过程工艺与设备课程设计-乙烯--乙烷精馏装置设计180kmol 1.5

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1、过程工艺与设备课程设计过程工艺与设备课程设计乙烯乙烷精馏塔设计 学 部： 化工与环境生命学部 专 业： 过程装备与控制工程 班 级： 化机0703 姓 名： 赵华璋 学 号： 200742005 指导老师： 韩志忠 设计日期： 2010年7月8日 大连理工大学Dalian University of Technology目 录前言2第一章 任务书3第二章 精馏过程工艺及设备概述4第三章 精馏塔工艺设计63.1 精馏过程工艺流程63.2 精馏过程工艺计算63.2.1理论板个数的计算63.2.2 塔板设计计算10第四章 再沸器的设计184.1 再沸器的选型及设计条件184.2 估算设备尺寸184.

2、3 传热能力校核194.4 循环流量的校核22第五章 辅助设备及管路的设计265.1 辅助容器的设计265.2 传热设备275.3 泵的设计285.4 管路设计29第六章 控制方案31第七章 设计结果表337.1 塔计算结果表337.2 再沸器主要结构尺寸和计算结果表33第八章 设计评述35附录36附录一 参考文献36附录二 主要符号说明36附录三 工艺图38前 言精馏工艺的设计能够极大地体现学生对知识的应用能力，而设计说明书即是这种能力的结晶。本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔的工艺设计、再沸器的设计、辅助设备及管路的设计、控制方案、设计结果表、设计评述和附录共九章。说明中对精馏塔、再沸

3、器的设计计算做了详细的阐述，对于辅助设备的设计也做了说明。鉴于设计者经验有限，本设计中还存在一些错误，希望各位老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！第一章 任务书处理量：180 koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% ， 塔底产品1% ，总板效率 0.6。*设计条件1 工艺条件：饱和液体进料， 进料乙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，总板效率为0.62 操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽 ；加热方式：间壁换热冷却剂：液氨回流比系数：R/Rmin=1.5塔板形式：浮阀处理量：180kmol/h

4、，安装地点：大连塔板位置：塔底第二章 精馏过程工艺及设备概述精馏是分离液体混合物（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广泛应用。精馏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，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。2.1 精馏装置流程 精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过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

5、达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。其流程如下：原料（丙烯和丙烷混和液体）经过进料管由精馏塔的某一位置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2.2 工艺流程(1)精馏装置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，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。(2)必要的检测手段为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及

6、时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。另外。常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。(3)调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。2.3 设备简介及选用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

7、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，浮阀的突出优点是操作弹性大，阻力相对来说较小，生产能力大，塔板效率高。缺点则是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或卡住，操作失常。浮阀塔已经在工业上得到广泛的应用。(2）再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。本设计采用立式热虹吸式再沸

8、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。精馏塔选用浮阀塔，配合使用立式虹热吸式再沸器。第三章 精馏塔工艺设计3.1 精馏过程工艺流程3.1.1 分离序列的选择对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行

9、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）。3.1.2 能量的利用精馏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，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。1) 精馏操作参数的优化 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) 精馏系统的能量集成 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

10、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）3.2 精馏过程工艺计算 3.2.1 理论板个数的计算精馏塔的分离计算是精馏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；确定精馏塔内温度、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），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）。基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程

11、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。处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）3.2.1.1 物料衡算(1)全塔代入=180kmol/h,=0.99,=0.01,解得：=117.55kmol/h，=62.45kmol/h(2)精馏段 (3) 提馏段 3.2.1.2 热量衡算冷凝器冷却剂的质量流量 冷凝器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 再沸器热流量 塔板计算(1) 塔顶露点及相对挥发度假设塔顶温度T=258.15K，由P-T-K图查得,故=0.99/1.05=0.943,=0.01/0.73=0.0137。显然，+=0.95671。重新假设T=256.15K,同理由P-T-K

