1、前言設(shè)計(jì)就是根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)的要求，綜合各方面知識(shí)而設(shè)計(jì)的 滿足生產(chǎn)要求的工程技術(shù)方案?；ろ?xiàng)目設(shè)計(jì)的基本過(guò)程是，可 行性研究、工程設(shè)計(jì)、詳細(xì)設(shè)計(jì)、項(xiàng)目施工、開(kāi)車驗(yàn)收等。我們 這次課程設(shè)計(jì)主要是初步設(shè)計(jì)即方案設(shè)計(jì)和設(shè)備設(shè)計(jì)。本設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)包括概述、流程簡(jiǎn)介、精餾塔、再沸器、輔助 設(shè)備、管路設(shè)計(jì)和控制方案共七章。說(shuō)明中對(duì)精餾塔和再沸器的設(shè)計(jì)計(jì)算做了詳細(xì)的闡述，對(duì)于 輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)也做了簡(jiǎn)單的說(shuō)明。鑒于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，本設(shè)計(jì)中還存在許多的錯(cuò)誤，希望各 位老師給予指正。感謝老師的指導(dǎo)和參閱！目錄 TOC o 1-5 h z 第一章概述4第二章1.1精餾塔5 HYPERLINK l bookmark1

2、3 o Current Document 1.2再沸器51.3冷凝器5 HYPERLINK l bookmark23 o Current Document 第三章 方案流程簡(jiǎn)介62.1精餾裝置流程6 HYPERLINK l bookmark30 o Current Document 2.2工藝流程62.3設(shè)備選用7 HYPERLINK l bookmark41 o Current Document 2.4處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量7 HYPERLINK l bookmark45 o Current Document 第四章精餾塔工藝設(shè)計(jì)93.1設(shè)計(jì)條件93.2物料衡算及熱量衡算93.3塔板數(shù)的計(jì)算10

3、3.4精餾塔工藝設(shè)計(jì)133.5溢流裝置的設(shè)計(jì)153.6塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取163.7塔板流動(dòng)性能校核173.8負(fù)荷性能圖1922第五章再沸器的設(shè)計(jì) TOC o 1-5 h z 4.1設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件224.2估算設(shè)備尺寸234.3傳熱系數(shù)的校核244.4循環(huán)流量校核27 HYPERLINK l bookmark203 o Current Document 第六章輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)32 HYPERLINK l bookmark238 o Current Document 第七章管路設(shè)計(jì)38第八章控制方案39附錄一主要符號(hào)說(shuō)明40 HYPERLINK l bookmark244 o Curr

4、ent Document 附錄二參考文獻(xiàn)44附件一 C程序附件二matlab程序附表三塔板負(fù)荷性能圖第_章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、石油化工等工業(yè)中得到廣泛的應(yīng)用。精餾過(guò)程在 能量劑驅(qū)動(dòng)下，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)原料中各組 分的分離。精餡塔精餾塔是該工藝過(guò)程的核心設(shè)備，精餾塔按傳質(zhì)元件區(qū)別可 分為兩大類，即板式精餾塔和填料精餾塔。本設(shè)計(jì)為板式精餾塔。 精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板，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，

5、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)為浮閥塔，浮閥塔板綜合了泡罩塔板和篩板塔板的優(yōu) 點(diǎn)，塔板上的孔較大，每個(gè)孔還裝有可以上下浮動(dòng)的浮閥。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 兩相間的接觸傳質(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

6、。再沸器的熱源一般采用飽和水蒸 氣，但考慮到我們所要處理的情況，再沸器中需要加熱的塔 釜液溫度為5C,所以我們可以用廉價(jià)的40r左右的的熱水 加熱即可。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、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)。2.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。第二章方案流程簡(jiǎn)介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)多次混合接觸和 分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的

7、傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度 的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。流程如下：原料（乙烯和乙烷的混合液體）經(jīng)進(jìn)料管由精餾塔中的某一 位置（進(jìn)料板處）流入塔內(nèi)，開(kāi)始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立 起適當(dāng)液位時(shí)，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相 沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。將 塔頂蒸氣凝液部分作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝 液作為回流返回塔頂?；亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆颠^(guò)程中與 來(lái)自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再 沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則 作為塔底產(chǎn)品采出。工藝流程1）物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸精餾過(guò)程必須在適當(dāng)?shù)?/p>

