4;由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =78.17;由上述关系可作得线5 浆液管液泛线Hd=HT+hW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： 上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成

21、负荷性能图（见附件二）作点为：qVLh =43.98m3/sqVVh =486.2 m3/s负荷性能图： 操作弹性：qVVhmax / qVVhmin3.7所以基本满足要求第五章 再沸器的设计一、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：2.6MPa 压力降：Np×hf=69×0.98=67.62(m液柱) 塔底压力=2667kpa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）1005压力（MPa绝压）0.10132.667蒸发量：Db= q,mVs =4.73kg/s3 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

22、 =0.683w/(m*K)粘度：c =0.283mPa*s密度：c =958.4kg/m32） 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 m2K/kg二、估算设备尺寸 热流量： =1431885.6w 传热温差： =100-5=95K 假

23、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：25×2mm,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 = b×b/1.21 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1显热段传热系数K假设传热管出口汽化率 Xe=0.2则循环气量： =25.65g/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=25-2×2=21mm =

24、0.0253 = 1018.7kg/( m2s) 雷诺数： = 377981.7 普朗特数： =2.14 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/(ms) = 1528.5<2100 管外冷凝表面传热系数： =5380.8w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2K/w 冷凝侧：Ro=0.00009 m2K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.0000176m2K/w 4）显热段传热系数 dm=

25、(di+do)/2= 0.035m = 1182.08w/( m2K)2. 蒸发段传热系数KE计算 传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 qmws =3667503.115kg/( m2h)Lockhut-martinel参数： =1.613 则1/Xtt=0.61994 查设计书P96图329 得：E=0 在Xe=0.15 X0.4Xe=0.06的情况下 =0.1814再查图329，=0.2 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.1 泡核沸腾表面传热系数:=20141.19w/( m2K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 3649.41w/( m2K) 沸腾表面传热系数：

26、KE 对流沸腾因子 ： = 1.71两相对流表面传热系数: = 6252.8 w/( m2K) 沸腾传热膜系数： = 8266.9w/( m2K) =1260.3w/( m2K)3.显热段及蒸发段长度 = 0.0055LBC = 0.021L= 0.0164LCD =L- LBC = 2.98m4传热系数 = 1458.7实际需要传热面积： = 10.33m25传热面积裕度： = 0.66>0.30所以，传热面积裕度合适，满足要求四、循环流量校核1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： = 0.436两相流平均密度： =202.97kg/m3 2

27、）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： = 5147.3pa2循环阻力Pf：管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： =522.537kg/(m2·s)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管程进出口阻力: =577.16Pa 传热管显热段阻力P2 =451.56kg/(m2·s) =167539.7 =0.02007 = 3.8089Pa

28、 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =60.207kg/(m2·s) =2528733 =0.015 =110.7Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=391.35kg/(m2·s) = 16436768.62 = 0.01363 = 353.24Pa = 3300.037Pa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/(m2·s) = 32.267kg/(m2·s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 52

29、.277m = 29029862.12 = 0.01337 =2.358Pa;b. 液相流动阻力PL5 =129.02kg/(m2·s) = 1025790.18 = 0.01619 = 37.27Pa = 189.5Pa 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.第五章 辅助设备设计一、管路设计1、 物性参数进料：有逐板计算可得，第20块板为进料板，由全塔效率可知，实际进料板为第34块板。塔底压力为P=2.667查P-t-K

30、图得（假设t=-10）Ka=1.13 Kb=0.76则：=0.0005结果小于，故假设正确，进料温度为-10此温度下，乙烯密度：386.9kg/m³421.6kg/m³=28*0.65+30*0.35=28.7有物料衡算知0.63399kg/m³4018kg/h10.07m³/h2、 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81×3。实际流速：u=0.585m/s（2） 塔顶蒸汽管取u=15m/s 0.126kg/hd=0.103选取管规格为则实际流速 u=16.04（3） 塔顶产品接管取u=1.5m/s 2537.1

31、8m³/h 6.04m³/h=1.67E-3 m³/sd=0.038m选取管规格为则实际流速 u=1.33m/s（4） 回流管取u=1.5m/s 8.7E-3 m³/sd=0.0859m选取管规格为则实际流速 u=1.11/s（5） 釜液流出管取u=1.5m/s 9.7E-4 m³/sd=0.0286m选取管规格为则实际流速 u=1.13/s（6） 塔底蒸汽回流管取u=20m/s 0.135kg/hd=0.093选取管规格为则实际流速 u=17.1（7） 仪表接管选取规格为的管子。结果汇总：名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5

32、8581×3顶蒸气管16.04108×4顶产品管1.3345×2.5回流管1.11108×4釜液流出管1.1338×2.5仪表接管/25×2.5塔底蒸气回流管17.1108×4二、辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.71进料罐（-10）-10乙烯 L1 =386.9kg/m3 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

33、积：1035.78m32回流罐（-17）质量流量qmLh=3600R·qmDs =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 11.083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 636.54 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 384.04三、泵的设计1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.585m/s液体密度： kg/ m3qVfs = qmfs / =0.0

34、02797 m3/s取81×3在-10下乙烯 乙烷 混合物粘度 取=0.2mm相对粗糙度：/d=0.00267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取则qVLh =10.07m3/h选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=1.1m/s液体密度： kg/ m3qVLs = qmLs / =0.0028m3/s管路选择：108×4 液体粘度 取=0.2mm相对粗糙度：/d=0.002查得：=0.02取管路长度：l

35、=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个取则qVLh =31.1m3/h选取泵的型号：HY 扬程：1200m 流量：15220m3 /h3.釜液泵（两台，一开一备）取液体流速：u=1.13m/s液体密度： kg/ m3qVWs = qmWs / =0.000963m/s管路选择：38×2.5 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.00606查得：=0.02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个取则qVLh =3.47m3/h选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量

36、：0.190m3 /s4.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：38×2.5 液体粘度 取=0.2相对粗糙度：/d=0.0052查得：=0.02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个取则qVLh =6.02m3/h选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3 /s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管程流率15892.8kg/h取潜热r=277.25kJ/kg传热速率：=1223.9

37、7kw设传热系数K=700W/(·K)则传热面积=63.12取整A=702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=4200×87.7=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 圆整后取A=30m2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

38、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=437.022FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=4203PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4506TIC-01釜温控制020乙烷L=450附录1 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

39、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。其他条件见表1。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续表1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

40、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续表1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)140140180180180210210210回流比系数R/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7续表1序号2526272829303132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)10010010014014014

41、0180180回流比系数R/Rmin1.31.51.71.31.51.71.31.5续表1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续表1序号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

42、.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。7 1-2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

43、纸一律用计算机（电子图板）出图。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，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） 时间安排1. 6月20日上午8点上课，地点化工综合B2022. 6月21日上

44、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。附录2 精馏塔及再沸器计算结果汇总塔计算结果表（1）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) 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）

45、0.094板间距HT（m）0.45泛点率u/uf0.591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/AT0.12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k1.89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/Ø(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