乙烯-乙烷精馏装置设计化工课程设计

1、大连理工大学课程设计题目:乙烯一乙烷精馅装置设计学 部：专 业：班 级：学 号：学生姓名：指导教师：乙烷乙烯精饰装置 乙烷乙烯精饰装誉 目录 TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark6 o Current Document 目录1 HYPERLINK l bookmark8 o Current Document 过程工艺与设备课程设计任务书4 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 第一章概述9 HYPERLINK l bookmark24 o Current Document 1.1精懈塔工艺设计9再沸器9 HYPERL

2、INK l bookmark28 o Current Document 冷凝器（设计从略）9 HYPERLINK l bookmark30 o Current Document 第二章方案流程简介10精馆装置流程10工艺流程10 HYPERLINK l bookmark36 o Current Document 1）物料的储存和运输10 HYPERLINK l bookmark38 o Current Document 2）必要的检测手段10 HYPERLINK l bookmark40 o Current Document 3）调节装垃10 HYPERLINK l bookmark42 o

3、Current Document 处理能力及产品质量11 HYPERLINK l bookmark44 o Current Document 第三章精饰塔工艺设计12 HYPERLINK l bookmark46 o Current Document 3.1设计条件12工艺条件：12 HYPERLINK l bookmark48 o Current Document 操作条件：12 HYPERLINK l bookmark50 o Current Document 塔板形式：12处理最：12 HYPERLINK l bookmark52 o Current Document 3.2物料衡算及热

4、量衡算12 HYPERLINK l bookmark54 o Current Document 3.2.1物料衡算12 HYPERLINK l bookmark56 o Current Document 3.2.2热量衡算13 HYPERLINK l bookmark58 o Current Document 3.3塔板数的计算13 HYPERLINK l bookmark60 o Current Document 1）相对挥发度的计算： 13 HYPERLINK l bookmark62 o Current Document 2）塔板数13 HYPERLINK l bookmark64 o

5、Current Document 3.4精馆塔工艺设计15 HYPERLINK l bookmark66 o Current Document 3.4.1精馆段物性数据（塔顶条取153.4.2塔径计算16 HYPERLINK l bookmark72 o Current Document 3.4.3塔高的估算17 HYPERLINK l bookmark74 o Current Document 3.4.4降液管尺寸18 HYPERLINK l bookmark78 o Current Document 3.4.5塔板的校核19 HYPERLINK l bookmark92 o Current

6、 Document 第四章再沸器的设计24 HYPERLINK l bookmark94 o Current Document 4.1再沸器的设计条件24 HYPERLINK l bookmark96 o Current Document 4.1.1选用立式热虹吸式再沸器24 HYPERLINK l bookmark98 o Current Document 4.1.2再沸器壳程与管程的设计24 HYPERLINK l bookmark100 o Current Document 4.1.3物性数据24 HYPERLINK l bookmark106 o Current Document 4.

7、2换热器尺寸的估算25 HYPERLINK l bookmark108 o Current Document 4.3传热系数的校核26 HYPERLINK l bookmark110 o Current Document 4.3.1显热段传热系数Kl26 HYPERLINK l bookmark122 o Current Document 4.3.2蒸发段传热系数心的计算27 HYPERLINK l bookmark144 o Current Document 4.3.3显热段及蒸发段长度29 HYPERLINK l bookmark146 o Current Document 4.3.4平均

8、传热系数29 HYPERLINK l bookmark148 o Current Document 4.3.5传热面积裕度： 30 HYPERLINK l bookmark150 o Current Document 4.4循环流量的校核30 HYPERLINK l bookmark152 o Current Document （1）计算循环推动力30 HYPERLINK l bookmark154 o Current Document （2）循环阻力31 HYPERLINK l bookmark170 o Current Document 第5章辅助设备设计34 HYPERLINK l bo