12、图查得，故有，+=1.0041。因而假设成立，即=256.15K，塔顶相对挥发度=/=1.00/0.70=1.43。(2)塔底泡点及相对挥发度查相关数据，混合液体密度为：400 kg/又有: 工程经验每块塔板压降100mm液柱 假设=69,则=2601+69*0.1*400*9.81=2628kPa,同上根据P-T-K图有=1.46，=1.01，=1.446，=277.15K。(3)塔板数计算 由上有=（+）/2=1.445，即有：平衡线方程 = q线方程 =0.65 两线交点为E(0.65,0.73),又有=，即=(0.99-0.73)/(0.73-0.65)=3.29,即有=1.5=4.9

13、35.故有：精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 由逐板计算法可得 =42, =(-1)/=41/0.6=68.3,与前面假设的=69相差不大，故假设正确。 3. 摩尔流量=R *=580.11kmol/h=697.66 kmol/h= + =760.11 kmol/h=697.66 kmol/h4. 确定实际塔板数（由Excel逐板计算法）表3.1 逐板计算法数据表理论塔板数 42nxy位置111110.990.9856920.990.99精馏段20.980.9805710.990.9864精馏段30.970.9745050.980.98212精馏段40.970.9673480.980.977

14、051精馏段50.960.9589450.970.97107精馏段60.950.9491340.960.964048精馏段70.940.9377520.960.955848精馏段80.920.924650.950.946337精馏段90.910.9096980.940.935387精馏段100.890.8928030.920.922891精馏段110.870.8739280.910.908773精馏段120.850.8531030.890.892999精馏段130.830.8304430.880.875595精馏段140.810.8061540.860.856658精馏段150.780.780

15、5360.840.83636精馏段160.750.7539720.810.814951精馏段170.730.7269090.790.792752精馏段180.70.6998280.770.770136精馏段190.670.6732120.750.747504精馏段200.650.647510.730.725261提留段210.620.6224050.70.703155提留段220.590.5919930.680.675859提留段230.560.5559910.640.642792提留段240.510.5145180.60.603648提留段250.470.4682190.560.558556

16、提留段260.420.4183050.510.508215提留段270.370.366480.450.453944提留段280.310.3147320.40.397596提留段290.270.2650330.340.34133提留段300.220.2190590.290.287294提留段310.180.1779790.240.237307提留段320.140.1423950.190.192641提留段330.110.1123920.150.153951提留段340.090.0876640.120.121329提留段350.070.0676630.090.094443提留段360.050.05

17、1730.070.072696提留段370.040.0391920.060.055373提留段380.030.0294190.040.04174提留段390.020.0218580.030.031114提留段400.020.0160420.020.022893提留段410.010.0115890.020.01657提留段420.010.008190.010.011727提留段430.0100.010理论板数：42（包括釜）； 进料位置：从上至下第20块；实际板数：41/0.6=68.3=69； 实际进料位置：从上至下第32块。3.2.2 塔板设计计算3.2.2.1 物性参数（以塔底条件取值）由

18、上知=277.15K，=2.628MPa。塔底(釜液)乙烯只占0.01，因此塔底物性参数均可用乙烷的来取代，查物性表得=390.1kg/，pv=34.4 kg/，查得277.15K时，乙烷液体表面张力为=2.732mN/m。此外 =697.66*30=20929.8kg/h，=0.1690 =760.11*30=22803.3kg/h，=0.01623.2.2.2 塔径的初步估算(1)液泛气速=, = 而=（，），=*=0.273，取0.45m，则查泛点关联图有=0.08，代入有：=0.08*=0.0537=0.0537*=0.173m/s(2)设计气速选取泛点率为0.8，则=0.8*=0.1

19、384m/s(3)计算塔径塔截面积=气体流通截面积+降液管面积 塔径D= 所需气体流通截面积 = 即有 =/=0.169/0.1384=1.221。我们选取单流型弓形降液管，取/=0.10，则=/0.9，因此塔径D=1.314m，进行圆整得D=1.4m。实际塔板截面积=1.539，/取推荐值0.134，即降液管面积=0.206，实际气体流通截面积=1.333，实际气速=/=0.1690/1.333=0.127 m/s，实际泛点率为0.127/0.173=0.734。(4)校核D=1.4m，=0.45m，与D、经验关系对比满足（D在0.8-1.6区间内，在0.35-0.45区间内）。3.2.2.

