乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計(jì)

1、過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計(jì)前言本設(shè)計(jì)說(shuō)明書包括任務(wù)書、精餾過(guò)程工藝及設(shè)備概述、精餾塔工藝設(shè)計(jì)、再沸器的設(shè)計(jì)、輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)、管路設(shè)計(jì)和控制方案共7章。說(shuō)明中對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算做了一些闡述，對(duì)于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了比較正確的說(shuō)明。目 錄第1章 任務(wù)書 4第2章 精餾過(guò)程工藝及設(shè)備概述 5第3章 精餾塔工藝設(shè)計(jì) 83.1 精餾過(guò)程工藝流程 83.2 精餾過(guò)程工藝計(jì)算 9理論板個(gè)數(shù)的計(jì)算 9 塔板設(shè)計(jì)計(jì)算 12第4章 再沸器的設(shè)計(jì) 194.1 再沸器的選型及設(shè)計(jì)條件 194.2 估算設(shè)備尺寸 204.3 傳熱能力校核 204.4 循環(huán)流量的校核 23第5章 輔助設(shè)

2、備的設(shè)計(jì) 27第6章 管路設(shè)計(jì) 32第7章 控制方案 33參考文獻(xiàn) 38附表一 主要符號(hào)說(shuō)明 35附表二 核算假設(shè)塔板數(shù)數(shù)據(jù) 38第1章 任務(wù)書設(shè)計(jì)條件1.工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量=65%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）塔頂乙烯含量=99%，釜液乙烯含量1%，總板效率為0.62.操作條件塔頂壓力2.5MPa（表壓）加熱劑及加熱方式：加熱劑：水蒸汽 ；加熱方式：間壁換熱冷卻劑：液氨處理量：140 kmol/h，回流比系數(shù)：R/Rmin=1.7塔板形式：篩板塔板位置：塔底安轉(zhuǎn)地點(diǎn)：大連第2章 精餾過(guò)程工藝及設(shè)備概述精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化

3、工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)傳熱、傳質(zhì)的過(guò)程。為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程，必須為該過(guò)程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。2.1 精餾裝置流程精餾就是通過(guò)多級(jí)蒸餾，使混合氣、液兩相經(jīng)過(guò)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，是混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液體）經(jīng)過(guò)料管由精餾塔的某一位置（進(jìn)料板處）流入精餾塔內(nèi)，開始精餾操作，塔底

4、設(shè)再沸器加熱釜液中的液體，產(chǎn)生蒸汽通過(guò)塔板的篩孔上升，與沿降液管下降并橫向流過(guò)塔板的液體在各級(jí)篩板上錯(cuò)流接觸并進(jìn)行傳熱及傳質(zhì)，釜液定期作為塔底產(chǎn)品輸出;塔頂設(shè)冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產(chǎn)品輸出精餾塔。2.2 工藝流程（1）精餾裝置必須在實(shí)彈的位置設(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲(chǔ)罐，泵和各種換熱器，以暫時(shí)儲(chǔ)存，運(yùn)輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證精餾裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。（2）必要的檢測(cè)手段為了隨時(shí)了解操作情況及各設(shè)備的運(yùn)行狀況，及時(shí)地發(fā)現(xiàn)操作中存在問(wèn)題并采取相應(yīng)的措施予以解決，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的測(cè)量?jī)x表，以及時(shí)獲取壓力，溫度等各項(xiàng)參數(shù)，從而間接了解運(yùn)行情況。另外。常

5、在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期檢修各設(shè)備及檢查裝置的運(yùn)行情況。（3）調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中各種狀態(tài)參數(shù)都不是定值，都會(huì)或多或少隨著時(shí)間有所波動(dòng)，應(yīng)在適當(dāng)位置設(shè)置一定數(shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，有時(shí)還可以根據(jù)需求設(shè)置雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)調(diào)節(jié)和手動(dòng)調(diào)節(jié)兩種調(diào)節(jié)方式并可以根據(jù)需要隨時(shí)進(jìn)行切換。2.3 設(shè)備簡(jiǎn)介及選用所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。（1）精餾塔精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進(jìn)料板。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡(jiǎn)單

6、精餾中，只有一股進(jìn)料，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計(jì)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。（2）再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。本設(shè)計(jì)采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點(diǎn)：循環(huán)推動(dòng)力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、