9、okmark172 o Current Document 51 辅助容器的设计345.1.1进料罐34 HYPERLINK l bookmark168 o Current Document 5.1.2回流罐34 HYPERLINK l bookmark174 o Current Document 5.1.3塔顶产品罐34 HYPERLINK l bookmark176 o Current Document 5.1.4釜液罐35 HYPERLINK l bookmark178 o Current Document 5.2传热设备35 HYPERLINK l bookmark180 o Curre

10、nt Document 冷却器和塔顶冷凝器的集成35 HYPERLINK l bookmark182 o Current Document 釜液冷却器36 HYPERLINK l bookmark184 o Current Document 第6章管路设计37 HYPERLINK l bookmark186 o Current Document 6.1泵的设计376.1.1进料泵376.1.2回流泵376.1.3釜液泵38 HYPERLINK l bookmark190 o Current Document 6.2管路设计39 HYPERLINK l bookmark192 o Current

11、 Document 第7章控制方案40 HYPERLINK l bookmark198 o Current Document 附录一主要符号说明42 HYPERLINK l bookmark200 o Current Document 附录二主要参考文献43 HYPERLINK l bookmark202 o Current Document 附件三：泡点及塔板计算程序44 HYPERLINK l bookmark208 o Current Document 附录四：计算结果表46 HYPERLINK l bookmark212 o Current Document 第八章经济核算49 HYP

12、ERLINK l bookmark214 o Current Document 8.1精锚塔49 HYPERLINK l bookmark216 o Current Document 8.2再沸器49 HYPERLINK l bookmark218 o Current Document 8.3项目总投资估算51 HYPERLINK l bookmark220 o Current Document 8.4项目成本分析51 HYPERLINK l bookmark224 o Current Document 8.5项目经济效益评价52 HYPERLINK l bookmark226 o Curre

13、nt Document 总结53乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装證 过程工艺与设备课程设计任务书（-）乙烯乙烷精憎装置设计学生姓名班级化工1306 学号 201325034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Mxf =65%（摩尔百分数）塔顶乙烯含量xD =99%,釜液乙烯含量X,. 1%，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)1001

14、00100140140140180180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浮阀浮阀浮阀处理 ft(kmol/h)180210210210100100100140回流比系数R/Rnfa1.71.31.51.71.31.51.71.3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/Rmta1.

15、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童(kmol/h)100100100140140140180180回流比系数R/Rnta1.31.51.71.31.51.71.31.5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/Rcrin1.71.31.51.71.31.51.71.3续表1序号414243

16、4445464748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乙烷乙烯精饰装趕 乙烷乙烯精饰装趕 #乙烷乙烯精饰装置 处理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系数R/Rndn1.51.71.31.51.71.31.51.7二、工艺设计要求1完成精惴塔的工艺设计计算:塔高、塔径溢流装置的设计塔盘布置塔盘流动性能的校核负荷性能图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护图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精佣塔或再沸器)的工 艺条件

17、图各一张：(塔板设计位置为塔顶的同学完成精镭塔的工艺条件图；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。1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上來，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)。图纸一律用计算机(电子图板)出图。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，

18、 2002 年。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。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。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。石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993年。石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002年。指导教师任务书下达日期乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装證 前言本精馆塔极其辅助设备设计书包括概 述，流程简介，设计任务书，精饰塔设计， 再沸器设计，辅助设备设计，管路设计，控 制方案，附录共九个部分。设计书中对筛板精

19、饱塔和再沸器的设 计做了详细的说明，对辅助设备和管路的设 计做了简要说明。由于设计者经验有限，设计时间有限， 因此有设计不妥之处在所难免，欢迎老师予 以指正。感谢老师的指导。第一章概述1.1精馅塔工艺设计精僻是分离液体混合物（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了广泛应用。精馅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，利用也想混合物中各组挥发度 的不同，使易挥发组分由液相向汽相转移，难挥发组分由汽相向液相转移，实现 原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热传质过程。常规或简单精佛塔设仃个进料口，进料位置将塔分为精镭段和

