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内容简介：

前 言精馏塔是化学工业中常用气液传质设备，可进行吸收、解吸、精馏、萃取等操作。本次设计针对乙烯乙烷体系对筛板精馏塔进行设计，包括对其塔体、再沸器的详细设计和对辅助设备的设计及选型。设计中疏漏、不足之处请老师指正。第一章 概 述精馏操作可分离物料，获得较高浓度产品。精馏操作所用设备是精馏塔及再沸器、冷凝器、储罐等辅助设备。1、 精馏塔精馏塔是一个圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔顶设冷凝器，塔底设再沸器，塔中部适宜位置设进料板。当釜中料夜建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分气化返回塔内。气相升至塔顶后由冷凝器冷凝，凝液全部或部分返回塔中。气液两相在塔板上接触时，难挥发组分向液相中转移，易挥发组分向气相中转移，该分离过程在各板上进行，从而高度分离物料。进料口以上塔体称精馏段，以下称提馏段。塔顶、塔底分别得轻、重组分浓度高的产品。塔内气液两相温度、压力自上到下逐渐增加。本次所设计的筛板塔结构简单、造价低、塔板阻力小，缺点为易漏液，易堵塞，操作弹性小，但可满足生产要求且效率较高。2、 再沸器再沸器可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。冷凝器用于将塔顶蒸汽冷凝，部分凝液回流，部分作为产品。常用管壳式换热器。 =(kg/m3)1FIC-0103000kg/h=437.02FIC-0201500kg/h=3723PIC-0103MPa=304HIC-0201m=3725HIC-0103m=4506TIC-01020=450 第三章 精馏塔设计 31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：塔顶操作压力2.6MPa(绝)。安装地点：大连。塔板设计位置：塔顶塔板形式：筛板处理量：180kmol/h回流比系数：1.73.2操作方程D=117.55kmol/h W=62.45kmol/h相对挥发度由P-T-K图求得为1.464x=0.65, y=*x/(1+(-1)x)=0.731R=1.7Rmin=5.436精馏段操作方程：提馏段操作方程：3.3塔板数计算编程运算得Nt=37,第18块板为进料板运算结果为x1=0.985428,y1=0.990000x2=0.979837,y2=0.986139x3=0.973029,y3=0.981419x4=0.964778,y4=0.975670x5=0.954836,y5=0.968703x6=0.942941,y6=0.960308x7=0.928828,y7=0.950263x8=0.912249,y8=0.938346x9=0.892999,y9=0.924346x10=0.870950,y10=0.908092x11=0.846083,y11=0.889473x12=0.818523,y12=0.868475x13=0.788565,y13=0.845204x14=0.756677,y14=0.819907x15=0.723484,y15=0.792980x16=0.689729,y16=0.764953x17=0.656204,y17=0.736450x18=0.623680,y18=0.708141x19=0.585894,y19=0.674408x20=0.541425,y20=0.633498x21=0.490905,y21=0.585354x22=0.435760,y22=0.530658x23=0.378131,y23=0.470954x24=0.320584,y24=0.408561x25=0.265670,y25=0.346258x26=0.215493,y26=0.286804x27=0.171428,y27=0.232479x28=0.134061,y28=0.184772x29=0.103302,y29=0.144316x30=0.078595,y30=0.111014x31=0.059137,y31=0.084265x32=0.044051,y32=0.063199x33=0.032495,y33=0.046866x34=0.023724,y34=0.034354x35=0.017115,y35=0.024859x36=0.012160,y36=0.017703x37=0.008461,y37=0.012339nf=0,nt=0程序：#include #include #define N 200main()int i=0,nt,nf;FILE *fp;double xN,yN,e,f,R,Rm,L,V;double a=1.464,d=0.99,w=0.01,z=0.65,q=1,D=117.55,F=180;fp=fopen(text.txt,w);e=0.65;f=a*e/(1+(a-1)*e);Rm=(d-f)/(f-e);R=Rm*1.7;x0=d;y0=d;y1=d;while(xiz)i+;xi=yi/(a-(a-1)*yi);yi+1=R*xi/(R+1)+d/(R+1);printf(x%d=%lf,y%d=%lfn,i,xi,i,yi);fprintf(fp,x%d=%lf,y%d=%lfn,i,xi,i,yi);printf(the %dth tray is the input trayn,i);L=D*R;V=D*(R+1);while(xiw)i+;yi=(L+F)/V*(xi-1-w)+w;xi=yi/(a-(a-1)*yi);printf(x%d=%lf,y%d=%lfn,i,xi,i,yi);fprintf(fp,x%d=%lf,y%d=%lfn,i,xi,i,yi);printf(the total population of the trays is %dn,i);fprintf(fp,nf=%d,nt=%dn,nf,nt);fclose(fp);3.4 精馏塔工艺设计1、物性数据：操作温度： 塔顶：-6.0， 塔底9.8塔顶按纯乙烯处理：t=-6.0,P=2.6Mpa(绝)物性：摩尔质量：M=28.052kg/kmol ， 2、流量精馏段气液相流量：提馏段气液相流量：3、塔径塔高计算选取塔板间距Ht=0.45m， 查图得：=0.0061C=液泛气速 取泛点率0.8，所需气体流通截面积选取Ad/At=0.08，塔径D= =1.583m圆整取D=1.6m根据塔径、流量，塔板间距合适，液流形式为单流型。实际塔板尺寸如下：1.850实际气速：实际泛点率：=0.7833实际塔板数 精馏31，提馏29塔有效高度釜液流出量4.836设釜液停留时间20min则釜液高度m进料板两板间距0.9m设6人孔，=0.8m裙座取5m塔顶及釜液上方气液分离高度取1.5m总塔高Z= + +(0.8-0.45)*6+1.52+5=37.9m3.5溢流装置设计采用单流型弓形降液管D=1.6m =2.011 查得，堰长=1.088m取塔板厚4mm，堰高50mm，底隙30mm3.6 塔板布置及其他结构尺寸选取取进出口安定区宽度=0.07m，边缘宽度=0.05m，查图得=0.14，降液管宽度=0.224m)=0.653m=0.75m=1.670取筛孔直径，筛孔中心距t=3=120mm筛孔总截面积筛孔气速 筛孔个数个3.7塔板校核1、液沫夹带量校核，泛点率0.7833，查得0.0533小于0.1,液沫夹带量符合校核要求2、塔板阻力计算干板阻力d/=4/4=1,可查得=0.82故=0.055m塔板清液层阻力，由m/s气体动能因子查图得，故=0.0667m表面张力阻力塔板阻力3降液管液泛校核，取，=1.18=0.0256，不会产生降液管液泛4 液体在降液管内停留时间，符合校核要求5严重漏液校核0.531k=1.8871.5，不发生严重漏液3.8塔板性能负荷图1 过量液沫夹带线设ev = 0.1（ kg 液体 / kg气体）得： =8087.54-233.50qVLh2/3 由上述关系可作得线2 液相下限线 整理出：qVLh=3.3402 由上述关系可作得线3 严重漏液线将下式分别代入得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2其中：a= =2456.24 b=0.0056+0.13hw-h=0.01201 c= =0.000349得：qVVh =2456.24(0.01201+0.000349qVLh2/3)1/2 由上述关系可作得线4 液相上限线令 =5s 得： =52.115由上述关系可作得线5 降液管液泛线 Hd=HT+hW= 将 以及how与qVLh , hd 与qVLh ，hf 与qVVh , qVLh 的关系全部代入前式整理得： 式中：a= =1.6568 b= =0.211 c= =1.107610 d= =0.004779 上述关系可作得降液管液泛线上五条线联合构成负荷性能图操作点为：qVLh =51.52m/s qVVh =687.26 m/s负荷性能图： 设计点位于四条线包围的区间内操作弹性：qVVhmax / qVVhmin=2.337 2.12.21. 2. 3. 4. 35. 4 70kmol/hxf65xD99: xw1 5.1 k=0.71. 20 2.6MPaXf=65%Wf=63.4%96h,416222. -50.25hV=3. 72h39124. 5120h1873.5kg/hV=6845.2 1. -6.0 -35.5 -25G=,1000WA=2. 