7、傳熱系數(shù)高。殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。（3）冷凝器 （設(shè)計(jì)從略）用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。精餾塔選用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再沸器。第3章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.1 精餾過(guò)程工藝流程 分離序列的選擇對(duì)于雙組分精餾或僅采用單塔對(duì)多組分混合物進(jìn)行初分的流程較為簡(jiǎn)單。如果將三個(gè)或三個(gè)以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經(jīng)驗(yàn)規(guī)則，如有序直觀推斷法來(lái)指導(dǎo)選擇。（詳見(jiàn)有關(guān)參考書）。 能量的利用精餾過(guò)程是熱能驅(qū)動(dòng)的過(guò)程

8、，過(guò)程的能耗在整個(gè)生產(chǎn)耗能中占有相當(dāng)大的比重，而產(chǎn)品的單位能耗是考核產(chǎn)品的重要指標(biāo)，直接影響產(chǎn)品的競(jìng)爭(zhēng)能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過(guò)程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量是十分必要的。（1）精餾操作參數(shù)的優(yōu)化 在保證分離要求和生產(chǎn)能力的條件下，通過(guò)優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。（2）精餾系統(tǒng)的能量集成 著眼于整個(gè)系統(tǒng)的有效能的利用情況，盡量減少有效能浪費(fèi)，按照一定的規(guī)則（如夾點(diǎn)技術(shù)理論），實(shí)現(xiàn)能量的匹配和集成。（3）輔助設(shè)備（略）（4）系統(tǒng)控制方案（略）3.2 精餾過(guò)程工藝計(jì)算理論板個(gè)數(shù)的計(jì)算精餾塔的分離計(jì)算是精餾裝置過(guò)程設(shè)計(jì)的關(guān)鍵。通過(guò)分離計(jì)算確定給定原料達(dá)到規(guī)定分離要求所需理論級(jí)

9、數(shù)、進(jìn)料位置、再沸器及冷凝器的熱流量；確定塔頂、塔底以及側(cè)線采出產(chǎn)品的流量、組成、溫度及壓力；確定精餾塔內(nèi)溫度、壓力、組成及氣相、液相流量的分布。在實(shí)際工程設(shè)計(jì)中，通過(guò)建立嚴(yán)格的物料衡算方程（M）、氣液相平衡方程（E）、組分歸一方程（S）以及熱量衡算方程（H），即描述復(fù)雜精餾塔的基本方程（MESH）.基本方程中熱力學(xué)性質(zhì)及由熱力學(xué)性質(zhì)決定的關(guān)系，如熱焓及相平衡關(guān)系，由熱力學(xué)方程進(jìn)行推算。根據(jù)不同物系選擇不同的方法對(duì)基本方程進(jìn)行求解。（1）處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量（物料衡算及熱量衡算）a.物料衡算= + =+=140 kmol/h ，=0.65 , =0.99 , =0.01解得：=91.43 kmo

10、l/h ，=48.57 kmol/h塔內(nèi)氣、液相流量精餾段：=R , =提餾段：= , =b.熱量衡算再沸器熱流量 再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量流量 冷凝器熱流量冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量（2）塔板計(jì)算a.相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算，；設(shè)，查P-T-K圖得 ；則 ；設(shè)塔板數(shù)為75塊由經(jīng)驗(yàn)可知每一塊塔板之間的壓差是100mm；塔底壓力為 =2.673MPa設(shè) ，查得 ；則 平均 b.回流比的計(jì)算飽和液體進(jìn)料：q=1 根據(jù)此時(shí)得到的相對(duì)揮發(fā)度，由相平衡方程=，解得=0.732486。=3.121912，則R=1.7=5.30725。c.操作線方程精餾段操作方程: ,=0.841452297+0.156962226提餾段

11、操作方程： ，=1.08422-0.00001734（3）核算假設(shè)的塔板數(shù)計(jì)算過(guò)程包括：給定平均相對(duì)揮發(fā)度：=1.43精餾段：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi< xf 理論進(jìn)料位置：第i塊板ynynxn)1(-=aa進(jìn)入提餾段：直至xn< xW 計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）計(jì)算結(jié)果得到理論板數(shù)=43塊（含釜）（各板的計(jì)算數(shù)據(jù)見(jiàn)附表二）進(jìn)料位置：從上至下第20塊實(shí)際板數(shù)：43/0.6=71.67，取整：72實(shí)際進(jìn)料：從上至下第34塊。（4）摩爾流量精餾段: =R *=485.2418675kmol/h=576.6718675 kmol/h提餾段: = =