20、提憾段两段, 而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馆I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 髙。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产耍求，目前应用较 为广泛。本设计回流比为最小回流比的1.7倍，回流比增大虽然可以提高产品的质最， 可以在塔顶产品纯度一定的情况下，减少塔板数，减少了设备费用，但是增加了 能耗，综合各类因素，本设计回流比设计为最小回流比的1.7倍。12再沸器再沸器是精谓装置的重耍附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送塔, 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

21、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。13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売式换热器。第二章方案流程简介2丄精馆装置流程精佣就是通过多级蒸係，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，进

22、而得到高纯度的产品。流程如下：原料（乙稀和乙烷的混合液体）经进料管由精馆塔中的某一位置（进料板处） 流入塔内，开始精镭操作；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，称为镉出物。另一部分凝液 作为回流返回塔顶.回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来白塔底的上升蒸 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。22工艺流程1）物料的储存和运输精镭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

23、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，以保证达到生产耍求，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。设备选用精係塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。23处理能力及产品质量乙烯乙烷物系Rmin = 1.7R处理量：140kmol/h产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）进料：Xf=

24、65%塔顶产品：Xd=99%塔底产品：xwl%乙烷乙烯精饰装置 乙烷乙烯精饰装證 第三章精馆塔工艺设计3.1设计条件工艺条件： 饱和液体进料进料乙烯含量：%F = 65% （摩尔百分数） 塔顶乙烯含量：期=99% 釜液乙烯含量：Xpv 6mm合格=0.0302m= 35.623 = 0.01 m3/sPl402.8345塔板的校核1）液沫夹带量ev由Flv=0.2535,泛点率为0.724,査得屮= 0.065屮qvLs PlQws Pv0.0650.01 X 402.81 - 0.065 X 0.1305 X 36=0.0597 kg液体/kg气体 0.312m 合格4）液体在降液管中停留时

25、间TQvls0.15938X0.40?01=6.3752s 5s合格5）严重漏液校核严重漏液时干板阻力尼/io = 0.0056 + 0.13(/iw + how) ha=0.0056 + 0.13(0.05 + 0.0302) 一 0.000517 = 0.01551 m 漏液点气速词2 X 9.8 X0.0155? = 1.475 m/s稳定系数2.5521.475=1.73 1.5符合6）塔板的负荷性能图过量液沫夹带线（气相负荷上限线）乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装證 7.1 X 10一3规定:当勺=0.1炀液体/kg气体qVVh = 8.81 X lOaVs.z HT 一 2.5/i

26、=8.81 X 103 X 1.419X 2.474”3.2 0.4 一 2.5 X 0.05 一 7.1 X 10=4562.77 115.58(g“j2/3 m3/h液相下划线 规定：2/3=0.006m 液柱how = 2.84 X 103E整理出:qVLh = 3.07lw = 3.07 X 1.029 = 3.59497严重漏液线(气相下限线)uo = C=qvVh/3600 其中Co =08整理得:qwh = a(b + cqv)1/2402.836218139式中a = 1.594 X 104A0C0 = 1.594 X 104 X 0.05114 X 0.8 JPvb = 0.

27、0056 + 0.13hw - ha = 0.0056 + 0.13 X 0.05 一 0.000571 = 0.01153c = 3.69 X IO = 3 69 x 107/1.029% = 0.00036代入得：qwh = 2181.39(0.01153 4- 0.00036q您)液相上限线HTAdqVLh = 720HTAd = 720 X 0.4 X 0.161 = 46.37 rr/h降液管液泛线令：= = HT + hw将：Hd = hw + how + hd + hf, how, qvLh. hf, qwh qvLh 的关系代入前式整 理得：a，Qvvh = W - cpfs