8、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，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運(yùn)行。2）必要的檢測(cè)手段為了方便解決操作中的問(wèn)題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必 要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度等各項(xiàng)參數(shù)。另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測(cè)維修。3）調(diào)節(jié)裝置由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅?置一定數(shù)量的閥門(mén)進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)， 即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。設(shè)備選用精餾塔選用浮閥塔，配以立式熱虹吸式再沸器。處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量處理量： 140kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料

9、：xf=65%塔頂產(chǎn)品：XD=99%塔底產(chǎn)品：Xwi%第三章精館塔工藝設(shè)計(jì)第一節(jié)設(shè)計(jì)條件工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量Xf=65% （摩爾百分?jǐn)?shù)）塔頂乙烯含量氣=99%,釜液乙烯含量XwW1%,總板效率為0.6。.操作條件：1）塔頂操作壓力：P=2.5MPa （表壓）2）加熱劑及加熱方法：加熱劑熱水加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：制冷劑4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.3.塔板形式：浮閥4.處理量：q =140kmol/h nfh.安裝地點(diǎn)：大連.塔板設(shè)計(jì)位置：塔底第二節(jié)物料衡算及熱量衡算一物料衡算求摩爾流量 FXf=DXd+WXwF=D+W解得：D = 91.4286kmol/h ;W=

10、48.5714kmol/h塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：L =R D; V =（R+1） - D;2） 提餾段：L =L+q F; V =V-（1-q） F;L =V +W;二熱量衡算1）再沸器熱流量：QR=Vr再沸器加熱熱水的質(zhì)量流量：Gr=QR/rR2）冷凝器熱流量：QC=V r冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=。/（匕（匕-匕）第三節(jié)塔板數(shù)的計(jì)算泡點(diǎn)計(jì)算：泡點(diǎn)計(jì)算流程圖如下：計(jì)算過(guò)程包括: 假設(shè)塔頂溫度Tto=256K 經(jīng)代計(jì)算得塔頂溫度Tt=255K塔頂壓力 Pt=2500+101.325=2601.325KPa；由 P-T-K 圖讀得：KA=1.00 ; KB=0.69;以1 =A =1

11、.449； K B預(yù)設(shè)塔板數(shù)為75 （含釜），則塔底壓力Pt =Pt+1000*9.8*100*0.001*74*0.001=2673.87KPa假設(shè)塔頂溫度Tto=257K經(jīng)代計(jì)算得塔頂溫度Tt=257K由 P-T-K 圖讀得：Ka=1.48 ; Kb=0.995;以2= KA /KB=1.487以=（以1+以2）/2=1.468計(jì)算過(guò)程包括:泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1 q 線：x=xf axy =+ （a-1） x代入數(shù)據(jù)，解得 xe=0.65;ye=0.7325;R min =、e =3.165;y x eeR=1.3Rmin=4.1145;為逐板計(jì)算過(guò)程：逐板計(jì)算流程圖如下:X , y , NF

12、 , NTjjy =X =0.99（X =nn 以一（x 1）yny =4+/+1 R + 1 n R + 1直至Xi xf理論進(jìn)料位置：第23塊板進(jìn)入提餾段:xnyn以一（X 1） ynq + qqyn+1x qnWxq + qq q n q + qq q WnL nF nWnL nF nW1.10502 xn -0.00105直至x x計(jì)算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=45 （含釜）用C語(yǔ)言程序（見(jiàn)附件）進(jìn)行逐板計(jì)算得，該精餾過(guò)程需理論 塔板數(shù)Nt為45,進(jìn)料位置Nf=23,總板效率為Et=0.6，則實(shí)際塔 板數(shù)為Np=75,與假設(shè)相符，進(jìn)料位置為第37塊塔板。塔內(nèi)氣、液相流量：精餾段：L=376

13、.18256 kmol/h； V=467.611 kmol/h；提餾段：L =516.183kmol/h =15521.623kg/h=39.789 m3/h=0.011 m3/s；V =467.11 kmol/h=14061.06kg/h=281.109 m3/h=0.078 m3/s；第四節(jié)精餡塔工藝設(shè)計(jì)物性數(shù)據(jù)氣相密度：P V=50.2kg/ m3液相密度：P L =390.1kg/ m3液相表面張力：。=2.846mN/m初估塔徑氣相流量：qmVs=0.078kg/s液相流量：qmLs=0.011kg/s兩相流動(dòng)參數(shù)：F 京=質(zhì)=普4；+ =0.393VV sV mVsL初選塔板間距H

