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1、 乙烯-乙烷精馏装置设计 化工原理课程设计 化工原理 课程设计 0 化工原理课程设计说明书 姓名：院系：学号：指导老师：时间:2011/7/1 化工原理 课程设计 1 前言 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七章。说明中对精馏塔和再沸器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助设备和管路的设计也做了简单的说明。鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多的错误，希望各位老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！化工原理 课程设计 2 目录 第一章 概述.4 第二章 方案流程简介.6 第三章 精馏塔工艺设计.8 一、设计条件.8 二、物料衡算及热量衡算.9 1、物料衡算.
2、9 2、回流比计算.9 3、全塔物料衡算.10 4、逐板计算塔板数.11 第四章 精馏塔工艺设计.14 1.物性数据.14 2.初估塔径.14 3.塔高的估算.15 4.溢流装置的设计.16 5.塔板布置和其余结构尺寸的选取.17 6.塔板流动性能校核.18 7.负荷性能图.20 第五章 再沸器的设计.23 一、设计任务与设计条件.23 二、估算设备尺寸.24 三、传热系数的校核.25 四、循环流量校核.28 第五章 辅助设备设计.32 一、管路设计.32 二、辅助容器的设计.35 三、泵的设计.37 四、传热设备.41 第七章 控制方案.43 附录 1 过程工艺与设备课程设计任务书.44 附
3、录 2 精馏塔及再沸器计算结果汇总.49 化工原理 课程设计 3 附录 3 主要符号说明.52 附录 4 参考文献.54 化工原理 课程设计 4 第一章 概述 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。1 精馏塔 精馏塔是该工艺过程的核心设备，精馏塔按传质元件区别可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。本设计为板式精馏塔。精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板，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
4、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，浮阀塔板综合了泡罩塔板和筛板塔板的优点，塔板上的孔较大，每个孔还装有可以上下浮动的浮阀。2 再沸器 化工原理 课程设计 5 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：1、循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。2、结构紧凑、占地面积小、传热系数高。3、壳程不能机械清
5、洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。4、塔釜提供气液分离空间和缓冲区。3 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壳式换热器。化工原理 课程设计 6 第二章 方案流程简介 1 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，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）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；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。
6、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，称为馏出物。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 化工原理 课程设计 7 精馏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
7、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，且随时进行切换。3 设备选用 精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。4 处理能力及产品质量 处理量：140kmol/h 产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料：xf65 塔顶产品：xD99 塔底产品:xw1 化工原理 课程设计 8 第三章 精馏塔工艺设计 一、设计条件 1 工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量xf65（摩尔百分数）塔顶乙烯含量 xD99，釜液乙烯含量
