乙烯——乙烷精馏塔设计

1、乙烯一一乙烷精储塔设计大连理工大学化工原理课程设计化高1102班过程工艺与设备课程设计乙烯乙烷精储塔设计设计日期：2014年6月25日班级：化高1102班姓名：黄磊指导老师：贺高红前言 第一章任务书第二章精储过程工艺及设备概述第三章精储塔工艺设计第四章再沸器的设计第五章辅助设备的设计第六章管路设计第七章控制方案附录主要符号说明参考资料大连理工大学化工原理课程设计化高 1102 班、?. 、.前言精馏工艺的设计能够极大地体现学生对知识的应用能力， 而设计说明书即是这种能力的结晶。 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7 章。说明中对精馏塔的设计计算做

2、了详细的阐述， 对于再沸器、 辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。鉴于设计者经验有限， 本设计中还存在一些错误， 希望各位老师给予指正感谢老师的指导和参阅！大连理工大学化工原理课程设计化高1102班第一章、任务书处理量：210 koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料65% ，塔顶产品99% ，塔底产品1% ，总板效率0.6。*设计条件1 .工艺条件：饱和液体进料, 进料乙烯含量=65% （摩尔分数，下同） 塔顶乙烯含量而=99%釜液乙烯含量/ W 1%,总板效率为0.62 .操作条件塔顶压力2.5MPa （表压） 加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽；加热方式：间壁换热冷却剂：液氨 回流

3、比系数：R/Rmin=1.3 塔板形式：浮阀处理量：210 kmol/h,安装地点：大连塔板位置：塔底第二章、精储过程工艺及设备概述精储是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精储 过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触 和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相 向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组 分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精储过程，必须 为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。1.1 精储装置流程精储就是通过多级蒸储，

4、使混合气、液两相经过多次混合接触和 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，进而得到高纯度的产品。其流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液 体）经过进料管由精福塔的某一位置（进料板处）流入精储塔内，开 始精储操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的 筛孔上升,与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流 接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器 使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精储塔。1.2 、工艺流程（1）精储装置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,

5、 从而保证精储装置能连续稳定的运行。大连理工大学化工原理课程设计化高 1102 班（ 2）必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况， 及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决， 需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表， 以及时获取压力， 温度等各项参数， 从而间接了解运行情况。 另外。 常在特定地方设置人孔和手孔， 以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。（ 3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值， 都会或多或少随着时间有所波动， 应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节， 以保证达到生产要求， 有时还可以根据需求设置双调节， 即自动调节和手动调节两种调节方式并

6、可以根据需要随时进行切换。1.3 、设备简介及选用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。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， 浮阀的突出优点是操作弹性大， 阻力相对来说较小，生产能力大，塔板效率高。

7、缺点则是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或卡住， 操作失常。 浮阀塔已经在工业上得到广泛的应用。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。3) . 冷凝器 (设计略)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

8、， 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。 精馏塔选用浮阀塔， 配合使用立式虹热吸式再沸器。第三章 精馏塔工艺设计3.1、 精馏过程工艺流程3.1.1. 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） 。3.1.2. 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、

9、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）3.2、 精馏过程工艺计算3.2.1. 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。通过分离计算确定大连理工大学化工原理课程设计化高1102班进料位置、再沸器及冷凝给定原料达到规定分离要求所需理论级数、器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产

10、品的流量、组成、温度 及压力；确定精储塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。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 杂精储塔的基本方程（MESH）。基本方程中热力学性质及由热力学 性质决定的关系，如热始及相平衡关系，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（1）全塔qnF = qnD QnWqnF ZF = qnD xnD qnW xnW代入 qnF =210kmol/h, XnD =0.99,加=0.01,解得：qn

11、D =137.15kmol/h, qnw =72.85kmol/h(2)精储段'q nV 二 qnVqnV = qnDqnL(3)提储段'q nL = qnLqqnFq nV = qnV热量衡算冷凝器冷却剂的质量流量冷凝器热流量再沸器加热蒸汽的质量流量再沸器热流量Gc =QcCv(t2-t )Qc= VrvGYqr = VV2.塔板计算(1) .塔顶露点及相对挥发度假设塔顶温度T=258.15K,由P-T-K图查得 么= 1.05,&= 0.73，故Xa =0.99/1.05=0.943, Xb=(1Xd)/Kb =0.01/0.73=0.0137 。 显 然,Xa +