20 10-11 0,K=600W/(m*K)A=5.3 1u=0.5286m/sl=15mqVfs = qmfs / =0.0036=0.02490211m180.45+(0.8-0.45)*3+5+1.5=15.65m,Q=12.92/h60Y-60B2 l=50mu=0.5114m/sqVLs = qmLs /=0.0012m/sd=0.055m9033.5m3mQ=4.33/h65Y-60X2C3. l=50mu=0.4857m/sqVLs = qmLs /=0.0127m/sd=0.183m9042,115.7m40m Q=45.68/h80Y-60B u=0.5m/s685m/smm0.570315325100.56030.518030.5324.5/252.5151594第四章 再沸器的设计 一 设计任务与设计条件（经Excel计算 见附表2） 1选用立式热虹吸式再沸器 塔顶压力：2.6MPa 压力降：Nphf=600.10.4649.8103=0.0284MPa 塔底压力=2.6+0.0284=2.628MPa2再沸器壳程与管程的设计壳程管程温度（）259.8压力（MPa绝压）0.10132.628蒸发量：Db= q,mVs =5.897kg/s1 物性数据1） 壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2422kJ/kg热导率：c =0.618W/(m*K)粘度：c =0.801mPa*s密度：c =995.7kg/m32） 管程流体在（25 2.628MPa）下的物性数据：潜热：rb=285.8kJ/kg液相热导率：b =618mw/(m*K)液相粘度：b =0.0571mPa*s液相密度：b 383kg/m3 液相定比压热容：Cpb= 3.39kj/(kg*k) 表面张力：b0.00295N/m气相粘度：v =0.00889mPa*s气相密度：v =49.51kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.00018 m2 K/kg 二 估算设备尺寸 热流量： = 1685362w 传热温差： =100-52.5=23.07K 假设传热系数：K=600W/( m2 K) 估算传热面积Ap = 121.7571594m2 拟用传热管规格为：383mm,管长L=4500mm 则传热管数： =226.646=227 若将传热管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1 得：b= 16.57317109 管心距：t=47.5mm 则 壳径： =815.726mm 取 D=630 L/D=5.5166(4-6之间) 取 管程进口直径：Di=0.15m 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=0.282则循环气量： =20.911kg/s1) 计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速： di=25-22.5=20mm = 114.601kg/( m2 s) 雷诺数： =64224.5 普朗特数： =2.111 显热段传热管内表面系数： = 623.5828w/( m2 K) 2) 壳程冷凝传热膜系数计算o 蒸气冷凝的质量流量： = 20.1747kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量： =0.04006kg/(m s) =564.7387132 管外冷凝表面传热系数： = 1886.46w/ (m2 K) 3) 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧：Ri=0.000176 m2 K/w 冷凝侧：Ro=0.00026 m2 K/w 管壁热阻：Rw=b/w= 0.0001536 m2 K/w 4）显热段传热系数 dm=(di+do)/2 =325.72w/( 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=3600 qmws = 412561kg/( m2 h) Lockhut-martinel参数： 则1/Xtt=0.995845 查设计书P96图329 得：=0.2 在Xe=0.282 X3Xe=0.846的情况下 =0.3609 再查图329，=0.8 2）泡核沸腾压抑因数：=(E+)/2=0.5 泡核沸腾表面传热系数: =34628 w/( m2 K) 3）单独存在为基准的对流表面传热系数 ： = 566.65w/( m2 K) 沸腾表面传热系数：KE 对流沸腾因子 ： = 2.1025 两相对流表面传热系数: = 1191.375w/( m2 K) 沸腾传热膜系数： = 18506.2w/( m2 K) =813.017w/( m2 K) 3.显热段长度 = 0.02772LBC = 0.024842313L= 0.125mLCD =L- LBC = 4.375m4传热系数 = 799.51 m2 实际需要传热面积： =91.374m25传热面积裕度： = 0.332510.3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= 0.094时=3.3275 两相流的液相分率： = 0.3676 两相流平均密度： =172.09kg/m3 2）当X=Xe=0.282 = 1.00417两相流的液相分率： = 0.20895 两相流平均密度： = 119.19kg/m3根据课程设计表319 得：L=1.1 则循环系统的推动力： = 7766.19pa 2循环阻力Pf： 管程进出口阻力P1 进口管内质量流速： = 1183.94kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数： = 3110176进口管内流体流动摩擦系数： = 0.01484进口管长度与局部阻力当量长度： =17.815m管程进出口阻力: =3225.6Pa 传热管显热段阻力P2 =114.60kg/(m2s) =64224 =0.02351 = 1.571Pa 传热管蒸发段阻力P3 a. 