14、T=0.4m,查化工原理（下冊(cè)）P107泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖，得：C20.05q .2所以，氣體負(fù)荷因子：。=C I _-|=0.0338520 20 ）液泛氣速：uf = C ；Pp P，=0.088m/sV取泛點(diǎn)率為0.8操作氣速：u =泛點(diǎn)率Xuf=0.0704 m/s氣體流道截面積：A =虹=1.108m2 u選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.10;則 A / AT=1- Ad / AT =0.90截面積：AT=A/0.90=1.231 m2.-AAT塔徑：。=c C =1.252m圓整后，取D=1.4m符合化工原理書(shū)P108表及P110表的經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)實(shí)際面積：AT = D 2=1.

15、539 m24降液管截面積：Ad=ATX0.10= 0.1539 m2氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.358 m2實(shí)際操作氣速：u =0.0563m/sA實(shí)際泛點(diǎn)率：u / uf =0.640塔高的估算Np=75有效高度：Z= Ht XNp=30m釜液高度（略），進(jìn)料處兩板間距增大為0.6m設(shè)置4個(gè)人孔，人孔所在板間距增至0.6m裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.5m.設(shè)釜液停留時(shí)間為20min釜液高度：AZ=4*Vh/（3*3.14*D*D）=8.616m所以，總塔高 h=Z+0.5*5+5+1.5+1.5+8.616=47.616m第五節(jié)溢流裝置的設(shè)計(jì)降液管（

16、弓形）Lh=39.789 m3/h;由上述計(jì)算可得：降液管截面積：Ad=ATX0.10= 0.1539 m2由Ad/AT=0.10,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖可得：lw/D=0.724所以，堰長(zhǎng) lw=0.724D=1.013m溢流堰取E近似為1.08、一 、(q則堰上液頭高：h = 2.84 x 10 - 3 E 金lW取堰高 hw=0.06m,底隙 hb=0.03mA 2/3=0.03544mJ液體流經(jīng)底隙的流速：ub =紜=0.365m/sub0.5m/s 符合要求第六節(jié)塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取取塔板厚度6 =4mm進(jìn)出口安全寬度bs=bs =70mm邊緣區(qū)寬度bc=50mm由A

17、d/AT=0.10,查化工原理（下冊(cè)）P113的圖6.10.可得：24b /D=0.155 d所以降液管寬度：bd=0.155D=0.2177m=%- (b + b ) =0.48mr= D - b =0.65m 2 c有效傳質(zhì)面積：Aa選取F1型的浮閥=2( x - v r2 - x2 + r2 sin -1 ) = 1.123 m2 r閥孔直徑d0=0.039m;初選F0=11；計(jì)算閥孔氣速 = F0=1.55m/sVVn = s冗刀.d 2u400=42VF =、Pi0.78人嚴(yán)尸浮閥的個(gè)數(shù)選錯(cuò)排方式，其孔心距估算得90mm按實(shí)際可能的情況進(jìn)行調(diào)整確定按 t=105mm 布置 n=42計(jì)

18、算得兀刀n d 2中=- = 生:D 2D2 =0.03264第七節(jié)塔板流動(dòng)性能校核液沫夾帶量校核驗(yàn)證泛點(diǎn)率F1V ： By +1.36L ZF =LiA KCb FK=1;Z=D-2bd=0.966m;Ab=AT-2Ad=1.2312F1=0.217 或 F1=0.3138;均低于0.8，故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。塔板阻力hf的核對(duì)h = h +h +hf o 1 o臨界孔速，聯(lián)立方程閥全開(kāi):h =5.34區(qū)0 I*?閥未全開(kāi)時(shí)：h = 19.9wo.i75 / p 00L得 Uoc=l. 63m/S=uo按浮閥在未全開(kāi)的狀態(tài)下計(jì)算/l =E GlI 0 who=0. 0551 (m)+ h

19、 ) =0. 45X (0. 06+0. 0354)=0. 0954 (m) OWm液柱h 4x10” =o. 0000758 (m)h = h +h +h =0. f o 1 o降液管液泛校核Hd=/z +h + A + /z +hW OWfji 2式中 h = Hd所以不會(huì)發(fā)生液泛液體在降液管中的停留時(shí)間T5.七生二5.596s5s 滿足要求qv.s嚴(yán)重漏液校核取 F0=5；u = F頃=0.7057; 00 VK =上=2.1961.5 2.0；0故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜 第八節(jié)負(fù)荷性能圖1.過(guò)量液沫夾帶線 取 F1 = 0.8V ： Pv +1.36L ZV PvSpp ss p -pF =