20、3 塔高计算塔高=有效塔高+塔顶空间高度+塔底空间高度+调整板间距+塔底裙高度有效高度=0.45*68=30.6m；顶部空间高度取1.4m；底部空间，我们取液体停留时间为30min，则塔底液层高度为=/，而=62.45*30/390.1=4.803,所以=4.803/(1.539*2)=1.56m，另外在液面与上一板之间还应有缓冲带，根据经验取此间距 为0.6m。如此，底部空间为2.16m。调整板间距包含人孔、手孔（可忽略）及进料口处调整间距。人孔设4个，板间距调为0.8m。进料口处板间距调整为0.9m。由此有，调整后多出4*（0.8-0.45）+(0.9-0.45)=1.85。裙座高度取5m

21、。塔高=30.6+1.4+2.16+1.85+5=41.01m。3.2.2.4 溢流装置设计(1)降液管形式降液管：弓形、圆形。降液管截面积：由前面塔径计算部分知=0.206。底隙：取40mm。降液管底隙液体流速。(2)溢流堰型式：平直堰堰长：/取0.134时对应的/D推荐值为0.790，即有=0.790*1.4=1.104m堰高：取50mm(3)核算： =0.0162，溢流强度 /=52.836mm因此，上述设计满足要求。3.2.2.5 塔板布置及其他结构尺寸的选取 塔板厚度取4mm，由 =0.134查经验表有D=0.195，即降液管宽=0.273m。 (1) 受液区和降液区 =0.273m

22、=273mm(2) 入口安定区和出口安定lW =70mm (3) 边缘区 =50mm(4) 有效传质区=，其中=（D-2）/2=0.427m，=（D-2）/2=0.65m，代入即有=1.024(5) 阀孔的尺寸及排列型式：F1 阀孔直径：=39mm bcbdbsrx 图3.1 塔板尺寸图型式：F1 阀孔直径：=39mm排列：假设等腰三角形(tan a=2,a=63.43o,a为底角)取动能因子=10，则阀孔气速为=1.705m/s，阀孔数=，即=82.97=83。开孔所占面积 =n=0.0992 m2由开孔区内阀孔所占面积分数解得/=/(2t2*sin a*cos a)=0.982解得t=0.

23、124m 取t=125mm 取孔中心矩为=125mm,B=100mm;按此数据排孔来调整实际浮阀数为=84。则有：实际阀孔气速=1.684m/s，实际动能因子= =9.88，实际开孔率=0.065，故用阀全开时的式子求= 0.068m。（b）液层阻力对于碳烃化合物，充气系数=0.40.5，这里取0.45。则液层阻力=（+）=0.45*(0.05+0.0400)=0.0405 m。（c）克服液体表面张力阻力由于相对来说，非常小，故其可忽略。因此塔板阻力=0.068+0.0405=0.1085m。(3)降液管液泛校核降液管中清液柱高度（m）=+（a）液面落差较小，可不计。（b）液体通过降液管阻力（

24、包括底隙阻力和进口堰阻力）底隙阻力=0.153*=0.153*=0.0224m，=0。因此=0.05+0.0400+0+0.1085+0.0224=0.2209m泡沫层高度=/，对乙烯乙烷体系=0.5，则=0.2209/0.5=0.44181.5，满足设计要求。3.2.2.7 塔板负荷性能图-确定塔的操作弹性(1) 过量液沫夹带线（气相负荷上限线）泛点率：=或=1.127 ， =1.539，=0.73100普朗特数 =（3.431*0.0566）/0.0961=2.02（在0.6160内）显热管内传热膜系数 =1074.78W/() 迭代得短管修正系数i=1.245修正后=i*=1.245*1