12、 Xb =0.9567<1。重新假 设 T=256.15K,同理由。 P-T-K 图查得Ka=1.00, Kb =0.70,故有 Xa=0.99, Xb=0.014, Xb + Xa =1.004= 1。因而假设成立，即T顶=256.15K ,塔顶相对挥发度a顶=KA/ KB =1.00/0.70=1.43。(2) .塔底泡点及相对挥发度查相关数据，可取混合液体中乙烷密度为420kg/m3,乙烯密度为386kg/m3, 则有混合液体密度为：=Zf Ma (1-Zf )Mb /Zf Ma： / a 1z f M；bb即 P=0.65*28+0.35*30/0.65*28/386+0.35*

13、30/420=407kg/ m2 。 又有：P底=巳 Np*hf ：1g假设 Np =76，贝U P底=2600+75*0.1*407*9.81=2633kPa,同上根据 P-T-K图有 Ka =1.46, Kb =1.0, 口底=1.46, T底=277.15K。(3) .塔板数计算由上有0f =1=(a顶+ 口底)/2=1.45,即有：平衡线方程y =ct x/ 1 W ) 1 x= Q45x/(1+0.45x)q线方程 x =0.65两线 交点为 E(0.65,0.73),又有 心访=的-yE)/(yE-xe),即RU =(0.99-0.73)/(0.73-0.65)=3.29，即有 R

14、=1.3=4.28.故有：精微段操作线方程yn .1 = 0 . 8xn 0.188提微段操作线方程ym.1=1.1xm-0.001由逐板计算法可得板数 yn xn 10.990.9855652 0.9863080.9802683 0.9820170.9745684 0.97740.967565 0.9717240.9595156 0.9652070.9503287 0.9577660.9399028 0.9493210.9281549 0.9398040.91501810 0.9291650.90046211 0.9173740.88448812 0.9044350.86714413 0.8

15、903870.84853214 0.8753110.82880615 0.8593330.80817616 0.8426220.78689417 0.8253850.76525318 0.8078550.74356319 0.7902860.72213720 0.7729310.70127421 0.7560320.681241220.7398050.662263230.7244330.64451240.7079610.625729250.6873020.60252260.6617710.574353270.6307890.540918280.594010.502251290.5514760.

16、458861300.5037470.411789310.4519680.362556320.3978120.312995330.3432940.264986340.2904850.220184350.2412030.179806360.1967870.144542370.1579970.114582380.125040.089716390.0976870.069477400.0754250.053264410.057590.04044420.0434840.030399430.0324390.022599440.0238590.016577450.0172350.01195460.012145

17、0.008408Nt =46, Np=( Nt-1)/ Et =45/0.6=75，与前面假设的 Np=76 相差不大, 故假设正确。3 .摩尔流量qnL =R * qnD =587.00kmol/hqnv = qnL qnD =724.15 kmol/hqnL = qqL + qqqnF =797.00 kmol/hqnv = qnv =724.15 kmol/h4 .确定实际塔板数理论板数：46 (含釜)；进料位置：从上至下第23块；实际板数：45/0.6=75;实际进料位置：从上至下第 39块。3.2.2. 塔板设计计算3.2.2.1、 物性参数（以塔底条件取值）由上知T底=277.15

18、K, P底=2.633MPa。塔底（釜液）乙烯只占0.01, 因此塔底物性参数均可用乙烷的来取代，即九=420kg/ m2 , 氏=1.353*2.622/0.10325=35.0kg/m2,查得 277.15K 时，乙烷液体表 面张力为仃=2.732mN/m。止匕夕卜q'mv = q'nv Me2H6=724.15*30=21724.5kg/h, q'vv =0.1724m3/s', -4-.'2qmL = q nL Me2H6 =797.00*30=23910.0kg/h, qvL =0.0158m /s322.2、塔径的初步估算(1)、液泛气速Uf