12、625.2418675 kmol/h=576.6718675 kmol/h3.2.2 塔板設(shè)計(jì)計(jì)算（1）物性參數(shù)（以塔底查?。㏕=278.15K ,P=2.673Ma塔底（釜液）中乙烯含量相對(duì)乙烷少的多，故計(jì)算釜液氣液相密度時(shí)，可近似取乙烷對(duì)應(yīng)密度：液相: = 402.95 kg/m3氣相: =37.5kg/m3液相表面張力取=2.7065 mN/m=576.6718675 kmol/h=0.128149 m3/s=625.2418675kmol/h=0.012931 m3/s（2）初估塔徑兩相流動(dòng)參數(shù) =0.330757設(shè)間距： =0.45m 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得=0.055氣體負(fù)荷因子C：=0.

13、036867液泛氣速： =0.11509泛點(diǎn)率取=0.7操作氣速u=0.0805628m/s所需氣體流道截面積A：=1.590675m2選取單流型，弓形降液管踏板，取=0.1則=1-=0.9故塔板截面積=1.767417 m2塔徑D：=1.500115 m 圓整：取1.5m則實(shí)際塔板截面面積=1.767146 m2降液管截面積=0.1767146m2氣體流道截面積A=1.590431 m2實(shí)際操作氣速u=0.0805752 m2實(shí)際泛點(diǎn)率=0.700107且=0.45m，D=1.5m 符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)系（3）塔高計(jì)算實(shí)際板數(shù)=72，精餾段34，提餾段38（含釜）塔有效高度=0.45*72=32.4m

14、釜液流出量：=48.57kmol/h質(zhì)量流量為： =1457.1 kg/h體積流量=3.616m3/h設(shè)釜液停留時(shí)間為20min釜液高度=0.682m進(jìn)料處兩板間距增至0.8m72塊塔板，共設(shè)置6個(gè)人孔，每個(gè)人孔處=0.8m裙坐取5m塔頂及釜液上方氣液分離高度取 1.5m總塔高= +（0.8-0.45）6+1.52+5=33.3+0.682+=43.182m（圓整取=45m）（4）溢流裝置的設(shè)計(jì)采用弓型降液管=1.5m =1.767146m2 ； =0.1 =0.1767146 m2查得=0.732 ， =0.732=1.098m 即為堰長(zhǎng)堰寬 =255 mm， 降液管面積=0.1767146

15、（5）溢流堰取E=1.0；堰上液頭高= =0.03453m>6mm堰高取 =0.050m，底隙取=0.030m，溢流強(qiáng)度=0.012931*3600/1.98=42.397m/（m×h）此值不大于100-130 m/（m×h）符合要求（6）塔板布置及其他結(jié)構(gòu)尺寸的選取由于D>(0.80.9m),采用分塊式塔板； 取塔板厚度=4mm;整個(gè)塔板面積： 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2A=0.3534入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=70mm=0.07m邊緣區(qū) bc=50mm=0.05m選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)面積A=堰長(zhǎng) =D*0.732=1.098m堰寬 =0.255m=0.

16、425r=0.7求得=1.112193篩孔的尺寸和排列：選用三角形排列開孔率=0.907*取d0=6mm,t=4*d0, 得=0.056688篩孔總截面積 =*=0.063047篩孔氣速 = =2.032585m/s篩孔個(gè)數(shù)n=/(*)=2230個(gè)（7）塔板流動(dòng)性能的校核a.液沫夾帶量的校核由=0.330757 泛點(diǎn)率0.7 查得=0.0049=0.005339 kg液體/kg氣體<10%,故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。b.塔板阻力計(jì)算干板阻力=據(jù)d0/=6/4=1.5,查圖C0=0.82故=0.029144m塔板清液層阻力，由=0.090647m/s氣體動(dòng)能因子=0.5550978查圖，得