28、- b確其中: TOC o 1-5 h z 3.934 X 109/3.934 X IO-9 X 36/402.8“一?(0.05114 X0.8)2/ (A0C0)2 = -=21 % 10bf = DHt + (一 B - l)hw = 0.6 X 0.4 + (0.6 一 0.75 - 1) X 0.05 = 0.2275 1.18 X 1081.18 X 108亠c = - = cl、。 = 4.4577 X 10(lwhb)2(1.029 X 0.05)22.84 X 10一3(1 + R) 2.84 X 103(1 + 0.75)1.029%V= 4.876 X 10一3代入得:2

29、.1 X 10-7qvh = 0.2275 - 4.4577 X 10_6qLh 一 4.876 X 103q 整理得：0.2275 一 4.4577 X 10-6於“ 一4.876 X 1032.1 X 10一7汽相流量:36仙=业史=攀芈 =469.682 rr/h Pv液相流量qriL X M 511.37 X 28.052qvu = =ttttt：=35.611 m3/h/VLh pL402.8筛板的负荷性能图如下所示Y-过量液沫夹带线-严重漏液线 *液相下划线+降液管液泛线T1液相上限线Y-实际操作线由图可查9wh min=257.785 m3/hqw = 802.165 m3/hh

30、 max故操作弹性为:qvvh. min802.165=257.785=3.112第四章再沸器的设计4.1再沸器的设计条件塔顶床力:压力降塔底压力:4.11选用立式热虹吸式再沸器P=2601.3KPa （绝对压力）AP = 422.7Pa X 62 = 26.21KPa2627KPa （绝对压力）4.12再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（C）405.5压力（kPa绝压）101.32627蒸发氐Db = qvms = 4.70 kg/s4.1.3物性数据1）壳程凝液在温度（30 下的物性数据:热导度度 潜热粘密:rc = 2334kJ/kg率：Ac = 0.660 w/mK:pc = 0.40

31、78mPa - s:pc = 0.982 g/cm3 = 982.61 kg/m32）管程流体在（5.5C,2627kPa）下的物性数据:潜热,rb = 283.72 kj/kg液相热导率：入b = 86.42 mw/mK 液相粘度：ub = 0.0531mPa-s乙烷乙烯精饰装置 乙烷乙烯精饰装置 液相密度：pb = 386kg/m3液相定比压热容：CPb = 3.325 kJ/kg-K表面张力：ab = 0.0027 N/m气相粘度：|iv = 0.0088mPa - s气相密度：pv = 36kg/m3蒸气压曲线斜率(At/AP) = 0.000158 m2K/kg4.2换热器尺寸的估算

32、再沸器的热流量:q；v = 602.8 kmol/h qVh = 18084 kg/hOr = qVhrb = 16920 X 283.72 = 5.1 X 106 kj/h = 1425.22 kj/s传热温差：Atm = T g = 34.5K设传热系数为K = 650lV/m2/C1425.22 kj/s则传热而积为A 亠_ ro 吒巾2P KMm 650 W/mK X 34.5K 一 旳拟用传热管规格为：025 X 2mm,管长L = 3000mmd = 25mm计算传热管束:63.5m2Ap Nr = 江心厶 n25mm X 3000mm设传热管按正三角形排列：b = 1.177 =

33、 1.1V270 =27018.1管心距:t = 0.032m19iooo = o-419mDs = t(b - 1) + (23)d。= 0.025(15.52 - 1) + 3 X 取 Ds = 0.5ml_ = 3000/1000 = 6 合理取管程进口直径6 = 0.2th出口直径D。= 0.45m4.3传热系数的校核4.3.1显热段传热系数Kl1）设传热管出口的汽化率Xe = 0.21釜液蒸发质量流量：Db = 602.8 kmol/h X 30.00 kg/kmol = 5.023 kg/s 釜液循环质量流最：Db 5.023% =疋=吋=23.92劭2）计算显热管内传热膜系数q传