19、 = e0.2 f cr ） C = C20 20qmL:v23910.0 *Fix / =-： =qmv ：L21724.5350 =0.3178, Ht 取 0.45m,则查泛点关联图有C20 =0.095,代入上式有:420C =0.095* 2732 i =0.0638, Uf =0.0638*x产-35.0 =0.212m/s.20:35.0(2)、设计气速选取泛点率为 0.7,贝Uu =0.7* Uf =0.148 m/s(3)、计算塔径塔截面积At =气体流通截面积A +降液管面积A塔径D= . 4AT所需气体流通截面积A = VSu即有A = q'VV/u =0.172

20、4/0.148=1.165m2。我们选取单流型弓形降液管,4*1.165=1.31m,0.9 二取人/10,则at = A/09因此塔径D=,建=J进行圆整得D=1.4m。实际塔板截面积At =1.539m2, Ad / At取推荐值0.134,即降液管面积人=0.207 m2,实际气体流通截面积A =1.332 m2 ,实际气速 u = q'VV /A =0.1724/1.332=0.129 m/§ 实际泛点率为 0.129/0.212=0.60&(4),校核D=1.4m, HT=0.45m,与D、Ht经验关系对比满足(D在0.8-1.6区间内，Ht在0.35-0.

21、45区间内)。3.2.23 塔高计算塔高=有效塔高+塔顶空间高度+塔底空间高度+调整板间距+塔底裙高度有效高度 Zo= Ht Np=0.45*75=33.75m;顶部空间高度取1.4m;底部空间，我们取液体停留时间为30min,则塔底液层高度为hl = tqVW / At ,而 qVW = qnWM。2H。/ %=72.85*30/358=6.10 m3/h，所以 hi =6.10/(1.539*2)=1.98m,另外在液面与上一板之间还应有缓冲带，根据经验取此间距为0.6m。如此，底部空间为2.58m。调整板间距包含人孔、手孔(可忽略)及进料口处调整间距。人 孔设六个，板间距调为0.8m。进

22、料口处板间距调整为0.9m。由此有, 调整后多出 6* (0.8-0.45) +(0.9-0.45)=2.55。裙座高度取5m。塔高 Z =33.75+1.4+2.58+2.55+5=45.5m。3.2.24 溢流装置设计(1)降液管形式降液管：弓形、圆形。降液管截面积：由前面塔径计算部分知A =0.207 m2。底隙h :取40mm。(2)溢流堰型式：平直堰堰长lw： A / At取0.134时对应的lw/D推荐值为0.790,即有 lw =0.790*1.4=1.106m堰高hw :取50mm(3)核算：q'vL =0.0158m3/s,溢流强度q vl/ lw =51.43m3

23、/ (m,h )<100m3 /(m,h);液流收缩系数E取1,则堰上方液头高度：2/3hOW =2.84*0.001*E qVL =0.0367m>6mmlW因此，上述设计满足要求。322.5塔板布置及其他结构尺寸的选取塔板厚度 取4mm,由 Ad/At =0.134查经验表有bd/D=0.161,即降液管宽bd=0.225m。(1)、受液区和降液区bd =0.225m=225mm、入口安定区和出口安定bs = bs' =70mm(3)边缘区：bc=50mm(4)有效传质区Aa = 2(xJr2 x2 +r2 sin工:)，x = (D-2 bd) /2=0.475m,

24、rr = (D-2 bc) /2=0.65m,代入即有 A =1.114m2(5)阀孔的尺寸及排列型式：F1阀孔直径：d0=39mm 排列：正三角形24Vs n =-,25二九u0取动能因子F0=10,则阀孔气速为uo = D2 =蓑=1.690m/s,阀孔数=85.4=86。4*0.1724 n =二 *0.039 2 *1.690取孔中心矩为t =100mm。按此数据排孔来调整实际浮阀数为n =101。则有：实际阀孔气速u0 =4 * 0丁 7=2f%29m/s,实际动能因子 F0 =二 * 0 . 02 3n9 *2u0(Pv 0. =8.5,实际开孔率* = n* =0.078<

25、0.10 (满足设计要求)。3.2.26塔板校核(1)、液沫夹带量校核VS :-V1.36 LSZVS '-V验证泛点率：F1 =或止AbKCF0.78ATKCFZ:液体横过塔板流动行程，单流型 Z = D-2bd =1.4-2*0.225=0.95m;K:物性系数，查表有K =1；Cf :泛点负荷因子，查图得0.12;A：板上液流面积， A = At -2 Ad =1.539-2*0.207=1.125 m2。代入有Fi =0.568或0.378,均小于08 0.82。(2)、塔板阻力校核塔板阻力卜,=干板阻力h0 +液层阻力+克服液体表面张力阻力h二(a)、干板阻力h 534包u-