17、=0.76故hl=0.76*(0.05+0.03453)=0.064243m液柱表面張力阻力= =0.000456m液柱所以=+=0.029144+0.064243+0.000456=0.0938432m 液柱c.降液管液泛校核由Hd= ,取=0；其中=0.023565于是=0.05+0.0288+0.01373+0.00868=0.201938m液柱取降液管中泡沫層密度=0.6，則=/0.6=0.33656m而+=0.5+0.05>,故不會(huì)發(fā)生降液管液泛d.液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于35s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出=6.833241 >5s 帶氣

18、體可以釋放, 滿足要求。e.嚴(yán)重漏液校核=0.0056+0.13（）-=0.016132 m液柱,穩(wěn)定系數(shù)K=/=1.698>1.52.0不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。（8）塔板性能負(fù)荷圖a.過(guò)量液沫夾帶線，帶入數(shù)據(jù)得令=0.1，代入關(guān)系式，得到= 7172.154-127.588b.液相下限線令，得到=3.37 m3/hc.嚴(yán)重漏液線 式中：a=15940×Ao×Co×=2701.343b=0.0056+0.13-=0.0116435c=0.000347所以 =2701.343×(0.0116435+0.000347×)d.液相上限線保證液體在降液

19、管中有一定的停留時(shí)間令，則降液管最大流量=63.61725 m3/he.降液管液泛線或，顯然為避免降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使< 將上式表示為與的關(guān)系，式中：a=1.37×10-7b=0.242 c=1.09×10-5 d=4.696×（9）五條曲線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖其中:操作點(diǎn)為 =461.337 m3/h，=46.550 m3/h在可見(jiàn)操作點(diǎn)在圖中，基本處于圖形中間偏右位置，故基本滿足要求 。由圖得：=1075 ， =330 ，操作彈性為： 2.45第4章 再沸器的設(shè)計(jì)4.1 再沸器的選型及設(shè)計(jì)條件選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：2.6Mpa（絕對(duì)壓力）壓力降=

20、382pa塔底壓力：2.673 Mpa（絕對(duì)壓力）再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)條件殼程/加熱水管程/釜液溫度/100（）5.5（）壓力 （絕壓）/Kpa101.325 Kpa2.673 Mpa冷凝量/（kg/h)蒸發(fā)量（kg/h)17300.156kg/h=576.6718675 kmol/h= =625.2418675kmol/h殼程流體在定性溫度100下的物性數(shù)據(jù)潛熱=2258.4kJ/kg 熱導(dǎo)率 =0.683w/m·K粘度=0.283 密度=958.4kg/ m3逆流傳熱管程流體在5.5下的潛熱=277.5kJ/kg 熱導(dǎo)率=0.09 w/(m·K)粘度=0.0566mP

21、a·s 密度=402 kg/ m3液相定壓比熱容=3.438 kJ/(kg·K) 表面張力=2.6897 mN·m氣相粘度=0.0096 mPa·s 氣相密度 =35 kg/ m3蒸汽壓曲線斜率=0.00181m2*K/kg塔底壓力下飽和溫度為tb=5.54.2 估算設(shè)備尺寸（1） 用式計(jì)算熱流量Q=1333.533 kJ/s（2） 計(jì)算傳熱溫差=94.5（3） 假設(shè)傳熱系數(shù)K=600W/(m2·K)，則可以用式估算傳熱面積=23.5194m2（4） 擬用傳熱管規(guī)格為38×2.5mm，管長(zhǎng)L=3m，則可用式計(jì)算傳熱管數(shù)=66。（5）

22、若將傳熱管按正三角形排列，則可以用式b=1.1=10.55 取管心距t=48mm,則殼體內(nèi)徑計(jì)算殼徑=493.878 ，取D=600mm=0.6m L/ D=5 (46)且取管程進(jìn)口管直徑= 300，出口管直徑=4504.3 傳熱能力校核（1）顯熱段傳熱系數(shù)a.設(shè)傳熱管出口汽化率=0.18，則用式計(jì)算為26.6978 kg/sb.顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)用式， 計(jì)算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流量=475.3182 kg/(m2·s)用式計(jì)算=雷諾數(shù)=277129.0404，=普朗特?cái)?shù)為= 2.1621,>,0.6<<160,顯熱段管長(zhǎng)與管徑之比大于50時(shí)，用式=計(jì)算顯熱段傳熱管

