化工原理设计精馏塔及辅助设备设计

过程工艺与设备课程设计

（精储塔及辅助设备设计）

前言

本课程设计说明书包括概述、流程简介、精储塔、再沸器、辅助

设备、管路设计和控制方案共七章。

说明书中对精储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

第一章、概述..............................................4

第二章、流程简介..........................................5

第三章、精福塔工艺设计....................................6

第四章、再沸器的设计......................................15

第五章、辅助设备的设计....................................22

第六章、管路设计..........................................26

第七章、控制方案..........................................27

附录一主要符号说明.....................................27

附录二参考文献..........................................30

第一章概述

精储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

心设备是精微塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷

却器。

L精储塔

精僧塔是精储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。精储塔是一圆形筒体，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。

常规或简单精储塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精储段和

提储段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精储塔内，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再沸器

再沸器是精馈装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后

送回精储塔，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。

3冷凝器（设计从略）

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

第二章方案流程简介

]精微装置流程

精储就是通过多级蒸储，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

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）经进料管由精储塔中的某一位置

（进料板处）流入塔内，开始精储操作；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，称为储出物。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

精储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，且随时进行切疾口

3设计条件

1工艺条件：

饱和液体进料，进料乙烯含量x「=65%（摩尔百分数）

塔顶乙烯含量XD=99%,釜液乙烯含量XuWl%,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：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

第三章精馆塔工艺设计

一、精镭过程工艺流程

1.分离序列的选择

对于双组分精储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

精微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，降低精储

过程或生产系统能耗量是十分必要的。

1）.精储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）.精播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、精储过程工艺计算

一）、理论板个数的计算

精储塔的分离计算是精偏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；确定精微塔内温度、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（MES11）.基本方程中热力学性质及由热力学性质

决定的关系，如热熠及相平衡关系，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

JqnF=%。+QnW

〔q〃FXF=QnDXD+Qn\vXW

解得：QnD=117.55kmol/h,QnW=62.^kmol/h

※塔内气、液相流量

精僧段：QnL~Rq〃D,QnV-QnL+QnD

提储段：QnL-Qi1+q〃F,QnV~

◎热量衡算

再沸器热流量q1二

再沸器加热蒸汽的质量流量G,=2~

%

冷凝器热流量Qc二丫。

冷凝器冷却剂的质量流量G,=a

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a=P；/8二

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2700kpa,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a=P；/g=1.5/1=1.5；

取算术平均得相对挥发度为1.465。

(XX

2).根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程”和

l+(a-l)4

q线方程q=0.65解得，％=0.65,解得兄=0.73。

《而二方一二3.25,则庐1.3魇访=4.225O

3).根据得到的/?值计算精微段操作方程

笫川=六与+总，%+尸°,8086%+0・1895

K+IK+1

即可计算第二快塔板上升到第一块板为值。

4）编程运算，得到理论板数N,=44块，进料板为第22块。

3.摩尔流量

q〃L=R**D=496.65kmol/h

q〃v=QnL+<7nD=614.2kmol/h

q〉=qnL+q.F=676.65kmol/h

q”v=q〃V=614.2kmol/h

q=62.45kmol/h

4.操作线方程

精储段操作方程：乂用二£尤〃+齐，y〃+i=0.8086%+0.1895

提储段操作方程：加=%+团X”——细3—

夕祉+qq〃F-QHWq“L+qq,F-/刊

Z,+1=l.102^-0.0010168

5,程序：

#include<math.h>

#include<stdio.h>

main()

{inti=0,nf,nt;

floatx[200],y[300];

floatf=180,d=117.55,w=62.45,1=496.45,v=614.2,

a=l.465,xf=0.65,yf=0.887,r=4.225,xd=0.99,

xw=0.01,q=l.0;

y[l]=xd；

do{i++;

x[i]=y[i]/(a-(a-l)*y[i]);

y[i+l]=r*x[i]/(r+l)+xd/(r+l);

printf(zzx%i=%f,y%i=%f\nz，,i,x[i],i,y[i]);