8、xw1，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：制冷剂 4）回流比系数：R/Rmin=1.5 3塔板形式：浮阀 4处理量：qnfh=140kmol/h 5安装地点：大连 6塔板设计位置：塔底 化工原理 课程设计 9 二、物料衡算及热量衡算 1、物料衡算 塔顶与塔底温度的确定、塔顶压力 Pt=2500+101.325=2601.325KPa；假设塔顶温度 Tto=-17 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 YA=0.99 0029.01/1/1xBAAAniiKYKY 结果小于 10-3。所以
9、假设正确，得出塔顶温度为-17。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。1=KA/KB=1.0/0.71=1.408、塔底温度 设 NT=41（含塔釜）则 NP=(NT-1)/NT=67 按每块阻力降 100 液柱计算 pL=410kg/m3 则 P 底=P 顶+NP*hf*pL*g=2500+101.325+67*0.1*470*9.81/1000 =2.63KPa 假设塔顶温度 Tto=5 查 P-T-K 图 得 KA、KB 因为 XA=0.02 003.01/11yBAAAniiKXKX 结果小于 10-3。所以假设正确，得出塔顶温度为 5。用同样的计算，可以求出其他塔板温度。2=KA/KB
10、=1.15 所以相对挥发度=（1+2）/2=1.429 2、回流比计算 泡点进料：q=1 q 线：x=xf=65%化工原理 课程设计 10 7.435.60-267.0267.0-9.90mineeeDxyyxR 代入数据，解得 xe=0.65;ye=0.728;R=1.2Rmin=5.21;3、全塔物料衡算 qnDh+qnWh=qnFh qnDhxd+qnWhxw=qnFhxf 解得 qnDh=91.43kmol/h;qnWh=4kmol/h 塔内气、液相流量：精馏段：qnLh=RqnDh;qnVh=(R+1)qnDh 提留段：qnLh=qnLh+qqnFh;qnVh=qnVh-(1-q)q
11、nFh M=xfMA+(1-xf)MB=0.65280.3530=28.7kg/kmol MD=xdMA+(1-xd)MB=0.98280.0230=27.75kg/kmol MW=xwMA+(1-xw)MB=0.02280.9830=29.98kg/kmol qmf=qnfhM=4018kg/s qmD=qnDhMD=2537.18 kg/s qnW=qnWhMW=1456.13 kg/s qmL=RqmD=476.194 kg/s xxxxy294.01294.1)1(1化工原理 课程设计 11 qmV=(R+1)qmD=567.6 kg/s qmL=qmL+q qmf=616.194 k
12、g/s qmV=qmV-(1-q)qmf=567.594 kg/s 4、逐板计算塔板数 精馏段：y1=xD=0.99 nnnnnyyyyx0.4291.429)1(直至 xi xf 理论进料位置：第 i 块板 进入提馏段：nnnnnyyyyx0.4291.429)1(00085.05x8.01qqynnF1nWnWnFLnWnnWnFLnnLnxqqqqxqqqqqq 直至 xn xW 计算结束。理论板数：Nt=42（含釜）由 excel 计算的如表 逐板计算 序号 x y 1 0.985771 0.99000 2 0.980062 0.985963 3 0.973313 0.981174 4
13、 0.965371 0.975512 5 0.956073 0.968849 6 0.945254 0.961049 159.08389.0111nDnnxRxxRRy化工原理 课程设计 12 7 0.932756 0.951974 8 0.918435 0.941489 9 0.90218 0.929476 10 0.883925 0.915839 11 0.863667 0.900524 12 0.841485 0.883531 13 0.817547 0.864922 14 0.792114 0.84484 15 0.76554 0.823504 16 0.738253 0.801212
14、 17 0.71073 0.778321 18 0.683464 0.755231 19 0.65693 0.732358 20 0.633624 0.711929 21 0.605275 0.686642 22 0.571513 0.655883 23 0.532304 0.619251 24 0.488079 0.57671 25 0.439807 0.528726 26 0.38897 0.476351 27 0.337411 0.421193 28 0.287077 0.365251 29 0.239739 0.310639 30 0.196755 0.259277 31 0.1589