23、內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=3032.8337W/(m2·K)c.計(jì)算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量Dc=Q/c=0.5905kg/s計(jì)算傳熱管外單位潤(rùn)濕周邊上凝液的質(zhì)量流量M為M=0.9062/(92)=0.075319計(jì)算冷凝液膜的=4M/=1064.57<2100計(jì)算管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為=1.882*g*3/21/3*0.75=6155.35 W/(m2·K)d.污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)= 0.00051177m2*K/W，冷凝側(cè)= 0.00015 m2*K/W，管壁熱阻= 0.000051177 m2*K/We.用式計(jì)算顯熱段傳熱系數(shù)=748.3708 W/(m

24、2·K)（2）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)a.用式計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量=1711145.857kg/h當(dāng)=0.21，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)為 0.7208，由及，查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得=0.28當(dāng)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)= 0.3378，再由及出查垂直管內(nèi)流型圖（Fair）得=0.9；用式計(jì)算泡核沸騰壓抑系數(shù)=0.59b.用式計(jì)算泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 1526541.359 W/(m2·K)c.用式計(jì)算以液體單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 1817.99 W/(m2·K)d.計(jì)算沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 用式計(jì)算對(duì)流沸

25、騰因=2.03427用式計(jì)算兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)= 3698.29 W/(m2·K)用式計(jì)算沸騰傳熱膜系數(shù)= 904357.96W/(m2·K)e.用式計(jì)算沸騰傳熱系數(shù):=1044.03W/(m2·K)；（3）顯熱段和蒸發(fā)段的長(zhǎng)度 用式計(jì)算顯熱段長(zhǎng)度與傳熱管總長(zhǎng)的比值= 0.117533；顯熱段的長(zhǎng)度LBC=0.3526m, 蒸發(fā)段長(zhǎng)度 =2.6474（4）用式計(jì)算傳熱系數(shù)= 1009.28 W/(m2·K)實(shí)際需要傳熱面積為=13.9819m2（5）傳熱面積裕度用式= 68.21%>30%，該再沸器傳熱面積合適4.4 循環(huán)流量的校核（1） 循環(huán)系

26、統(tǒng)的推動(dòng)力當(dāng)時(shí)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)= 3.5374用式計(jì)算兩相流的液相分率= 0.37752用式計(jì)算時(shí)兩相流平均密度=166.8885kg/m3當(dāng)時(shí)，用式計(jì)算Lockhat-Martinell參數(shù)= 1.13077用式計(jì)算兩相流的液相分率= 0.22166用式計(jì)算的兩相流平均密度= 112.0233kg/m3式中值，參照表p98表3-19并根據(jù)焊接需要取為0.8，于是計(jì)算的循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力為= 4809.91Pa（2） 循環(huán)阻力a.管程進(jìn)口管阻力的計(jì)算 用式計(jì)算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速=377.696 kg/s用式計(jì)算釜液在進(jìn)口段內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)= 2001923

27、.39用式計(jì)算進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度 =35.0425m用式計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦系數(shù)= 0.0153101用式計(jì)算管程進(jìn)口管阻力= 330.477 Pab.傳熱管顯熱段阻力的計(jì)算 用式計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 475.318 kg/s用式計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)=277129.04用式計(jì)算進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)的摩擦系數(shù)= 0.0187165用式計(jì)算傳熱管顯熱段阻力= 58.5254 Pac.傳熱管蒸發(fā)段阻力 的計(jì)算 汽相流動(dòng)阻力的計(jì)算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速= 475.318 kg/s當(dāng)用式計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流量=57.0382 kg/s用式計(jì)算汽相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾

28、數(shù)=196068.796用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.01962用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力=75.3148Pa液相流動(dòng)阻力的計(jì)算用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速=418.2801 kg/s用式計(jì)算液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)=1438737.84用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.0157184用式計(jì)算傳熱管內(nèi)汽相流動(dòng)阻力=285.779Pa用式計(jì)算傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力=2480.844Pad.蒸發(fā)段管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力的計(jì)算 管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速（釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速）=475.32kg/s用式計(jì)算蒸發(fā)段管內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù)=2.5061用式計(jì)算蒸發(fā)段管程內(nèi)因