}while(x[i]>xf);

nf=i;x[nf]=x[i];

do{x[i]=y[i]/(a-(a-l)^y[i]);

y[i+l]=(l+q*f)*x[i]/(l+q*f-w)-w*xw/(1+q*f-w);

printf(，zx%i=%f,y%i=%f\n”,i,x[i],i,y[i]);

}while(x[i++]>xw);

nt=iT;

printf（〃nf=%d,nt=96d\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=278.154,P=2.67Ma

液相：乙烷P=389.Zkg/m

气相:乙烷P=55.11kg/m

液相表面张力取。=2.7065加勿

%v=614.2kir.ol/h=18469AM?=334加'/力=0.0931/n3/s

qnL=676.25kmol/h=20334.8kg/h=40.48//力=0.01452//s

2.初估塔径（因为提微段气液总流量大，故按提储段估塔径更安全

保险）

两相流动参数%=与篇=,居=0.415

设间距：”『二0.6/〃查费克关联图得G0=0・068

（\0-2

气体负荷因子c：C=c2o—=0.0456

Pv

液泛气速〃/：uf=C^~=0.1123

泛点率取%"0.8空塔气速u=O.08984M

V

所需气体流道截面积4A=工=1.036

u

AD

选取单流型，弓形降液管踏板，取下一=0.0877

AA。

贝|「7二1-丁二0.9123

故塔板截面积A『二l.036/0.9123=1.1356/

塔径D：二1.203〃圆整：取1.2/〃

则实际塔板截面面积2.二1.13nf

降液管截面积4.=0.099nf

气体流道截面积小1.031nf

由圆整后的数据可计算得：

实际塔截面积A『L13nf

实际气相流通面积A=L031//

实际空塔气速u=0.093/勿公

设计点的泛点率%/二0.804

3.塔高计算

实际板数%二74,精储36,提储段38（含釜）。如精微段板间距取0.45叫

提微段取0.6m,则

塔有效高度Z0=0.45x35+0.6*38-38.55

釜液流出量：/w=62.45kmol/h;%w=1877.^kg/h

体积流量Qvw~一=4.824.in/h

PL

设釜液停留时间为20加力7

釜液高度AZ=熬7=0.474/7;

571D

进料处两板间距增至0.8

74板，共设置10人孔(精储段4个提留段6个)，每个人孔处%二0.8/77

裙坐取5/zz

塔顶及釜液上方气液分离高度取1.5/〃

总塔高Z=Z0+AZ+(0.8-0.6)x6+(0.8-0.45)x4+1.5x2+5=49.6/7/

4.溢流装置的设计

采用单流型弓形降液管塔板

Z)~1.2nlAy—1.13/77；

查得组=0.7,^,=0.7/)=0.84/z?即为堰长

D

降液管宽度^=D()I-(/M./D))/2=171.5™,降液管面积4=0.099/

5.溢流堰尺寸：

堰上液头高%卬=2.84x1er，E(彳L产二00446勿

软后1.0；堰高取4.二hl-how=0.083-0.0446=0.0384/zzw

Lh

液流强度Y~=52・272/0.84=62.23(m3/m.h)

取底隙hh=45物尸0.045/〃,则降液管底隙液体流速

ub~L*/Lh『°・384ni/s

6,塔板布置及其他结构尺寸的选取

1)阀数选取E型浮阀，重型，阀孔直接/二0・039m

初取产。二11,计算阀孔气速

〃。二冬二L482(m/s)

3

浮阀个数n=兀=52.6=53(个)

Zdo40

2)浮阀的排列方式

取塔板上液体进、出口安定区宽度"=尻二0.075m,

取边缘区宽4二0.05m

有效传质区4二2[xV7-7+fsin'(：)]，(sin，(；)取弧度)

其中:x=D/2-(bs+bs)=0.325

r=D/2-bc=0.55

求得4=0.8226m

开孔所占面积A『n?/=0.0633nf

由开孔区内阀孔所占面积分数解得

2

4sin60"<907(金)

t

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〃0=1.70m/s

动能因子F。二=12.62

鬲,

塔的开孔率e=A0/A『0.0486

7.塔板流动性能的校核

1).液沫夹带量的校核

匕Pv

+1.364Z匕

FPL-Pv

匕二一或\=

AM0.784

由气相密度和塔板间距查图得系数C「二0.115

塔板上液体流道长Z1及液流面积分别为

-

Z£=D2bd-l.2~2x0.2=0.8(m)