25、074.78=1338.59 W/()壳层传热膜系数：热水质量流量 =1648/4.174*(50-30)=19.74kg/s。壳层当量直径 =0.029m设折流板间距为B=0.16m，则壳层流通面积 0.0267雷诺数为 =32701.4710000普朗特数 =4.174*0.653/0.634=4.30（在0.6160内）因此，管外冷凝表面传热系数=，取=1，则=3677.57 W/()管内污垢热阻：管外污垢热阻：管质选用不锈钢，则=16.51 W/(mK)所以，管壁热阻 由上数据代入下式： = (=0.0355m)即有：=567.18(2)蒸发段传热系数计算a、泡核沸腾因数计算传热管内的

26、釜液的质量流量 ：=3600G=3600*217.91=784473.70.714取x=0.19时 =0.380，查图（教材P71）得=0.9 当0.0761/=0.148由及1/再查图得 =1.0，故 泡核沸腾修正因数=0.95计算泡核沸腾表面传热系数：= b、计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数 ：=1008.925c、沸腾表面传热系数对流沸腾因子：1.35两相对流表面传热系数：1.35*1008.925=1358.246沸腾表面传热系数：=1358.246+0.95*=7944.31计算沸腾传热系数 =960.05 (3)显热段和蒸发段的长度： 计算显热段的长度与传热管总长L的比值为

27、：所以 =0.069m =4-0.069=3.931m(4)实际数据由上有实际计算传热系数 ：=（569.18*0.069+960.05*3.931）/4=953.32实际需要的传热面积为 ： 164800/(953.32*35.1)=49.32m2传热面积裕度： =（78.35-49.32）/49.32=58.89% 30%4.4 循环流量的校核(1)循环推动力 =其中，查得推荐值为1.02m，=3.931m，=390.1kg/s取=/3，由=有=8.063，又有: ， 代入有=0.526， =221.35kg/。同理取=，可得=152.16 kg/。因而 =4985.03Pa。 (2)循环

28、阻力 =+a、管程进出口阻力=而， ， 代入数据：=972.94kg/()，=3.44*，=0.01475，=23.556m，=2107.22Pa。b、传热管显热段阻力 =而=0.069m，代入数据有=217.91 kg/()，=7.70*，=0.01664，=2.114Pac、传热管蒸发段阻力气相阻力 = 而 ，取=0.14，=3.931m，代入数据有=27.60 kg/()，=1.04*，=0.013，=17.08Pa。液相阻力 =而，,代入数据有=190.31kg/()，=1.1096*，=0.0214，=118.33Pa。则=807.75Pa。d、管内动量变化产生的阻力 =而=，带入=

29、0.33108，=0.19，有=1.59，=217.91kg/()，=193.99Pa。e、管程出口段阻力气相阻力 =而，代入数据（=0.35m），有=317.70 kg/()，=60.36 kg/()，=2.40*109，=0.01248，=40.79m，=76.99Pa。液相阻力 =而,，代入数据有=257,33kg/()，=1.59*，=0.015588，=154.18Pa。因而管程出口段阻力=1769.70Pa。由上可得循环阻力=2107.22+2.11+807.75+193.99+1769.70=4880.78Pa(3)循环推动力与循环阻力的比值计算 =4985.03/4880.78

30、=1.0213，在1.0011.05之间。第五章 辅助设备及管路设计5.1 辅助容器的设计（容器填充系数取：k=0.7）5.1.1 进料罐（低温贮料） 0乙烯 L1 =346kg/m3 乙烷 L2 =402kg/m3 压力取2.63MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 平均密度=100/（63.4/346+36.6/402）=364.6kg/ 进料质量流量：=5166kg/h 取停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积：=1933.10m3 圆整得19405.1.2 回流罐（-17）液相回流量 =580.11*28=16243kg/h 液相密度 =398kg/m3