15、49 0.212639 32 0.126622 0.17162 33 0.099637 0.136545 34 0.077561 0.107266 35 0.059798 0.083314 36 0.045694 0.064041 37 0.034612 0.048738 38 0.025979 0.036715 39 0.019296 0.027347 40 0.014148 0.020096 41 0.010199 0.014511 42 0.007178 0.010226 化工原理 课程设计 13 5、确定实际塔底压力、板数：实际板数 Np=(Nt-1)/0.6+1=69；塔底压力 Pb
16、=Pt+0.2179.810.169（Np）=2.667KPa;（0.47 为塔顶丙烯密度）化工原理 课程设计 14 第四章 精馏塔工艺设计 1.物性数据 2.66Mpa、5下，塔底混合物质的物性数据：气相密度：V=35kg/m3 液相密度：L=420kg/m3 液相表面张力：=2.73mN/m 2.初估塔径 气相流量：qmVs=4.727kg/s qVVs=qmVs/v=0.1351m3/s 液相流量：qmLs=5.132kg/s qVLs=qmLs/L=0.0122m3/s 两相流动参数：=0.3136 初选塔板间距 HT=0.45m,查化工原理（下册）P237 泛点关联图，得：C20=0
17、.058 所以，气体负荷因子：=0.0389 液泛气速：0.129m/s 取泛点率为 0.7 LVmmsVsVLVqqqqFVsLsVLVL2.02020CCVVLfCu化工原理 课程设计 15 操作气速：u=泛点率 fu=0.0904 m/s 气体流道截面积：=1.494m2 选取单流型弓形降液管塔板，取dA/TA=0.12;则 A/TA=1-dA/TA=0.88 截面积:AT=A/0.88=1.697 m2 塔径：=1.47m 圆整后，取 D=1.6m 实际面积：=2.011 m2 降液管截面积：Ad=AT0.12=0.2413 m2 气体流道截面积：A=AT-Ad=1.7693m2 实际
18、操作气速：=0.076m/s 实际泛点率：u/uf=0.591 3.塔高的估算 Np=69 有效高度：Z=HT Np=31.05m 封头:0.8m 进料处两板间距增大为 0.7m 设置 5 个人孔，每个人孔 0.8m uqAVVsATD424DATAquVVs化工原理 课程设计 16 裙座取 5m,塔顶空间高度 1.5m,釜液上方气液分离高度取 1.5m.设釜液停留时间为 30min 釜液高度：Z =0.862m 取其为 0.9m 所以，总塔高 h=31.05+0.7+5+1.5+1.5+0.9+0.85=45.45m 4.溢流装置的设计 1 降液管（弓形）TA/Ad0.12 取75.0/LD
19、W，则有WL1.2m 验算wvlh/lq 36.65m3/（m.h）100m3/（m.h）WL1.2m 查化工原理下 235 页图 10.2.23 得：Dbd/0.17 db0.272 2 溢流堰 取 E 近似为 1.025 则堰上液头高：woh0.0336m5mm 取堰高 hw=0.04m,底隙 hb=0.04m 液体流经底隙的流速：ub ub0.5m/s 符合要求 246030DLmWsq3/231084.2WVLhowlqEh547.204.00.21122.00bwVLshlq化工原理 课程设计 17 5.塔板布置和其余结构尺寸的选取 取塔板厚度=4mm 进出口安全宽度 bs=bs=7
20、0mm 边缘区宽度 bc=50mm 查化工原理下 235 页图 10.2.23 得：Dbd/0.17 db0.272 =0.458m r=0.75m 有效传质面积：=1.34 m2 选取 F1 型的浮阀，重型，阀孔直径 d0=0.039m;初选 F0=10；计算阀孔气速 =1.69m/s 浮阀的个数=66.9 圆整取 67 个 2040Adn=0.08m2 0a0)d/A0.907/(At39.0034.1/8.00/07.90）（=0.152m 选错排方式，其孔心距取 160mm 计算得)(2sdbbDxcbD2)sin(21222rxrxrxAa0205.0004q)(udnFuvvSV化
21、工原理 课程设计 18 =1.69m F0=uov=9.998 所以 F0=10 正确 =0.0398%Hd dfOWWhhhh28221018.1153.02bWvlhbWVLsddhlqhlqguhdfOWWhhhhdHLLvu：hgu：h/9.19234.5175.000200阀未全开时阀全开OWWlhhh003104dghL化工原理 课程设计 20 所以不会发生液泛 4 液体在降液管中的停留时间 =8.88s5s 满足要求 5 严重漏液校核 取 F0=5；=0.845 =1.891.52.0；故不会发生严重漏夜 7.负荷性能图 1 过量液沫夹带线 取 F1=0.8 Ab0.78AT时用
22、第一式（多见）Ab=AT-2Ad=1.528 0.78 AT=0.782.0106=1.5686 Ab 相当于 0.78 AT 得 qvvs=0.486-4.799qvls VLsTdqHA VFu/0000uuKFTVLVvvsFbSVLVvvsKCAqFKCAZLF78.036.1q11或化工原理 课程设计 21 qvvh=-4.799qvlh+1749.6 由上述关系可作得线 2 液相下限线 取 E=1.0 由上述关系可作得线 3 严重漏液线 Fo5，会产生严重漏液，故：取 F0=5;qvvh=3600A0u0;VVooFu/5/=0.85 qvvh=243.4;由上述关系可作得线 4