2

Ab=AT-2Ad=0.932(m)

故得E=0.455,或匕=0.373都小于0.8,故不会产生过量的液沫

夹带。

2).塔板阻力与计算

X干板阻力

临界孔速6=(73/pJw=1.1665〈〃。

/z0=5.34-^-=0.1113(m),

PL2g

故%二^^*生**(丫改了=0.0237m

2*9.81443.070.82

冰塔板清液层阻力4二0.5%二0.5x0.083=0.042

X表面张力阻力%

74x10-0

---------=0.0000727m液柱

4)P,g

所以%•二%)+〃/+/。=0.113+0.042+0.0000727=0.1551m液柱

3),降液管液泛校核

由11(|=瓦，+}ow+△+，/+%,取△=0;

其中〃〃-I.18X1O-8(与)2_002257m于是

卜儿

Hd=hw+how+hf+%=0.05+0.033+0.01551+0.02257=0.261m液

柱

取降液管中泡沫层密度。=0.6,则=H〃0.6=0.435m

而，T+hw=0.6+0.05=0.65>乩,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3〜5s,才能保证液体所夹带气体的释出

T=A(JHT/LS=4,IS>3S带气体可以释放。

5)严.重漏液校核

当阀孔的动能因子尸。小于5时，将会发生严重漏液，故漏夜点

=5

的孔速〃。可取Fo的相应孔流气速

〃0二-^==0.674(m/s)

稳定系数K=w0/w0=i.482/0.674=2.2>1.5-2.0不会发生严重

漏液。

8.塔板性能负荷图

1)过量液沫夹带线

令E=0・8,代入关系式，得到k=。209-2.659乙

得过量液沫夹带线①'5

2）液相下限线

令〃班=2.84x10-3石与=0.006,得到L=0.00072勿云

IAv）

可见该线为垂直4轴的直线，该线记为②。

3）严重漏液线匕二A）Wo

所以匕二（n（d：〃。）=0.037nf/s

该线记为③

4）液相上限线一一保证液体在降液管中有一定的停留时间

令r=写生=5九则降液管最大流量L『0.0198，ZS

Ls

该线记为④

5）降液管液泛线

“d=。（%+"ow）或）=%++△+〃/+为，显然为

避免降液管发生液泛，应使为＜。（"7+/%卬）

将上式表示为4与匕的关系，V；=0.0196-0.0881xL;/3-12.8x1;

记为线⑤

9.五条曲线联合构成负荷性能图

其中：操作点为VL395.28，/h,Lh=33.3m/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。

匕,max=450.38常/h,匕,min=308.38m/h

v

塔板的操作弹性：:g=1.46

第四章再沸器的设计

一设计任务与设计条件

1.选用立式热虹吸式再沸

塔顶压力：2.60Mpa(绝)

塔底压力:2.67Mpa(绝)

2.再沸器壳程与管程的设计条件

壳程管程

温度(℃)25—355.0

压力(MPa绝压)0.10132.67

壳程定性温度为3OC,蒸发量为18469kg/h。

1)壳程凝液在温度(5℃)下的物性数据：

热导率：入-0.618w/(m*K)

粘度：Uc=0.801mPa*s

比热：cpc=4.174kJ/(kg.k)

密度：Pc=995.7kg/m3

2)管程流体在(5.55℃2.622689MPa)下的物性数据:

潜热：rb=299.05kJ/kg

液相热导率：入b=98.53mw/(m*K)

液相粘度：Ub=0.0566mPa*s

液相密度:Pb=502.4kg/m3

液相定比压热容:Cpb=3.54kJ/(kg*k)

表面张力：ob=2.99mN/m

气相粘度：Uv=0.00869mPa*s

气相密度：Pv=55.3kg/m'