26、 (阀全开)联立两式：h 0 一Pl ,2g /)，有临界阀孔气、h0 =19.9u00. 1 / 5L(阀未全开)速见k=1.497m/s。显然小=1.429<u。水 ,故用阀未全开时的式子求h0 =0.055m。(b)、液层阻力对于碳烧化合物，充气系数一：=0.4 0.5,这里取0.45。则液层阻力 hi = p ( hw + how) =0.45*(0.05+0.0306)=0.036m。(c)、克服液体表面张力阻力由于相对来说，h二非常小，故其可忽略。因止匕塔板阻力 hf=0.055+0.036=0.091m。(3)、降液管液泛校核降液管中清液柱高度(m)Hd = hw + ho

27、w + + hf + hd(a)、液面落差较小，可不计。(b)、液体通过降液管阻力hd (包括底隙阻力hdi和进口堰阻力hd2)厂 </22.底 隙阻力 hdi =0.153* 三 =0.153* i 0.0172 j =0.027m ,Jwhb )11.029*0.04 Jhd2 =0。因此 Hd =0.05+0.0306+0+0.091+0.027=0.199m泡沫层高度Hd' = Hd / ©,对乙烯乙烷体系© =0.5 ,则Hd'=0.199/0.5=0.398<HT hw =0.45+0.05=0.5m,说明不会发生液泛。(4)、液体在

28、降液管中停留时间校核停留时间：.=AHT = 0.207*0.45 =5.89s_3 5s,满足设计要求。qVL0.0158(5)、严重漏液校核一'漏液点气速U0' = -F=,而 F0'=5,故 U0'=5/ 底=0.845m/s。因此稳定系数k =%=1.429/0.845=1.70>1.5,满足设计要求。U0322.7、塔板负荷性能图确定塔的操作弹性(1)、过量液沫夹带线(气相负荷上限线)Vs泛点率：F1 =：vv1.36LSZ：L - ：V'AKCf0.78ATKCFAb =1.215 m2 ,At =1.539m2 ,Ab =0.79At

29、 >0.78 A，故用第一式来35Vs+1.36LS*0.95算。取 F1 =0.8 ,即：0.8=1.217*1*0.12，420- 35Vs =0.370-4.091 Ls 即 Vh =1332-4.091 Lh(2)、液相下限线Lh =3.07 lw =3.159 m3/h(3)、严重漏液线(气相下限线)l c Vh/3600Fd =5= hAd何即 Vh=18000 Ad/展，而 A0 = * A =0.078*1.539=0.120 m2,即 Vh =365.1 m3 / h 。(4)、液相上限线令停留时间. =A业=5s,则 Lh =3600 Ls = 3600*0.207*

30、0.455=67.07 m3/h。(5)、降液管液泛线令 H d = H T + hW = '将 H d = hw + how + A + hf + hd 以及 how 与 Lh , hd 与Lh, hf与Lh、Vh的关系全代入并整理，可得： '2. ''2. '2/3a Vh = b - c Lh - d Lh式中a' =1.38* 10,b' =0.178, c' =6.97* 10 上,d' =2.91* 10即：Vh2 =1.29* 106-50.51 Lh2 -2.109* 104 Lh2/3f L f /3f

31、L s注：h0W=2.84NE0，hd = 1.18*10'wJlhj-22hf = hg +P(M +%w )Whg =5.34于u-=5.34萨h-2-o:l 2g:2g A由以上可得塔板负荷性能图：Lh注：降液管线太高对结果无大的影响，故不予画出。由图中有Lh,max =67.07 m3/h , Lh,min =35.1. m3 / h。即塔板操作弹性为:Lh ,max/ Lh,min=1.91。操作裕度为(Lh,max - Lh) / Lh =0.18第四章再沸器的设计4.1、 再沸器的选型及设计条件(1)、选型综合考虑，选择立式热虹吸式再沸器。塔顶压力：2.601MPa;塔底