34、热管内质量流速So其中:= 19 2 X 2 = 15mm7T 9 nSo = dt nt = 4 xWt 23.92oG = = = 255.92 kg/(rn2s2X 361 = 0.0934m2So 0.0934d需诺数:Re = = 0.025 X 255.92 = ioi2iQ 48 Ab0.0531 X 10一3普朗特数:6曲 3.325 x 0.05318642 x 10-3 一厶*Pr 2Ab 显热段传热管内表而系数：5 = 0.023 -/?e-8Pr0-4 = 0.023 X 7 X 1O121O.4808 X 2.O4041dj0.015=1271.78 IV/m2/ 0

35、.3 所以，传热面积裕度合适，满足要求44循环流量的校核(1)计算循环推动力1)当x= =竽=0.070.9 os oi=3.75两相的液相分率：(1-X)X(1-0.0 刀007-0.90.50.0531 X 10-3010.0088 X 107 丿3.75Ptp = pp(l - &) +pbRL = 30(1 0.39) + 386 x 0.39 = 171kg/m32)当x = xe = 0.21=1.2X；t =(1 - X)X0.0088 X 10一3(1-0.21)021 0 5 /0.0531 X 10301R. = 0 39L (略+ 21蜀十+1)05(3.752 + 21

36、 X 3.75 + 1)05两相流平均密度：1.2r，= 0 23L g + 21Xtt + l)0-5(1.22 + 21 X 1.2 + l)0-5两相流平均密度Ptp = Pv(l Rl) + pi)Rl = 30(1 0.23) + 386 X 0.23 = 116 kg/zn取 1 = 0.8m循环推动力：ApD = LCDpb 一 p) 一 lptpg = 2.96 X (386 一 171) 一 0.8 X 112 X 9.8=5322.5Pa（2）循环阻力1）管程进口管阻力Api进口管内质最流速：Wt 23.920G = 76142 kg/（m2 s）4釜液在进口管内流动雷诺数

37、：DtG 0.2 X 761.42 Rej = = = 2867864 山 0.0531 X 103 进口管内流体流动摩擦系数：X0.220.7543 右=0.01227 + ro 38 = 0.0150进口管长度与局部阻力当量长度：（0/0.0254）2=23.6m10.3426(DI/0.0254 - 0.1914)管程进出口阻力：Lt G223.6761.422APi =入 Fl = 0.0152 X X -_ = 1061 Pa115 2pb0.22 X 3862）传热管显热段阻力AP2釜液在传热管内的质量流速WtG= 0.785r = 256kg/（m2，S） 釜液在传热管内流动时的

38、雷诺数DiG 0.25 X 256 Re = = _r = 101210 山 0.0531 X IO3进口管内流体流动的摩擦因数为0.0531 X 10一30.7543入=0.01227 +=0.0217R0.38 e传热管显热段阻力为L Q2= 0 0217 X 0X 27 =28Pa0.04337.1223）传热管蒸发阻力AP3G = 256 kg/（m2 s）气相在传热管内的质量流速乙烷乙烯精饰装遗 乙烷乙烯精饰装遗 #Gv = xG =G= 2XX 256 = 106.6 kg/(7H2 s)人=0.01227 + 縈3 = 0.019r038厶cd2.96一仏-罟孟=0 019 X

39、嚴X 品二 419.65Pa 液相在传热管内的质量流速GlGl = G - Gv = 256 - 106.6 = 149.32 kg/(m2 s) 液相在传热管内的流动雷诺数只比dtGL 0.032 X 149.32ReT =丄上= 8705947.220.0531 X 10-30.7543 入l = 0.01227 十=0.02230.0088 X 103RS =色色=0.02x 106.6 = ?54382传热管内的液相流动阻力为2.96149.322XL g?皿沁诗盘=0.01986 X閘X施議=90.76PQ传热管内两郴流动阻力为AP3 = (AP4 + A 曲4)4 =(419.65