20、 -_LV 或 F =-_L1AKCf1 0.78 AtKCfAb0.78AT時(shí)用第一式（多見(jiàn)）Ab=AT-2Ad=1.06880.78 At =0.78X2.011=1.5686Ab 0.78 At得 qvvsvlsqvvh=-3.4186qvlh+1060.92由上述關(guān)系可作得線液相下限線2/3=0.006牛W 整理出：qvLh=2.77 m3/h 由上述關(guān)系可作得線h = 2.84 x 10 -3 E與y軸平行嚴(yán)重漏液線取 F0=5;qvvh=127.44m3/h;由上述關(guān)系可作得線液相上限線令 T = Ad Ht =5s得：qvLh=44.28 m3/h ;由上述關(guān)系可作得線漿液管液泛

21、線令聽(tīng)叫+ = Hd將 % = hw + h +A + 氣 + hdA=0以及how與qvLh，hd與qvLh，hf與qvvh , qVLh的關(guān)系全部 代入前式整理得：qvLh =82.66m3/s上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖（見(jiàn)附件四）有圖可以看出：設(shè)計(jì)點(diǎn)位于正常操作區(qū)的中部，表明該氣液負(fù)荷 的波動(dòng)有較好的適應(yīng)能力。有圖查得qvvhmax =1060.92 m3/h, qvW127.44 m3/h故操作彈性：J qvvhm尸325所以基 本滿足要求。第四章再沸器的設(shè)計(jì)一設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件.選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：2601.35MPa塔底壓力=2673.8kpa

22、.再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度（C）404壓力（MPa絕壓）0.10132.67387蒸發(fā)量：Db= q,mVs =14051.71kg/h物性數(shù)據(jù)1）殼程凝液在溫度（70C）下的物性數(shù)據(jù):潛熱：rc=2334kJ/（kg.k）熱導(dǎo)率：A =0.618w/（m*K）粘度：口 c =0.406mPa*s密度：p c =977.8kg/m3管程流體在(4C 2.674MPa)下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=9.0373kJ/kg液相熱導(dǎo)率：入 b=100.5715mw/(m*K)液相粘度：口 b =0.0602mPa*s液相密度：p b =390.1kg/m3液相定比壓熱容：Cpb= 3.471k

23、J/(kg*k)表面張力：。b = 0.002846N/m氣相粘度：口 v =0.008855mPa*s氣相密度：p v =50.2kg/m3蒸氣壓曲線斜率 t/A P)=0.000157 m2 K/kg二估算設(shè)備尺寸熱流量：Qr= Vy b= Vy = 1173.08kw傳熱溫差：At = T - tb =40-5=35K假設(shè)傳熱系數(shù)：K=800W/( m2 K)估算傳熱面積Ap = Qr =58.65 m2K -At m 擬用傳熱管規(guī)格為：25*2.5mm,管長(zhǎng)L=3000mm則傳熱管數(shù)：N = 土 =249T 兀d L 若將傳熱管按正三角形排列，按式N廣3a*(a+1) +1得：a=8.

24、6,b=2x a+1=18.2管心距：t=0.035m則 殼徑：D = t(b -1) + (2 3)d =0.705m S0取 D= 700mmL/D=5.12取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.114m管程出口直徑：Do=0.303m三傳熱系數(shù)的校核1 .顯熱段傳熱系數(shù)K假設(shè)傳熱管出口汽化率則循環(huán)氣量：W = D =13.01kg/s t xe計(jì)算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)a i傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：G = K50di=25-2X2.5=20mm50 =：辦 Nt =0.078G = Wt = 166.81kg/( m2, s)5雷諾數(shù)：Re = = 55417.17Rb普朗特?cái)?shù):P = Cpb- =2.0

25、78bx顯熱段傳熱官內(nèi)表面系數(shù)：以=0.023甘Reo.8 P= 2427.43w/( m2iK)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算a o蒸氣冷凝的質(zhì)量流量：m = Q =14.039kg/s r c折流板間距 B=0.2D=0.2*0.705=0.141mSo=BD(1-d/t)=0.028管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：(口 2)/3a = 1.88 R/ e。 p 2 g X3 /污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2. K/w冷凝側(cè)：Ro=0.000264 m2. K/w管壁熱阻：Rw=b/A w= 0.00004789m2. K/w顯熱段傳熱系數(shù)dm=(di+do)/2= 0.0355m7