29、動(dòng)量變化引起的阻力 =1466.83Pae.管程出口阻力的計(jì)算氣體流動(dòng)阻力的計(jì)算用式計(jì)算管程出口管中汽、液相總質(zhì)量流速=167.865 kg/s用式計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=30.2157 kg/s用式計(jì)算管程出口管的長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和=52.2768m用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)=1416360.8用式計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=0.015738用式計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力=7.6748 Pa液體流動(dòng)阻力的計(jì)算用式計(jì)算管程出口管種種汽相質(zhì)量流速=137.6492 kg/s用式計(jì)算管程出口管中汽相質(zhì)量流動(dòng)雷諾數(shù)=1094385用式計(jì)算管程出口汽相流動(dòng)的摩擦系數(shù)=

30、0.01609525用式計(jì)算管程出口管汽相流動(dòng)阻力=45.8907 Pa用式計(jì)算管程出口阻力=331.561Paf.=計(jì)算系統(tǒng)阻力阻力=4668.24Pa循環(huán)推動(dòng)力與循環(huán)阻力的比值為=1.03循環(huán)推動(dòng)力略大于循環(huán)阻力，說(shuō)明所設(shè)的出口汽化率=0.18基本正確，因此所設(shè)計(jì)的再沸器可以滿足傳熱過(guò)程對(duì)循環(huán)流量的要求。第5章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1 輔助容器的設(shè)計(jì)容器填充系數(shù)取=0.7 進(jìn)料罐（低溫貯料） 0乙烯 L1 =346kg/m3 乙烷 L2 =402kg/m3 壓力取2.63MPa 由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料 =65% =63.4% 平均密度=100/（63.4/346+36.6/402）=364.

31、6kg/ 進(jìn)料質(zhì)量流量：=4018kg/h 取停留時(shí)間：取2天，即=48h 進(jìn)料罐容積：=755.7m3 圓整得760 回流罐（-20） 液相回流量 =485*28=13580 kg/h近似取L=398kg/m3 取停留時(shí)間為=0.5 h=24.4，圓整后取25 m3 餾出產(chǎn)品罐取產(chǎn)品停留時(shí)間為2天，即=48 h=91.43 kmol/h，V=441.1 m3 圓整為450 m3 釜液罐取停留時(shí)間為5天，即=120 h=48.57 kmol/h=594.4 m3 圓整取600m3貯罐容積估算表序號(hào)位號(hào)名稱停流時(shí)間/h容積/m31V-101進(jìn)料罐487602V-102回流罐0.5253V-103

32、塔頂產(chǎn)品罐484504V-104釜液罐1206005.2 泵的設(shè)計(jì) 進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一用一備）管路直徑d=0.065m流體流速 u=0.5 m/s流體密度 =364.6 kg/m3粘度=0.091 mPa·s取=0.25mm，相對(duì)粗糙度為/d=0.003Re=1.302查得=0.024取管路長(zhǎng)度為l= 80m，取90度彎管4個(gè)=0.75，截止閥1個(gè) =7，文氏管流量計(jì) 1 個(gè)。則=）=2.496m取=50m 則=52.51 m= 5.973 m3/h選取泵的型號(hào)為SJA，揚(yáng)程為 17-220m ，流量為5-900m3/h 回流泵（兩臺(tái)，一用一備）取液體流速：u=0.5m/s，液體密度=

33、398kg/ m3 ，黏度=0.098mPa·s取d=0.128m=0.2，相對(duì)粗糙度：/d=0.0016 ，則查得：=0.0225取管路長(zhǎng)度：l=100m 取90度彎管4個(gè)=0.75，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)1 個(gè) =7取=23.2m3/h選取泵的型號(hào)：100F-57 釜液泵（兩臺(tái)，一用一備）管路直徑d=0.02m流體流速 u=0.3 m/s流體密度 =364.6 kg/m3粘度=0.091 mPa·s取=0.2，相對(duì)粗糙度為/d=0.01Re=2.4*104查得=0.033去管路長(zhǎng)度為l=30 m ，取90度彎管 4 個(gè) =0.75，截止閥 1 個(gè) =7，文氏管流量