40、/ +90.76)4 = 3358.46Pa4)管程内因动量变化引起的阻力传热管内的质量流速G = 256 kg/(m2 s)蒸发管内因栋梁变化引起的阻力系数匕为(1 -xe) Pb / x2 (1 - 0.21)386/ 0.212 = n - + x- 1 =+ 占X -_- - 1 = 1.05Rl Pv y 1 Rl 丿0.3936y 1 0.25 J蒸发段管程内因栋梁变化引起的阻力G2?2562 x 1.053矿-386- 17881Pa5)管程出口阻力管程出口管中气液两相总质最流速29.23辛 X 0.45215O.S5kg/(m2s)管程出口管中汽相质最流速Gv = xeG =

41、0.21 X 150.55 = 31.61 kg/(m2 s)乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装證 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和r(D/00254)2(0.4/0.0254)r =0.3426 X (Do/0.0254 - 0.1914)0.3426 X (0.4/0.0254 一 0.1914)=52.3m管程出口管中汽相流动雷诺数Rev负 0.021 X 31.61 严Rev = = 16159480.0088 X W3Rv管程出口管汽相流动的摩擦系数0.7543Ay = 0.01227 H 38 = 0.0156ReV液相流动阻力L52.3 (31.61)2PVS = Av=

42、0.0156 X - X _ = 26PaVb v Dt 2pv0.452 X 36管程出口管中液相质量流量GL = G - Gv = 256 - 31.62 = 118.37 kg/(m2 s)Ret = 0.021 X 118.37 = ni93870.0531 X 10一3计算管程出口管中液相流动雷诺数ReLAb 管程出口中液相流动的摩擦系数0.7543入 l = 0.01227 + 38 = 0.0161管程出口管中的液流动阻力L G?52.3118.372APls =入l瓦厉=00161 XQ45X 27386 = 3416PaAPS = (ARj/4 + AP4)4 =(91.72

43、1 + 108.531/4)4 = 469?5Pa循环阻力Apf = AP + AP2 + AP3 + AP4 + APS = 5070Pa 循环推动力和循环阻力的比值5322 - 50705070=0.0497Pd - APfAPd在0.01到0.05之间,符合第5章辅助设备设计5.1辅助容器的设计 5.1.1进料罐(常温高斥贮料)1) 25吒的物性液相密度乙烯：Pli = 420kg/m3 M = 28.05液相密度乙烷：pL2 = 470kg/m3 M = 30.07压力取：25 0 0 + 101.3 + 18x422,7 = 2 6 0 8.91KPa1000液体粘度：|i = 0.

44、0531mPa s 进料：Xf = 0.65, 因此：Wf = 0.6341 半均密度 Pl = O3joo-O3.x = 437.01kg/m3420470进料口的平均相对分子质量M = 28.05 X 0.65 + 30.07 X 0.35 = 28.757进料的质量流量 Fmh = MX210 kmol/h = 28.757 X 140 = 4025.98 kg/h 填充系数k=0.7停留时间为t = 96h进料罐的容最V = 穿 =4025 98x96 = 1263.4 m3pLk 437.01X0.7圆整后取V= 1265n?5.12回流罐(-16.5C)质量流量Lmh = M X

45、qvL = 28.05 X 511.37 = 14343.93kg/h设凝液在回流罐中停留时间为0.25h,填充系数0 = 0.714343.93 X 0.25420 X 0.7-回流罐的容枳=12.20m3取 V = 13m35.1.3塔顶产品罐质fit流fitDmh = M X qnD = 28.05 X 91.43 = 2564.62 kg/h产品在产品罐中停留时间为t = 96h填充系数0 = 0.7 产品罐容积则产品罐的容积:DnihtPli3847.06 X 96420 X 0.7=1256.18m3(V= 1257m35.14釜液罐取停留时间为5天，即t=120h质量流量：Wmh