蒸气压曲线斜率(At/AP)=0.0002695m2K/kg

二估算设备尺寸

热流量：4=匕%=匕九二1534000w

传热温差：A/,,=24.66k

假设传热系数:K=605W/(m2K)

估算传热面积Ap=-^=102.82m2

K•4,”

拟用传热管规格为：G25X2mm,管长L二3nl

A

则传热管数：=437

若将传热管按正三角形排列，按式N产bXb/L21

得：b=23

管心距：t=l.2^/o=30mm

则壳径：A=，(。-D+(2~3)&)=735mm

取D=800mm

取管程进口直径：Di=0.325m

管程出口直径：Do=0.21m

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=O.25

则循环气量：W；=^=20.52kg/s

1)计算显热段管内传热膜系数Qi

传热管内质量流速：G=

%

di=38-2X2.5=33mm

==0.055

G=—=135.65kg/(m2*s)

so

雷诺数：Re=U=50870>10000

”普朗特数：=2.012

显热段传热管内表面系数：4=。33亭Rcl"个831.2w/(m2K)

4

②.计算管外冷凝表面传热系数计算蒸汽冷凝的质量流

量D--2―=14.9Kg/s

三角形排列de=4(°866广—0785/)=0.01472mm

3.14&)

ReO=必次=10137s,=8"I-%=0.027，〃2

〃t

533O,4=

ao=O.36—CP?(—)3O56.87

3)污垢热阻及管壁热阻

沸腾侧:Ri=0.000176m2-K/w

冷凝侧：Ro=0.00026m2*K/w

管壁热阻：Rw=b/入w=0.000044m2*Vw

4)用式K/=------------------r计算显热段传热系数K/

，/+吟+%知凡+_L

4dma。

勺二811.7叭加'•"

(2)蒸发段传热系数

1).用式=3600G计算传热管内釜液的质量流量

6=3830003々"

※当儿二0.25,用式x,=97)/幻。9g严(“加严计算

LockhatTlartinell参数为'=0.739,由③及工，查垂

X”X”

直管内流型图(Fair)得分二0.85

X当x=0Axe,用式X“=[(1-幻/幻。9g/&严(外/从，严计算

Lockhat-Martine11参数上•二0.307,再由及出查

X”X“

垂直管内流型图(Fair)得〃-L0；

※用式。二经主又计算泡核沸腾压抑系数。=0.925

2

069(、0.33

x().3l

2)用式%=0.225x&xP产69xP4计算

4

泡核沸腾表面传热系数4b=4384.77W/5•R

3)用式q=0.023(4,-创”产计算以液体单独存在为基准

的对流表面传热系数6=764W/5・K)

4)计算沸腾表面传热系数用式分=3.5(1/X.严计算对流沸腾因

子

一二1.9393

※用式?”计算两相对流表面传热系数即二148L62

W/5f•依

※用式%=%+〃%〃计算沸腾传热膜系数即二5537.5%(/,冷

※用式r二..—----------计算沸腾传热系数匕:

4+吟+R冷+及+L

%，444”即

程=943.5%(加’•给；

(3)显热段和蒸发段的长度用式工/、-----计算显热

L(A/]十那必勺加也

段长度几与传热管总长L的比值年二0.0168；30.0504

LCD=L_LBC=2.95

(4)用式尤=9"产”计算传热系数七二940.8%(//•给

实际需要传热面积为4=—"=66.12//

(5)传热面积裕度

用式二%x]00%=55.5%,该再沸器传热面积合适

A.