31、设凝液在回流罐中停留时间为=0.5h，填充系数=0.7=29.15m3圆整并考虑预量得=35 m35.1.3 塔顶产品罐质量流量=3291.4kg/h；产品在产品罐中停留时间为=120h，填充系数=0.7即有=1417.7 m3则产品罐的容积取V=1450 m35.1.4 釜液罐取停留时间为5天，即x=120h, 填充系数=0.7质量流量=1873.5 kg/h =823.3m3则釜液罐的容积取V=900m3表5.1 贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐9619402V-102回流罐0.5353V-103塔顶产品罐12014504V-104釜液罐1209005

32、.2 传热设备5.2.1 冷却器和塔顶冷凝器的集成表5.2塔顶产品温度入口出口塔顶产品温度/K256.15263.2塔底产品温度/K273.15263.4 传热温差： =8.6K管内液体流率：=180kmol/h平均摩尔质量:=28.7则传热量取K=700 ，则传热面积为 =11.63，圆整后得 A=12m25.2.2 釜液冷却器表5.3入口出口塔顶产品/K263.15273.15釜液/K273.15277.15 传热温差：=5.4K传热量 取K=700 ，则传热面积为=4.54m2,圆整后取A=5m25.3 泵的设计5.3.1 进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.5m/s液体密度：=

33、364.6kg/ m3 取d=65mm液体粘度; 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.003即有雷诺数=1.47* 查得：=0.026取管路长度：l=80m ，取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个，因而有：=3.81m取=24.1m= =0.00187 m3/s=6.74m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s5.3.2 回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/s，液体密度=398kg/ m3 ，黏度=0.098mPas取d=0.128m=0.2，相对粗糙度：/d=0.0016 ，则查得：=0.0225取管路长度：l=100m 取90度弯管4个

34、，截止阀一个，文氏管流量计1个取=23.2m3/h选取泵的型号：100F-575.3.3 釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.394m/s液体密度=390.1kg/ m3 ，=0.068 液体粘度=0.0088取=0.2，相对粗糙度：/d=0.0049雷诺数=1.29* 查得： =0.03取管路长度：l=30m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个则令，即有而液体流量=5.15 m3/h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：50F-16系统所需的泵及主要参数表5.4 泵及主要参数型号进料泵AY回流泵100F-57釜液泵50F-1

35、65.4 管路设计进料管线取料液流速 =0.5 m/s进料乙烯（摩尔质量）=65% M=0.65*28+0.35*30=28.7 质量分数为 65*28/（65*28+35*30）*10063.4进料密度364.6kg/m3管径d=0.100m取管子规格1276.5。其它各处管线类似求得如下：表5.5 管线参数名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.51276.5塔顶蒸气管1519410塔顶产品管0.5895回流管0.519410釜液流出管0.5895仪表接管/252.5塔底蒸气回流管151336第六章 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

36、。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。6.1 系统控制方案表6.1 系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h乙烷 、乙烯L=4002FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3983PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=34.04HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3985HIC-01釜液面控制03m乙烷L=390.16TIC-01釜温控制56乙烷L=390.16.2 系统所需的主要设备及主要参数表6.2 系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形

37、式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯-乙烷精馏塔浮阀塔D=1400mm,Np=68H=41.01m操作温度t=4.0操作压力P=2.63Mpa2E-101原料预热器3E-102塔T-101顶冷凝器4E-103塔T-101再沸器5E-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原料中间罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V

38、-105不合格产品罐立式常压第七章 设计结果表7.1 塔计算结果表(1)操作条件及物性参数操作压力：塔顶 2.601MPa（绝压） 塔底 2.628MPa（绝压）操作温度：塔顶 -17 塔底 4表7.1 物性参数名称乙烷气相密度（Kg/m3）34.4液相密度（Kg/m3）390.1气相体积流率（m3/h）608.4液相体积流率（m3/h）58.32液相表面张力（dyn/cm）2.732(2) 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果表7.2 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）1.400空塔气速u（m/s）0.127板间距HT（m）0.45泛点率u/uf0.734液流型式单流型动能因