32、压力：2.633MPa(2)、设计条件壳程/水管程/釜液温度/50(C)4.0(C)压力(绝压)/101.325 Kpa2.633 Mpa冷凝量/ (kg/h)蒸发量(kg/h)21724.5注：第三章已得 qnv=724.15kmol/h, qnL' =797.00 kmol/h,选用逆流传执八、壳程流体在定性温度40c下的物性数据热导率 c=0.634m w/(m K)粘度/=0.653m_pls密度 4 =992.2kg/m3定压比热容 Cpc =4.174 kJ/(kg K)管程流体4.0C下的物性数据:潜热 =283.733kJ/kg 热导率 < =0.0961 w/(

33、m K)粘度 Nb=0.0566mPa s 密度 Pb =420 kg/ m3液相定压比热容Cpb =3.431 kJ/(kg K)气相粘度 收=0.0088 mPa s气相密度 p =35.012 kg/ m3蒸汽压曲线斜率：(-：t/：p)s =1.452 10“m2K/kg4.2、 估算设备尺寸(1)、计算热流量 Qr=Vb% =21724.5*279.733/3600=1688.1kW(2)、计算传热温差，假定壳层出口温度为30 C,则50 -4 - 30 -4tm = 50A4-35.1 C=35.1Kln30 -4(3)、假定传热系数为K=1000 W/( m2LK)(4)、估算传

34、热面积 A=Qr/(K tm)=1688.1* 103/(1000*35.1)=48.09m2(5)、工艺结构设计管规格拟用 户38*2.5 ,管长L取3000mm 管数Nt =-A- =48.09/(二 *0.033*3)=155二 d°L采用正三角形排列：b=1.1而7 =13.69,管间距取48mm,则壳径 Ds = t(b1)+(2L3)d。=48*12.69+2.5*33=691.9.4mm ,圆整得 700mm。L/ Ds =4.3，在4 6之间。取管程进口直径为 250mm,出口直径300mm。4.3、 传热能力校核(1)、显热段传热系数计算设传热管出口处气含率Xe =

35、0.21,所以循环量Wt=D = (21724.5/3600) /Xe=28.74kg/sxe传热管面积so -di2NT=0.133m24单位面积上循环量为G = W =216.09 kg/sS0管内雷诺数R=dG =0.033*216.09/ ( 0.0566* 10工)J b=125989>10000普朗特数Pr =CPK= (3.431*0.0566) /0.0981=1.98(在 0.6 160 内),b显热管内传热膜系数 =0. 0*Re0® jT081W/(m2Us)di壳层传热膜系数：热水质量流量 mc = QR =1688.1/4.174*(50-30)=20

36、.22kg/s。Cp c(t2-ti)(6 2 n 2、41一t2 x 0.0382壳层当量直径de=4=0.029m二 0.038设折流板间距为B=0.3m,则壳层流通面积d03 38 c c.c 2Si = BDs(1-0) =0.3父0.7父.1- =0.043m2it 'I 48 J雷诺数为Re。=demlc0.029 20.220.653 107 0.043=20883>10000普朗特数Pr =CP =4.174*0.653/0.634=4.30(在 0.6 160 内),c-1 f L1、04因此，管外冷凝表面传热系数a0 = 0.36/mR0055 M * -,取

37、dNMeI w /=1,贝U 53041 W/( m2Us)1-w管内污垢热阻：Ri =0.17 10-(m2 K)/W管外污垢热阻：R0 =0.2 10- (m2 K)/W管质选用不锈钢，则九w =45 W/(m K)所以，管壁热阻b 0.0 0 3 852Rw = = =8.44 彳 0(m2 K)/Ww 45由上数据代入下式:Kl =:idi 噜喂 R0 U(dm=dd° =0.036m)即有：kl =677W/(m2 K)(2)、蒸发段传热系数计算 a、泡核沸腾因数计算传热管内的釜液的质量流量：Gh=3600G= 7.78 105 kg/(m2 h)击PvTIX：1/35 0

38、540566 “V = - 2 =f m =0.36<Pl J Wv，1420)10.0088)取 x= Xe =0.21 时1/Xtt=Xe/(1Xe)0.9/4 =0.843,查图(教材 P71)得 aE =0.4 当 x=0 .4e=0.0841/Xtt = xe/(1 -Xe)0.9/ =0.084 /(1 -0.084)°.9/0.36 =0.323由Gh及1/ Xtt再查图得a' =1.0,故 泡核沸腾修正因数计算泡核沸腾表面传热系数:nb , b 0.69. Qr di 0.69 , PL/、0.33 z Pfe di 0.31:nb = 0.225 Pr