3.循环流量的校核

(1)循环系统的推动力△0=Uw3-耳,)-3p]g

※当x=%/3=0.083时，用式与=[(1-幻/幻叫人/4严(4/4,严计算

Lockhat-Martine11参数X“=3.467

用式&=计算两相流的液相分率%=0.389

用式/=n,(1-&)+06.计算x=xe/3出的两相流平均密度

A"229.22kg/d

※当“％=0.25时，用式X〃=[(l-x)/幻。。(4/4产应/人产计算

Lockhat-Martinell参数X“二L205

用式&=“2八婚计算两相流的液相分率(二0.229

用式-8(1-凡)+。风计算”-%的两相流平均密度pJp=157.69

kg/m

式△弓=[Le3-Z)-3p]g中/值，参照表P98表3-19并根据焊接

需要取为1.02,于是计算的循环系统的推动力为用户6327.SPa

(2)循环阻力

1)管程进口管阻轨的计算△…工金

22Pb

用式。=半计算釜液在管程进口管内的质量流速

7lD~

G=1457.63kg/nfs

用式双尸型计算釜液在进口段内的流动雷诺数因二

8455700

用式一产.黑?1c,计算进口管长度与局部阻力

0.3426(。/0.0254-0.1914)

当量长度4=37.9切

用式4=00227+续学计算进口管内流体流动的摩擦系数4二

q

0.01403

用式△〃广44c计算管程进口管阻力切产3460处

D,2Pb

2）传热管显热段阻力AH的计算",=2£三

42Pb

用式G=,、”计算釜液在传热管内的质量流速G二

0.78542

135.64kg/s

用式凡二立。计算釜液在传热管内流动时的雷诺数

内,

Re=1970000

用式2=0.01227+^^计算进口管内流动的摩擦系数丸二

pU・_58

0.01533

用式△2=42xC计算传热管显热段阻力AR=0.668为

42Pb

3）传热管蒸发段阻力"的计算"二（。？"*，3'

※汽相流动阻力△电的计算△电=4隼X且

42p7

釜液在传热管内的质量流速G=135.64侬6

当工=生=0.17

3

用式G-=xG计算汽相在传热管内的质量流量G，=32.32kg/h

用式R4=蛆计算汽相在传热管内的流动雷诺数^=12120

内

用式4=0.01227+?泮计算传热管内汽相流动的摩擦系数

九二0.03344

用式M3=4,孕x且计算传热管内汽相流动阻力

42A

△电=44.31Pa

派液相流动阻力的计算△匕=乙组x9

42Pb

用式G「G-G，计算液相在传热管内的质量流速

GL=103.32kg/s

用式RQ=也计算液相在传热管内的流动雷诺数&，广38745

用式乙=00227+等计算传热管内汽相流动的摩擦系数

2Lf=0.0259

用式=计算传热管内汽相流动阻力M3=38.7%

42Pb

※用式△〃3=（3W+△〃吊"计算传热管内两相流动阻力M=663RZ

4）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力AE的计算g=G2M/pb

管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）

6=135.64kg/（Gs）

用式加=空豆+包—匚一1计算蒸发段管内因动量变化引起

4P\＞（1-

的阻力系数M=2.2

用式AE=G2M/4计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻

△入二80.3Pa

5）管程出口阻力的计算

※气体流动阻力△电的计算AR,且

42pv

用式6=匕计算管程出口管中汽、液相总质量流速G=592.7

So

kg/（〃Js）

用式Gy=xG计算管程出口管种种汽相质量流速Gy=14&19

kg/(〃Js)

用式L-_____(D。/°.0254)计算管程出口管的长度与局部

0.3426（Do/0.0254-0.1914）

阻力的当量长度之和L=24.7m（A=400加）

用式也计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数

/?ev=555712.5

用式4=00227+烂计算管程出口汽相流动的摩擦系数

%=0.01722

用式△电=44＞＜至计算管程出口管汽相流动阻力”,,二402

42网

派液体流动阻力阴,，的计算△小二儿与支

42p,，

用3'=G-G-式计算管程出口管种种汽相质量流速Gr444.51

用式凡,=49计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数

R9二1666912.5

用式4=0.01227+]鬻计算管程出口汽相流动的摩擦系数

2L=0.01553

用式△/%二4二计算管程出口管汽相流动阻力△以二42.9

42q,

※用式△〃5=（切得+△〃历4计算管程出匚阻力△4=2108.6Pa

6）△弓二△[+A6+AA+△6+4乙计算系统阻力阻力AP,二6312%

循环推动力坨）与循环阻力AP,的比值为等二1.01

循环推动力△用略大于循环阻力AP,,说明所设的出口汽化率/=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流量的要