39、子F010降液管截面积与塔截面积比Ad/AT0.134孔口流速U0（m/s）1.684出口堰堰长lw（m）1.104降液管流速Ub（m/s）0.079弓形降液管宽度bd（m）0.273稳定系数k1.98出口堰堰高hw（mm）50溢流强度uL（m3/mh）52.83降液管底隙hb（mm）40堰上液层高度how（mm）0.040边缘区宽度bc（mm）50每块塔板阻力hf（mm）0.1085安定区宽度bs（mm）70降液管清液层高度Hd（mm）0.2209板厚度b（mm）4降液管泡沫层高度Hd/(mm)0.4418浮阀（筛孔）个数84降液管液体停留时间（s）5.72浮阀（筛孔）直径（mm）0.039

40、底隙流速ub（m/s）0.367开孔率（%）0.065气相负荷上限（m3/h）820.00气相负荷下限（m3/h）307.00操作弹性2.677.2 再沸器主要结构尺寸和计算结果表表7.3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4液太乙烷乙烯混合物50水出口4气态混合物30水流量Kg/h进口20909.871068.52出口20909.871068.52操作温度C进口450出口430操作压力MPa2.2680.101定性温度C440液体密度kg/m3390.1992.2导热系数W/mC0.09610.634热容kJ/kgC3.4314.417粘度PaS0.05660.653表面张力N

41、/m2.273气化潜热kJ/kg283.733气体密度kg/m334.4导热系数W/mC热容kJ/kgC粘度PaS8.8*10-6气化潜热kJ/kg283.733设备结构参数形式间壁式换热器台数1壳体内径mm800壳程数1管径mm管心距mm48管长mm4000排列方式正三角形管数目（根）164折流板数（个）25传热面积m278.355折流板间距mm160管程数1材质不锈钢管接管尺寸mm进口200出口350主要计算结果管程壳程流速m/s0.5590.746传热膜系数W/m2C1338.593677.57污垢热阻m2C /w0.0001760.00026阻力损失MPa4.881*10-3热负荷kW

42、1648传热温差C35.05总传热系数W/m2C953.32裕度%58.89备注第八章 设计评述当我把说明书整理到这时，心里才稍稍有点宽慰。完成了两周的设计，经历的过程是痛苦和曲折的。两个礼拜以来，看书、查资料、和同学讨论，以及向老师答疑释惑，从一片空白开始，到渐渐摸索出了路子，及至现在对整个设计的脉络的把握，只有亲身体验了其中的点点滴滴，才会有现在的充实。我们学完了化工原理课程，可以应付相对简单的考试，到了真正做设计的时候，才发现自己真的知之甚少，对知识的理解太浅，遇到困难甚至觉得无从下手，尤其是在真正运用知识的时候，感觉自己知道那部分知识，就是不会把它用在自己的设计中。当设计终于做完的时候

43、，其中必定充满了很多很多的错误，但我完全可以坦然面对这些错误，因为进步正是在错了再改，一改再改的前提下产生的。经过这次课程设计，我深刻的体会到：从书本上的理论知识到真正的生产实践，期间的距离真是差了很远，只是从书本到书本，我们永远也体会不到知识到实用的步骤，也永远体会不到设计者的艰辛和快乐！真应该感谢这样一次机会，让我们既有“痛苦”,也有“快乐”！这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理和具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，这还是一次全面学习的机会，从Word、Excel,到AutoCAD,还有编程

44、语言，都有全面的历练！总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。附 录附录一 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，

45、王松汉，化学工业出版社，2002年。7、化工原理，大连理工大学，高等教育出版社，2002年。 附录二 主要符号说明表8.1 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，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，m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（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液

46、层高度表示），mC计算液泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），m液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，m孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E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F0气体的阀孔动能因子，n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Past阀孔中心距，m密度，kg/ m3u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/