23、液相上限线 令 =5s 得：=78.17;由上述关系可作得线 5 浆液管液泛线 006.01084.23/23WVLhowlqEh整理出：qVLh=3.07lw=3.68 与y轴平行 VLsTdqHA dTVLhAHq720化工原理 课程设计 22 令 将 =0 以及 how 与qVLh,hd 与qVLh，hf 与qVVh,qVLh 的关系全部代入前式整理得：27323291075.31077.3q106.4385.10vlhvlhvvhqq 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（见附件二）作点为：qVLh=43.98m3/s qVVh=486.2 m3/s 负荷性能图：操作
24、弹性：qVVhmax/qVVhmin3.7 所以基本满足要求 Hd=HT+hW dHdfOWWdhhhhH化工原理 课程设计 23 第五章 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器 塔顶压力：2.6MPa 压力降：Nphf=690.98=67.62(m 液柱)塔底压力=2667kpa 2再沸器壳程与管程的设计 壳程 管程 温度（）100 5 压力（MPa绝压）0.1013 2.667 蒸发量：Db=q,mVs=4.73kg/s 3 物性数据 1）壳程凝液在温度（100）下的物性数据：潜热：rc=2319.2kj/kg 热导率：c=0.683w/(m*K)粘度：c=0.28
25、3mPa*s 密度：c=958.4kg/m3 2）管程流体在（5 2.667MPa）下的物性数据：化工原理 课程设计 24 潜热：rb=279.12kj/kg 液相热导率：b=90.714mw/(m*K)液相粘度：b=0.0566mPa*s 液相密度：b=420kg/m3 液相定比压热容：Cpb=3.428kj/(kg*k)表面张力：b0.00273N/m 气相粘度：v=0.0005mPa*s 气相密度：v=35kg/m3 蒸气压曲线斜率（t/P）=0.000181 m2 K/kg 二、估算设备尺寸 热流量：=1431885.6w 传热温差：=100-5=95K 假设传热系数：K=880W/(
26、m2 K)估算传热面积 Ap =17.12 m2 拟用传热管规格为：252mm,管长 L=3000mm 则传热管数：=73 若将传热管按正三角形排列，按式 NT=bb/1.21 得：b=9.37 ccbbRVVQbmtTtmRtKQLdANpT0化工原理 课程设计 25 管心距：t=0.0344m 则 壳径：=0.363m 取 D=600mm L/D=5 取 管程进口直径：Di=0.1m 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=0.2 则循环气量：=25.65g/s 1)计算显热段管内传热膜系数i 传热管内质量流速：di=25-22
27、=21mm =0.0253 =1018.7kg/(m2 s)雷诺数：=377981.7 普朗特数：=2.14 显热段传热管内表面系数：=3901.14w/(m2 K)2)壳程冷凝传热膜系数计算o 0)32()1(dbtDSebtxDW 0sWGtTiNds2040sWGtbiGdRebbPbrCP.408.0Re023.0riiiPd化工原理 课程设计 26 蒸气冷凝的质量流量：=0.617kg/s 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量：=0.108kg/(m s)=1528.50.30 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=0.067 时=
28、4.98 两相流的液相分率：=0.436 两相流平均密度：=202.97kg/m3 2）当 X=Xe=0.2 =2.2 两相流的液相分率：=0.305 tLPwLmLTissBCWCtKNdptptLLLLKLKKCDEBcLCtKAmCCQAAACCPH vbbvxxXtt1.05.09.0112125.0XXXRttttttLRRLbLvtp1_ vbbvxxXtt1.05.09.0112125.0XXXRttttttL化工原理 课程设计 29 两相流平均密度：=136.445kg/m3 根据课程设计表 319 得：L=0.9m,则循环系统的推动力：=5147.3pa 2循环阻力Pf：管程
29、进出口阻力P1 进口管内质量流速：=522.537kg/(m2s)釜液进口管内流动雷诺数：=2308027.9 进口管内流体流动摩擦系数：=0.01515 进口管长度与局部阻力当量长度：=29.298m 管程进出口阻力:=577.16Pa 传热管显热段阻力P2 =451.56kg/(m2s)=167539.7 RRLbLvtp1_gltptpbCDDLP_2785.0iiDWG biGDRe38.07543.001227.0ieiR)1914.0254.0/(3426.0)0254.0/(2iiDDLbiiiGDLP221TiiNdWG2785.0biGDRe化工原理 课程设计 30 =0.0