求。

第五章辅助设备设计

一辅助容器的设计

容器填充系数取：k=0.7

1.进料罐（常温贮料）

3

20c乙烯PL1=420kg/m

乙烷PL2=470kg/m3

压力取2.62MPa

由上面的计算可知进料Xf=65%->Wf=63.4%

则=437.02kg/m3

_100

Pl=63.4100-63.4

420+470

进料质量流量：qm=5049.72kg/h

取停留时间：x为4天，即x=96h

v=。时=

进料罐容积1584.7m3

圆整后取V=1585m3

2.回流罐(-15℃)

质量流量qmLh=614.2x28.054=17230.8kg/h

设凝液在回流罐中停留时间为0.25h,填充系数“二0.7

则回流罐的容积14.08〃/

qm〃x

取V=14.1/=

3.塔顶产品罐

质量流量qmDh=3600q111Ds=3534.7kg/h；

产品在产品罐中眼幽为=72h,填充系数6=0.7

则产品罐的容积832加,

取V=832m3

2.釜液罐

取停留时间为5天，即x=120h

质量流量q瓶=3600qmWs=1751.97kg/h

则釜液罐的容积v=%世上=565.097

PL2k

取V=566加3

二泵的设计

v=q

Pt\k

1.进料泵（两台，一用一备）

取液体流速：u=0.5m/s

液体密度:Pi.=437.02kg/m3

3

qVfS=qmfS/PiO.00321m/s

=0.0904/〃

vmi

取d=91mm

液体粘度〃=0.056mPas

取£=0.2

相对粗糙度：e/d=0.0022

Re=丝=355x1()5

4

查得：入=0.023

取管路长度:1二100m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

£好=(4"Z—+ZJ《+至=2.504〃?取AZ=50/n

d侠

则He=AZ+m+4+£/(/*=53.67m

Pg2g

qvth=(d"3600=IL7m3/h

选取泵的型号：AY扬程：30~65m流量：2.5~60m"s

2.回流泵（两台，一开一用）

取液体流速:u=0.5m/s

3

液体密度：PL=450kg/m

qvLs=qmLs/无0.0106nl3/s

d但日=oo27in

Vmi

液体粘度/LI=0.056〃zPa•s

取£=0・2

相对粗糙度：e/d=O.00741

5

RC=^£=I.08X10

查得：入=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

Yhf=（产＞/+£自）£+包£=2.52加取AZ=100/n

d2gpg

贝1」决=42+辿+土+£妙=103.8，〃

Pg2g

2

Qvih——du,3600=1.03m/h

4

诜取泵的型号：DSJH扬程：38〜280m流量：95-1740m3/s

3.釜液泵（两台，一开一用）

取液体流速：u=0.4m/s

液体密度:瓦=450kg/m3

Qvws—QmWs/0fo•00108m/s

d=但吧=O.（X）344m

V7UI

液体粘度4=0.056/27Pci's

取£=0.2

相对粗糙度：e/d=0.00571

Re=1.1lxIO,查得：入=0.04

4

取管路长度：1二40nl

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

yv=+y^)—+—=2.47/nMxAZ=-6tn

dPg

则He=\Z^包+—+\/?/,=-3.53〃z

P82g

QvLh~—d2u,3600=3.24m/h

4

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.l~90m'/s

第六章管路设计

进料管线取料液流速：u=0.5m/s

则d%=0.0806/77

兀u

取管子规格。81义3。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0.5070X3

顶蒸气管150325X10

顶产品管0.5060X3

回流管0.50180X3

釜液流出管0.50100X4.5

仪表接管/025X2.5

塔底蒸气回流管15O159X4

第七章控制方案

精储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。精镭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PlXkg/n?)

1FIC-01进料流量控制0"3000kg/h乙烷、乙烯PL=437.02

2FIC-02回流定量控制0"1500kg/h乙烯Pi=420

3PIC-01塔压控制0~3MPa乙烯Pv=28

4HIC-02回流罐液面控制O~lm乙烯Pi=420

5HIC-01釜液面控制0^3m乙烷pi=450

6T1C-01釜温控制0~20℃