气相流动阻力Pv3 =114.60kg/(m2s) =77552 =0.02273 =14.568Pab. 液相流动阻力PL3GL=G-Gv=93.0556kg/(m2s) =52150 = 0.02443 = 37.762Pa = 386.0425Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数: = 2.2449 = 76.979管程出口段阻力P5 a. 气相流动阻力Pv5 = 426.219kg/(m2s) = 120.194kg/(m2s) 管程出口长度与局部阻力的当量长度之和： = 29.299m =3380023 = 0.01476 =252.40Pab. 液相流动阻力PL5 =306.025（m2s） = 1139863 = 0.01581 = 226.559Pa = 3827.518Pa 所以循环阻力：Pf=P1 + P2 + P3 + P4 + P5 = 7517.724 故 =1.033051 所以 (PD-Pf)/PD=0.03199符合要求 塔计算结果表 （1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶2.6 MPa（绝压） 塔底2.66 MPa（绝压）操作温度：塔顶 -6 塔底 9.8 名称气相密度（Kg/m3）30液相密度（Kg/m3）372气相体积流率（m3/h）688.57液相体积流率（m3/h）48.175液相表面张力（dyn/cm）2.1665(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）01034板间距HT（m）0.45泛点率u/uf07833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/AT008孔口流速U0（m/s）1145出口堰堰长lw（m）1088降液管流速Ub（m/s）028弓形降液管宽度bd（m）0224稳定系数k1887出口堰堰高hw（mm）50溢流强度uL（m3/mh）44.28降液管底隙hb（mm）30堰上液层高度how（mm）35.55边缘区宽度bc（mm）50每块塔板阻力hf（mm）126.2安定区宽度bs（mm）70降液管清液层高度Hd（mm）01865板厚度b（mm）5降液管泡沫层高度Hd/(mm)03108浮阀（筛孔）个数12733降液管液体停留时间（s）5.424浮阀（筛孔）直径（mm）40底隙流速ub（m/s）028开孔率（%）01气相负荷上限（m3/h）687.26气相负荷下限（m3/h）297.45操作弹性2337再沸器主要结构尺寸和计算结果表管程壳程物料名称进口釜液热水出口釜液热水流量Kg/h进口9838888128出口9838888128操作温度C进口9.830出口9.825操作压力MPa2.660.1013定性温度C9.825液体密度kg/m3383995.7导热系数W/mC0.09170.621热容kJ/kgC3.394.174粘度PaS0.05710.801表面张力N/m0.002950.071气化潜热kJ/kg285.82422气体密度kg/m349.51导热系数W/mC15.5热容kJ/kgC49.20粘度PaS0.000059气化潜热kJ/kg设备结构参数形式立式热虹吸台数1壳体内径mm800壳程数1管径mm38*3管心距mm47.5管长mm4500排列方式三角形管数目（根）227折流板数（个）14传热面积m2121.757折流板间距mm300管程数1材质碳钢接管尺寸mm进口150出口250主要计算结果管程壳程流速m/s0.49280.48传热膜系数W/m2C623.581886.46污垢热阻m2C /w0.0001760.00026阻力损失MPa/热负荷kW1685传热温差C23.07总传热系数W/m2C817.54裕度%36.2607备注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)100100100140140140180180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/Rmin1.51.71.31.51.71.31.51.7二、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)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、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 任务书下达日期 年 月 日塔计算结果表（1）操作条件及物性参数操作压力：塔顶 MPa（绝压） 塔底 MPa（绝压）操作温度：塔顶 塔底