39、(-)(T-1)()diA % 、; v二0.0961 d 0.69 , 1.6881 106 0.0330.69420 , 0.33= 0.225 1.98()(-1)0.03348.1 283.733 0.056635_ 6= 9208 W/ m2.K2.633 父10 父 0.033 0.313)2.732 10b、计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数%: b _08_04:尸 0.023 () Re (1 -X) . Pr . di= 0.023 (0.0961) 125989 (1 - 0.084)0.8 1.980.40.033= 991 W/(m2 K)C、沸腾表面传热系数对

40、流沸腾因子： =3.5父(1/ Xtt广=1.99两相对流表面传热系数：=tp=1.99*991=1972W/(m2 K)沸腾表面传热系数：:v =： tp a% =1972+0.7*9208=8418W/(m2 K)计算沸腾传热系数KeKE =do R dodi L diRw dodmRo-：o=1326 W/(m2K)(3)、显热段和蒸发段的长度：计算显热段的长度Lbc与传热管总长L的比值 (为:(t/ P)9L ("p)s 二 d NKlfCpb : b Wt1.452 10， := 0.01944 二 0.033 155 495 35.11.452 1033.431 103

41、386 28.74所以 Lbc =0.058mLcd =3-0.058=2.942m(4)、实际数据由上有实际计算传热系数Kc :KL LBC KE LCDKCl(677*0.058+1326*2.942 ) /3=1314W/(m2 K)实际需要的传热面积为AC =Qr(Kct )=1688100/(1314*35.1)=36.6 m2传热面积裕度:H =(Ap -AC)/ = (48.09-36.6) /36.6=31.39 % > 30%AC4.4、 循环流量的校核(1)、循环推动力，PD- '：Pd = 11 Lcdl - 1 - ltp g其中，l查得推荐值为1.02m

42、, Lcd =2.942m,乳=420kg/s取 x = Xe/3,由 1/Xtt = Xe/(1-Xe)0.9 小有 Xtt=3.69,又有；.X“% = Pv(1 Rl)+PlRl ，Rl=-tt0!Xtt221Xtt 1代入有 Rl =0.3845,可=183.78kg/m3。同理取 x = %,可得 Rp =122.64 kg/m3因而 Pd =4796Pao(2)、循环阻力APfPf = . R + . F2 + . F3 + . F4 + . F5a、管程进出口阻力.用P =Di 2而T，i=0.01227 等Re4 第 J. bG=40.785Di2代入数据：G =585.78k

43、g/( m21s ), Re =2.587* 106, )= =0.01503,L=29.299m, R =775Pa。b、传热管显热段阻力.住Lbc G2:住= -BCdi 2：I而 Lbc =0.058m, Re=誓, J bG=V0.785di2NT0.7543,0 =0.012270.38 ,代Re入数据有 G =216.90 kg/(m2Us),Re=1.26*105 ,=0.02096,汜=2Pac、传热管蒸发段阻力.保气相阻力Rv3=而7V =0.01227 +07543 , Gv=xq ReJReVdiGvV2x 取产=0.14,Lcd =2.942m ,代入 数据有 Gv =

44、30.37 kg/( m2Us )Re =1.14* I。5 ,v =0.02131, R3=25Pa。液相阻力阻3= LD喙而 1=0.01227 +07543, Gl=G-Gv , Re=dGL，代入数据有 Gl =186.53 ReLLkg/(m Do /0.0254也),Re=1.09*io0.3426 Do/0.0254 -0.1914,标=0.02147, APL3=84Pa。 4则 AP3 =(ar” +ap7L =)=767Pa。d、管内动量变化产生的阻力E一 2 一.P4 = g2m / ：L而 M = -xe + e1 ，带入 Rl=0.3845, Xe=0.21,有 M