30、2007 =3.8089Pa 传热管蒸发段阻力P3 a.气相流动阻力Pv3 =60.207kg/(m2s)=2528733 =0.015 =110.7Pa b.液相流动阻力PL3 GL=G-Gv=391.35kg/(m2s)=16436768.62 =0.01363 =353.24Pa =3300.037Pa 管内动能变化产生阻力P4 动量变化引起的阻力系数:=2.0806 =1010.12pa;管程出口段阻力P5 38.07543.001227.0eRbiBCGdLP222xGGVVViVGdRe38.07543.001227.0VeVRVViCDVVGdLP223bLiLGdRe38.07
31、543.001227.0LeLRbLiCDLLGdLP22341/4L1/4V3)P P(P331)1()1(22LeVbLeRxRxMbMGP/24化工原理 课程设计 31 a.气相流动阻力Pv5 =161.277kg/(m2s)=32.267kg/(m2s)管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：=52.277m =29029862.12 =0.01337 =2.358Pa;b.液相流动阻力PL5 =129.02kg/(m2s)=1025790.18 =0.01619 =37.27Pa =189.5Pa 所以循环阻力：Pf=P1+P2+P3+P4+P5=5080.598 Pa 又因PD=51
32、47.3Pa 所以 =1.01313(PD-Pf)/PD=0.013,在 0.010.05 范围内.42DWotGxGGV1914.00254.03426.00254.02DDLooVViVGdRe38.07543.001227.0VeVRVViVVGdLP225VLGGGbLiLGdRe38.07543.001227.0LeLRbLiLLGdLP22541/4L1/4V5)P P(P55PPfD化工原理 课程设计 32 第五章 辅助设备设计 一、管路设计 1、物性参数 进料：65.0Ax 35.0 xB 有逐板计算可得，第 20 块板为进料板，由全塔效率.60ET可知，实际进料板为第 34
33、块板。塔底压力为 P=2.667PaM 查 P-t-K 图得（假设 t=-10）Ka=1.13 Kb=0.76 则：1xK1yAABBciixK=0.0005 结果小于3-10，故假设正确，进料温度为-10 此温度下，乙烯密度：386.9kg/m B421.6kg/m BBAA_XMXMM=28*0.65+30*0.35=28.7 有物料衡算知F0.63 399kg/m mFq4018kg/h 化工原理 课程设计 33 _mfvFqq10.07m/h 2、管路尺寸（1）进料管尺寸 取料液流速：u=0.6m/s 则 取管子规格813。实际流速：u=0.585m/s（2）塔顶蒸汽管 取 u=15m
34、/s vvsq0.126kg/h d=uvvsq4=0.103 选取管规格为4108 则实际流速 u=24dqvvs=16.04（3）塔顶产品接管 取 u=1.5m/s Dqm2537.18m/h _DDmvqq6.04m/h=1.67E-3 m/s d=uvsDq4=0.038m muqdVfs077.04化工原理 课程设计 34 选取管规格为.5245 则实际流速 u=2D4dqvs=1.33m/s（4）回流管 取 u=1.5m/s vlsq8.7E-3 m/s d=uvsDq4=0.0859m 选取管规格为4108 则实际流速 u=2D4dqvs=1.11/s（5）釜液流出管 取 u=1
35、.5m/s vw，q9.7E-4 m/s d=uvsDq4=0.0286m 选取管规格为2.538 则实际流速 u=2D4dqvs=1.13/s（6）塔底蒸汽回流管 取 u=20m/s vvsq0.135kg/h d=uvvsq4=0.093 选取管规格为4108 化工原理 课程设计 35 则实际流速 u=24dqvvs=17.1（7）仪表接管 选取规格为2.525的管子。结果汇总：名称 管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管 0.585 813 顶蒸气管 16.04 1084 顶产品管 1.33 452.5 回流管 1.11 1084 釜液流出管 1.13 382.5 仪表接管/252
36、.5 塔底蒸气回流管 17.1 1084 二、辅助容器的设计 容器填充系数取：k=0.7 1进料罐（-10）-10乙烯 L1=386.9kg/m3 化工原理 课程设计 36 乙烷 L2=421.6kg/m3 压力取 2.62MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65%Wf=63.4%则 =399 kg/m3 进料质量流量：qmfh=3600 qmfs=4018kg/h 取 停留时间：x 为 3 天，即 x=72h 进料罐容积：1035.78m3 2回流罐（-17）质量流量qmLh=3600RqmDs=15892.8kg/h 设凝液在回流罐中停留时间为 0.2h，填充系数=0.7 则回流罐的容积