26、19.67w/( m2. K)K =?-=旦+ R匕+ R生+ R + -1 ad id w d O a蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計(jì)算傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws=420516kg/(m2. h)Lockhut-martinel 參數(shù):=0.931則 查設(shè)計(jì)書(shū)P96圖3-29得：a E=0.2在 Xe=0.3 X=0.2Xe=0.06 的情況下1 =0.193tt再查圖3-29, a =11/ X =5, p?5 匕 / %)2)泡核沸騰壓抑因數(shù):a =(a E+a )/2=0.6泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):anb=0.225 Po -i0.69C0.33P b -1Pd. ViI )=

27、60212.97w/( m2. K).8P：= 919.71w/( m2. K)單獨(dú)存在為基準(zhǔn)的對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): a = 0.023才官-x )1i沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE對(duì)流沸騰因子 七=3項(xiàng)X tt).5二1.54兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):a卬=tpai =1414.16 w/( m2. K)沸騰傳熱膜系數(shù)：a廣ap + aa .=37541.942w/(皿.K)K = 1/ftddt + 整 + 黑 + Ro + 舟=1101.46w/( m2. K)e ； a d d da I顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度 o0.0097LC =Ap /L - ( A nd _ N K At耳)+ c：p p tw

28、mLbc= 0.00971L= 0.029mLCD =L- Lbc= 2.97m傳熱系數(shù) K廣成匕+ K L卜=1097.74 實(shí)際需要傳熱面積：A =q/K at=42.75m2傳熱面積裕度：h = A - A ） A = 0.370.30 所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求四循環(huán)流量校核1)當(dāng) X=Xe/3= 0.1 時(shí)x =LGf) xL tt/ b 11 溫四 V L.1391 .循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力:兩相流的液相分率：R - Xi） =0.358 tttt兩相流平均密度：Ptp= P,l頊?+ PbRL=0.358kg/m32）當(dāng) X=Xe=0.30.931=0.201X= 6-x）打虹七）

29、=兩相流的液相分率:人，tttt兩相流平均密度冰=P( - R)+P R 火 vL b L=118.51kg/m3根據(jù)課程設(shè)計(jì)表3-19得：L=1.02m,則循環(huán)系統(tǒng)的推動(dòng)力： P = L P-Pj-1 P g=5174.16pa2 .循環(huán)阻力Pf：管程進(jìn)出口阻力AP1進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速：G = 嗎 =1274.61kg/(m2s)0.785D2釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)：Re =螞=2413715.5b進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)：人=0.01227 + 0.7543 = 0.151iR 0.38ei進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度：=13.68m=3491.8PaL _(D/0.0254) 2_ 0.3

30、426(D / 0.254 0.1914) 管程進(jìn)出口阻力：AP八二1 i D. 2pb傳熱管顯熱段阻力AP2G _=116.31kg/(m2 s)0.785d 2 ND G i _L-Re _ 空=55253.7Pb人=0.01227 + 0.7543 =0.0242R 0.38e竺=人 X 竺=1.25Paib傳熱管蒸發(fā)段阻力P3a.氣相流動(dòng)阻力 Pv3G = xG =33.262kg/(m2 s)Re = diGV=75125.9h V人=0.01227 + 0.7543 =0.02286R 0.38AP =X yX塵=4.918PaV 3 V d 2 pb.液相流動(dòng)阻力PL3GL=G-

31、Gv=133.05kg/(m2 s)Re l= J = 442026.6人=0.01227 + 0.7543 = 0.01767LR 0.38eAP =X Lcd x GL = 59.54PaL3L d2 PbAP = (AP1/4 + AP1/4 ) 4 = 331.5Pa3V3L3管內(nèi)動(dòng)能變化產(chǎn)生阻力P4 動(dòng)量變化引起的阻力系數(shù):、(1 x ) 2 p x 21 二 1458M = J + b e1 1.458R p (1 R )AP = G 2 M / p = 103.38pa;管程出口段阻力AP5WG = TD4oGv = xG =a.氣相流動(dòng)阻力APV5 二180.43kg/(m2