46、 = M X qnW = 30 X 48.57 = 1457.1 kg/h釜液罐的容积：5.2传热设备52丄冷却器和塔顶冷凝器的集成采用卧式冷凝器:入口出口塔顶产品256.65K256.65K液氮223.4K243.4K传热温差：At = 243.4- 223.4 = 20Km管内液体流率:F = 140kmol/h热流量:O= 1333.484 kj/s取传热系数：K= 300则传热面积为:1333.484 X 103300 X 20=222.25m2取整后：A = 223m522釜液冷却器入口出口塔顶产品263.2K273.2K釜液279.2K280.2K塔顶产品与进料热交换后，继续与冷却

47、釜液传热温差:%附的2)=10.89K液态乙烷的比热容为2.886 kj/kgK热流量3600=48.57 X 30.07 X2886型.01 = 331346查的入=0.025 管长1 = 100m管路中4个90度弯管 = 0.75x4, 1个截止阀1/2, = 9.5, 1个文史馆流星工h嚳+羽冷驚皿当 AZ = 39- 1.5 - 3 X 0.8 -29 X 0.4 = 23.5mHe = AZ + +hf= 27.0mPg 2g 厶=d2u =字 X 0.080752 X 0.5 X 3600 = 11.45 m3/h44选取泵50Y-60扬程60m流量 12.5m3/h6.1.2回流

48、泵（两台,一开一备用）液体流速为：u = 0.5m/sqLvs =辿兰=0.00912 m3/s Pli #查阅输送流体无缝钢管尺寸规格表，圆整后选取0 =168X7 核算的实际流速u = 0.490 = 0.2m m取相对粗糙度g/d = 0.00130.154X0.490 X437.010.0531 X 10一3=621032因此A = 0.023管路长度1= 100m管路中90度弯管4个 = 0.75x4, 1个截止阀1/2, = 9.5, 1个文氏管流量计= 12d当 AZ = 23.5mHe = AZ +Apf u2 v1hf = 26mti 厲 3.14oUh = -d2u = X

49、 0.15242 X 0.5 X 3600 = 32.82 m3/h44选用泵型号：选取泵80Y-60扬程50m流量60m3/h613釜液泵（两台，一开一备用）流体流速：u = 0.5m/s液体密度：pL = 470kg/m3qVLs = 0.0085 m3/sPl=0.047m査阅输送流体无缝钢管尺寸规格表,圆整后选取0 = 60 X 4 = 0.2m m取相对粗糙度/d = 0.0043dup 0.162 X 0.5 X 470Re = = _= 716950|i 0.0531 X 103A = 0.05管路长度：1 = 40m査得：入=0.028取90度弯管4个 = 0.75 X 4,截

50、止阀一个1/2, = 9.5,文氏管流量计1个扌=12乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装證 当 AZ = 5mZhf=He = AZ + + -+y hf= 8.48mPg 2g 厶字 x 0.0472 x 0.5 x 3600 = 3.13 m3/h停止工作时使用选取泵的型号：65Y-60*2C扬程99m流量 3.13m3/h6.2管路设计进料管取管子规格0 = 89x 4其它各处管线类似求得如下:名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.50 = 89 X 4塔顶蒸气管150 = 38 X 3塔顶产品管0.50 = 194 X 12回流管0.50 = 168 X 7釜液输送管0.5

51、0 = 60 X 4仪表接管/0 = 28 X 2.5塔底蒸气回流管15如8X3第7章控制方案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pL（kg/m3）1FIC-01进料流量控制04500k呂/h乙烷、乙烯pL=413.7862FIC-02回流定量控制02000k呂/h乙烯Pl=40283PIC-01塔压控制0 3MPa乙烷pv=364HIC-02回流罐液面控制0lm乙烯Pl=40285HIC-01釜液面控制03m乙烷Pl=4706TIC-01釜温控制5 10C乙烷Pl=470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-乙烷精馆

52、塔筛板塔山1400山皿 Np=62 去39m操作温度操作压力P=2601.3KPa2E-101原料预热器操作压力P = 2609.29KPa3E-102塔T-101顶冷凝器操作压力P=2601.3KPa4E-103塔T-101再沸器D=0.5m, Nt=83,L=3m操作压力P=2631KPa5E-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原料罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103