37、 11.08m3 3塔顶产品罐 质量流量qmDh=3600qmDs=2537.18 kg/h；产品在产品罐中停留时间为 72h，填充系数=0.7 则产品罐的容积 636.5m3 4 釜液罐 取停留时间为 3 天，即 x=72h 质量流量qmWh=3600qmWs=1456.13kg/h 则釜液罐的容积 384.04 m3 4204.63100.93864.63100LkxqVLmLh1kxqVLmfhkxqVLmDh1kxqVLmWh2化工原理 课程设计 37 三、泵的设计 1进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.585m/s 液体密度：kg/m3 qVfs=qmfs/=0.002797
38、 m3/s 取813 在-10下乙烯 smPa052.0 乙烷 smPa07.0 混合物粘度 smPaxBFAF0583.0)1(x 取=0.2mm 相对粗糙度：/d=0.00267 5100.3Redu 查得：=0.023 取管路长度：l=50m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个,泵吸入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴 1 个 fp2.63MPa 399LL化工原理 课程设计 38 mgpcgudlehf4.862)1(2 取mZ.527 则mhfgugpfZHe72.68022 qVLh=360042ud10.07m3/h 选取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：
39、0.190m3/s 2回流泵（两台，一开一用）取液体流速：u=1.1m/s 液体密度：kg/m3 qVLs=qmLs/=0.0028m3/s 管路选择：1084 液体粘度 smPa07.0 取=0.2mm 相对粗糙度：/d=0.002 5105.6Redu 查得：=0.02 取管路长度：l=50m 386LL化工原理 课程设计 39 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个泵吸入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴 1 个 mgpcgudlehf52.22)1(2 取mZ2-则mhfgugpfZHe148.1322 qVLh=360042ud31.1m3/h 选取泵的型号：HY 扬程：1
40、200m 流量：15220m3/h 3.釜液泵（两台，一开一备）取液体流速：u=1.13m/s 液体密度：kg/m3 qVWs=qmWs/=0.000963m/s 管路选择：382.5 液体粘度 smPa058.0 取=0.2 相对粗糙度：/d=0.00606 51023.2Redu 查得：=0.02 420LL化工原理 课程设计 40 取管路长度：l=40m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个泵吸入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴 1 个 mgpcgudlehf47.142)1(2 取mZ5 则mhfgugpfZHe.33322 qVLh=360042ud3.47m3/h 选
41、取泵的型号：GL 扬程：101500m 流量：0.190m3/s 4.塔顶产品泵（两台，一开一备）取液体流速：u=1.33m/s 液体密度：kg/m3 管路选择：382.5 液体粘度 smPa058.0 取=0.2 相对粗糙度：/d=0.0052 51094.3Redu 查得：=0.02 420L化工原理 课程设计 41 取管路长度：l=50m 取 90 度弯管 4 个，截止阀一个，文氏管流量计 1 个泵吸入段装有吸滤筐及底阀，喷嘴 1 个 mgpcgudlehf8.152)1(2 取mZ1 则mhfgugpfZHe.31622 qVLh=360042ud6.02m3/h 选取泵的型号：GL
42、扬程：101500m 流量：0.190m3/s 四、传热设备 1.塔顶冷凝器 塔顶拟用-50氨为冷却剂，出口温度为-40，走壳程，管程温度为-17 2121lntttttm=27.7 管程流率mvhq15892.8kg/h 取潜热 r=277.25kJ/kg 传热速率：3600/rqmvh=1223.97kw 化工原理 课程设计 42 设传热系数 K=700W/(K)则传热面积mtKA=63.12 取整 A=70 2进料降温器 用-16.35乙烯为冷却剂，出口约为-10.35走壳程 料液由 20降温至-10，走管程传热温差：2121lntttttm=21.464 管程液体流率：qmfh=420
43、0kg/h 管程液体焓变：H=87.7kj/kg 传热速率：Q=qmfsH=420087.7=368340kw 壳程焓变：H=17.8980kj/kg 壳程水流率：q=30870kg/h 假设传热系数：K=637.8842w/(m2K)则传热面积：mtKQA=26.86 圆整后取 A=30m2 化工原理 课程设计 43 第七章 控制方案 精馏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。精馏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L(kg/m3)