45、=4.817, Rl:v 1-RlG =216.9 kg/(m2.),AP4 =539Paoe、管程出口段阻力;R气相阻力WtR _ D°Gv0.785D02， l h而 4 =0.01227 +07043 , Gv=xG ,Rev，代入数据（Do =0.3m),有 G =407.08kg/( m2也),Gv =56.99 kg/( m2Us), Re=1.94* 106,均=0.01535, L =35.04m,R5=83Pa。液相阻力APl5 = %DG2而% =0.01227 +誓83 , Gl=G-Gv , Re =堂,代入数据有 Gl =350.09ReLLkg/(m2&a

46、mp;),Re=1.88* 106,九l =0.01539, Pl5 =274Pao因而管程出口段阻力R=R”唁/4 4 =2522Pa。由上可得循环阻力 Pf =775+2+767+539+2522=4605Pa(3)、循环推动力与循环阻力的比值计算Pn - P =(4796-4605)/4796=0.040,在 0.01 0.05 N间 Pd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=0.7)5.1.1. 进料罐(低温贮料)0 c 乙烯化1 =346kg/m3乙烷 pl2 =402kg/m3压力取2.63MPa由上面的计算可知 进料Xf=65%Wf=63.4%平均密度

47、l =100/ (63.4/346+36.6/402) =364.6kg/m3进料质量流量：qmF =6027kg/h取停留时间：x为4天，即x=96h进料罐容积：V =q =2267m3圆整得2670m3 :k5.1.2. 回流罐(-17C)液相回流量qmL =587*28=16436kg/h液相密度：l =398kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为x =0.5h,填充系数k =0.7V =qmLx =29.50 m3:Lk圆整并考虑预量得V =35 m35.1.3. 塔顶产品罐质量流量 qmD =3840.2kg/h;产品在产品罐中停留时间为x =120h,填充系数k =0.7即有 V =

48、1654.1 m3则产品罐的容积取V=1660 m35.1.4. 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h,填充系数k =0.7质量流量 qmw =2185.5 kg/hV =5 =892.04 m3则釜液罐的容积取V=900m3贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐9626702V-102回流罐0.5353V-103塔顶产品1201660罐4V-104釜液罐1209005.2、 传热设备5.2.1. 冷却器和塔顶冷凝器的集成传热温差:41 一 4=8.6Kln ：t1/.也入口出口塔顶产品温度/K256.15263.2塔底产品温度/K273.15263.4管内液

49、体流率：qnF =210kmol/h平均摩尔质量：M = 65 28 35 30 =28.7kg/kmol 100则传热量 Q =4550 210 28.7 9.8/3600 =74.651KW取K=700 ,则传热面积为A=-Q =12.4,圆整后得 A=13m212 =5.4Kln飞/沌K；：tm入口出口塔顶产品/K263.15273.15釜液/K273.15277.155.2.2.釜液冷却器传热温差:tm传热量 Q =3520 72.86 28.7 9.8/3600 =20.037KW取K=700 ,则传热面积为A = -Q- =5.3 m2,圆整后取A=6 m2 K5.3、 泵的设计5

50、.3. 1.进料泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.564m/s液体密度：P=364.6kg/ m3取 d=65mm液体粘度；-0.091mpa s取E =0.2,相对粗糙度：& /d=0.003即有雷诺数Re =Tu =1.47* 105查得：入=0.026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，因而有：1 ' le 、： 、u2 工pc、hf =（-八）=3.81md2g ：g取 Z = 20mHe = Z -2pf x hf =24.1m ：g 2g_ . 2qVL = -d-u =0.00187 m3/s=6.74m3/h4选取泵的

51、型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3/s5.3.2. 回流泵（两台，一用一*备）取液体流速：u=0.5m/s,液体密度 =398kg/ m3黍占度=0.098mPa s取 d=0.128me=0.2,相对粗糙度：e/d=0.0016 ,则 Re = 9查得：入=0.0225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hf = (、u2 LCC -一:)') =3.6m2g ：g取 Z =32mHe - Z pf u v hf = 36.1m 用2gqVL=23.2m3/h选取泵的型号：100F-575.3.3. 釜液泵(两台，一备一用)取液体流速：u=0.394m/s液体密度 P=420kg/ m3 , d=#qVW =0.068液体粘度 =0.0088mPa s取& =0.2,相对粗糙度：& /d=0.0049雷诺数Re=1.29* 106查得：入=0.03取管路长度：l=30m取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个le u2. pc贝卜 hf =（， %）一 上=3.7