53、塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压附录一主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A塔板上方气体通道截面积，加Flv两相流动参数扣降液管截面积，加G质量流量，kg/hAo浮阀塔板阀孔总截面积，加Hd降液管内清液层高度，mAt塔截面枳，m2町降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，加Ht塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙,mbd降液管宽度，mUf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液 层高度表水），mbs塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hi塔板上的液层阻力（以淸

54、液层高度表 示人mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷 因子hi塔板上清液层高度，mCo孔流系数ho干板阻力（以清液层咼度表水），mD塔径，mlw堰长，mdo阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mPf塔板阻力降，N/ME液流收缩系数Q热流量，WEt塔板效率Nt理论塔板数ev单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数Po气体的阀孔动能因子， kg05 /（sm05）n浮阀个数Fi实际泛点率q进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比a相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmolA液面落差，mT温度，K（C）液体粘度，Past阀孔中心距，mP密度，kg/m3u设计或操作气速，m/

55、s0液体的表面张力，mN/mUo阀孔气速，m/sT时间，SU，0严重漏液时阀孔气速，m/s0降液管中泡沫层的相对密度QnV（相摩尔流量，kinol/hp塔板的开孔率Vh气相体积流量，m/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度 表示），mVs气相体积流量，E/Sha克服液体表面张力的阻力以清液层高 度表示），mqnW釜液摩尔流量，kinol/hhow堰上方液头高度，mqnF进料靡尔流量，knwl/h力”堰高，mqnD馆出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/iKmX液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数QnL液相摩尔流量，kmol/hZo塔的有效高度，mLh液相体积流量，2/hX

56、f进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，冷/s下标AB组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D1S出液q精、提饰段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小w釜液上标/提馆段附录二主要参考文献化工单元过程及设备课程设计（第二版），匡国柱、史启才主编，化学工业出版社, 2010 年。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。化学化工物性数据手册（无机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社, 2002 年。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。化丄原埋，大连埋丄大学编，局等教育出版社，2

57、009年。乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装證 乙烷乙烯精饰装置 附件三：泡点及塔板计算程序塔顶温度计算:#include stdafx.hint _tmain(int argc, _TCHAR* argv)using namespace std;double t;cout input T=;cin t;double pKpbpalpbl;pa = 15.5368 (1347.01 / (t 18.15);pal = exp(pa);pb = 15.6637 - (1511.42 / (t -17.16);pbl = exp(pb);double x；x = (2500 + 101.3 (pbl

58、 / 7.6) / (pal / 7.6)(pbl / 7.6); cout nx=,fx；return 0;塔底】L度计算:# include #include using namespace std;int main()double t;cout input T=；cin t;double pa,pb,pal,pbl;pa = 15.5368 (1347.01 /(t 18.15); pal = exp(pa);pb = 15.6637 - (1511.42 / (t -17.16);pbl = exp(pb);double x;double allzuli;cout input 全塔阻力

59、：；cin allzuli;x = (2500 + 101.3 + allzuli - (pbl / 7.6) / (pal / 7.6) - (pbl /7.6);cout Hx=,f x endl;return 0；塔板数计算:#include# includeusing namespace std;int main()using namespace std;double alpha;cout input alpha=H;cin alpha;double y；cout input yl=;cin y;double x；int xn = 1;dox = y / (alpha - (alpha

60、 -1) * y);y = 0.8483* x + 0.1502; cout H (精馆I段)第 xn “块塔板的气相组成y为: y ” 液相组成 x 为：VV x endl；xn+;while (x 0.65);dox = y / (alpha - (alpha - 1) * y);y= 1.081 *x-0.000806;cout ”(提僻段)第 xn “块塔板的气相组成y为: ”VVyVV” 液相组成 x 为：“vvxvvendl；xn+;while (x 0.01);cout 11计算完成共计：M xn -1 M块塔板M endl; return 0;附录四：计算结果表（1）操作条件及