44、1 FIC-01 进料流量控制 03000kg/h 乙烷、乙烯 L=437.02 2 FIC-02 回流定量控制 01500kg/h 乙烯 L=420 3 PIC-01 塔压控制 03MPa 乙烯 V=28 4 HIC-02 回流罐液面控制 01m 乙烯 L=420 5 HIC-01 釜液面控制 03m 乙烷 L=450 6 TIC-01 釜温控制 020 乙烷 L=450 化工原理 课程设计 44 附录 1 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
45、%65xf(摩尔百分数)塔顶乙烯含量%99xD，釜液乙烯含量%1wx，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 1 2 3 4 5 6 7 8 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)100 100 100 140 140 140 180 180 回流比系数R/Rmin 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 化工原理 课程设计 45 续表 1 序号 9 10 11 12 13 14
46、15 16 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)180 210 210 210 100 100 100 140 回流比系数R/Rmin 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 续表 1 序号 17 18 19 20 21 22 23 24 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)140 140 180 180 180 210 210 210 回流比系数R/Rmin
47、1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 续表 1 序号 25 26 27 28 29 30 31 32 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)100 100 100 140 140 140 180 180 回流比系数1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 化工原理 课程设计 46 R/Rmin 续表 1 序号 33 34 35 36 37 38 39 40 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
48、 筛板 浮阀 浮阀 浮阀 浮阀 处理量(kmol/h)180 210 210 210 100 100 100 140 回流比系数R/Rmin 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 续表 1 序号 41 42 43 44 45 46 47 48 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)140 140 180 180 180 210 210 210 回流比系数R/Rmin 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 1.3 1.5 1.7 二、工艺设计要求 1 完成精馏塔的工
49、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 化工原理 课程设计 47(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(精馏塔和再沸器)的工艺条件图各一张；7 编写设计说明书。三、其它要求 6 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。7 1-2周完成工艺设计后，将塔的计算结果表交由指导老师审核签字合格后，方可进行 3-4 周的机械设计。8 图纸一律用计算机（电子图板）出
50、图。四、参考资料 3、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。4、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。5、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化工原理 课程设计 48 年。6、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。7、石油化工基础数据手册（续篇），马沛生，化学工业出版社，1993 年。8、石油化工设计手册，王松汉，化学工业出版社，2002 年。3）时间安排 1.6 月 20 日上午 8 点上课，地点化工综合 B202 2.6