34、計(jì) 1 個(gè)。則=2.39456m取= 5.2 m 則=2.8m=0.34 m3/h這里揚(yáng)程為負(fù)值，說(shuō)明工作時(shí)不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時(shí)，需用該泵，不可忽略。5.3 傳熱設(shè)備 冷卻器和塔頂冷凝器的集成入口出口塔頂產(chǎn)品溫度/K256.15263.2塔底產(chǎn)品溫度/K273.15263.4傳熱溫差： =8.6K管內(nèi)液體流率：=140kmol/h平均摩爾質(zhì)量:=28.7則傳熱量取K=600 ，則傳熱面積為 =9.6，圓整后得 A=10m2釜液冷卻器入口出口塔頂產(chǎn)品/K263.15273.15釜液/K273.15277.15 傳熱溫差：=5.4K傳熱量取K=600 ，則傳熱面積為=4.1

35、m2,圓整后取A=5 m2第6章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速 u=0.5 m/s進(jìn)料乙烯（摩爾質(zhì)量）=65% M=0.65*28+0.35*30=28.7質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 65*28/（65*28+35*30）*10063.4進(jìn)料密度364.6 kg/m3則d=0.088m取管子規(guī)格為1027，其他各處管線類似求得管子名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.5102×7塔頂蒸氣管1515214塔頂產(chǎn)品管0.583×7.5回流管0.5180×11釜液流出管0.560×5儀表接管45×2.5塔底蒸汽回流管15121×6.5第7章 控

36、制方案精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個(gè)方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測(cè)上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。系統(tǒng)控制方案序號(hào)位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性L(kg/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=3922FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3863PIC-01塔壓控制03MPa乙烯=35.04HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3865HIC-01釜液面控制03m乙烷L(zhǎng)=4026TIC-01釜溫控制56乙烷L(zhǎng)=402系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要參數(shù)序號(hào)位號(hào)設(shè)備名稱形式主要結(jié)構(gòu)參

37、數(shù)或性能操作條件1T-101乙烯-乙烷精餾塔篩板塔D=1500mmNp=72H=45m操作溫度t=4操作壓力P=2.6Mpa2E-101原料預(yù)熱器3E-102塔T-101頂冷凝器4E-103塔T-101再沸器5E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器6E-105塔底產(chǎn)品冷卻器7P-101進(jìn)料泵2臺(tái)離心泵乙烯、乙烷混合液8P-102釜液泵2臺(tái)離心泵乙烷液9P-103回流泵2臺(tái)離心泵乙烯液10P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵乙烯液11P-105塔底產(chǎn)品泵2臺(tái)離心泵乙烷液12V-101原料中間罐臥式13V-102回流罐臥式14V-103塔頂產(chǎn)品罐立式常壓15V-104塔底產(chǎn)品罐立式常壓16V-105不合格產(chǎn)品罐立式常

38、壓參考資料1. 化工原理（上冊(cè)）2. 化工原理（下冊(cè)）3. 化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)，匡國(guó)柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。4. 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)劉光啟，劉杰主編，化學(xué)化工出版社，2002年。5. 石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)，盧煥章，化學(xué)工業(yè)出版社，1982年附表一 主要符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義與單位符號(hào)意義與單位A塔板上方氣體通道截面積，m2FLV兩相流動(dòng)參數(shù)Ad降液管截面積，m2G質(zhì)量流量，kg/hA0浮閥塔板閥孔總截面積，m2Hd降液管內(nèi)清液層高度，mAT塔截面積，m2降液管內(nèi)泡沫層高度，mb液體橫過(guò)塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度，mHT塔板間距，mb塔板上邊緣區(qū)寬度，mhb降液管底隙，mbd降液管寬度，muf液泛氣速，m/sbs塔板上入口安定區(qū)寬度，mhd液體流過(guò)降液管底隙的阻力（以清液層高度表示），m塔板上出口安定區(qū)寬度，mhf塔板阻力（以清液層高度表示），mC計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子hl塔板上的液層阻力（以清液層高度表示），mC20液體表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子hL塔板上清液層高度，mC0孔流系數(shù)h0干板阻力（以清液層高度表示），mD塔徑，mlW堰長(zhǎng)，md0閥孔直徑，mM摩爾質(zhì)量，kg/kmoldp液滴直徑，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收縮系數(shù)Q熱流量，WET塔板效率NT理論塔板數(shù)eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)