32、s)54.13kg/(m2 s)管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和:D 0.0254】L = 0.3426D 0.0254 0.1914)= 35.39mRey =、= 1852218.0人=0.01227 + .7543 = 0.0154VR 0.38AP =人 L x 氣=52.49Pa;V 5 v d 2 pb.液相流動(dòng)阻力 PL5G = G - G =126.3kg/(m2 s)Re =給=635696.0L R人=0.01227 + 0.7543 = 0.0169LR 0.38AP =人 L x G = 40.36PaL5L d 2 pbAP = (AP1/4 + AP1/4)4

33、= 738Pa+ P2 + P3 + 5 + 5V5L5所以循環(huán)阻力：?二?】P5= 4947.3 Pa又因 PD=4119.12Pa所以 AP AP =1.046D f(PDPf)/PD=0.0267,在 0.01 0.05 范圍內(nèi).第五章輔助設(shè)備設(shè)計(jì)一輔助容器的設(shè)計(jì)容器填充系數(shù)取：k=0.71 .進(jìn)料罐（常溫貯料）20C 乙烯 p li =280.2kg/m3乙烷 p =342.5kg/m3L2由上面的計(jì)算可知 進(jìn)料Xf=65%Wf=63.4%則平均密度為300.2 kg/m3進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=4026.4kg/h 取停留時(shí)間：x為3天，即x=72h進(jìn)料罐容積：y

34、 = q f = 1379.56m3P k圓整后取V=1380m；回流罐（-18C）質(zhì)量流量 qmLh=3600R qmDs =10553.6kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為20min,填充系數(shù)U =0.7則回流罐的容積y = qU = 17.918 m3 P k取 V=18m3.塔頂產(chǎn)品罐質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs=2576.2 kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為72h,填充系數(shù)=0.7則產(chǎn)品罐的容積y 二幻疽945.68 m3 p k取 V=946m3L釜液罐取停留時(shí)間為4天，即x=96h質(zhì)量流量 qmWh=3600qmWs =1460.5 kg/h則釜液罐的容積y =勺此=14

35、60.5 m3 pk取 V=1461m3L2二泵的設(shè)計(jì)1 .進(jìn)料泵（兩臺(tái)，一用一備）取液體流速：u=2.0m/s液相密度：300.2kg/ m3qvfs = qmfs / pl=0.00373 m3/sd=0.0487m取114x 7規(guī)格的管，d=50mm液體粘度口 取 =0.2相對(duì)粗糙度： /d=0.004Re=p ud/口 = (300.2x 1.9x 0.05)/0.000071=401676.0查得：入二0.028取管路長(zhǎng)度：l=50m取90度彎管1個(gè)(g=0.75),截止閥2個(gè)(每個(gè)g =6.0)，文 氏管流量計(jì)1個(gè)Z hf=(入(Z le/d)+Z g )ux u/2/g=7.50

36、m取 AZ = 50 m則 He = A Z + APf + U 2 + Z hf = 53 .67 m P g 2 gqVLh = : d2u - 3600 = 13.14ma/h選取泵的型號(hào)：AY 揚(yáng)程：3065m 流量：2.560m3/s2 .回流泵(兩臺(tái)，一開(kāi)一用)取液體流速：u=2.0m/s液體密度：280.2 kg/ m3qVL = qmL / p=0.0105m3/s, ：4qccd = .VLs = 0.128mV兀u取89x 3.5規(guī)格的管，d=82mm液體粘度口 取 =0.2相對(duì)粗糙度： /d=0.00244Re=dup /p =825005.3查得：入二0.02取管路長(zhǎng)度

37、：l=100m取90度彎管3個(gè)，截止閥2個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè) hf =（人巨 + 二）呸 * = 2.52m d2 g pg取乙Z=50m則 He = AZ + 空f(shuō) + 呸 + hf = 103.8m p g 2 gqVLh =4d2u 3600 = 38.02m3/h選取泵的型號(hào)：AY揚(yáng)程：3065m流量：2.560m3/s釜液泵（兩臺(tái)，一開(kāi)一用）取液體流速：u=0.4m/s液體密度：390.1kg/ m3qvws 二 qmWs/ p廣0.00104m/s, ，4qd =VWs = 0.0535mv兀u取60X 3規(guī)格的，d=54mm實(shí)際速度為u=0.454m/s管液體粘度 r = 0.0

38、56mPa s取 =0.2相對(duì)粗糙度： /d=0.00323Re=dup /呻170819.6查得：入二0.028取管路長(zhǎng)度：l=40m取90度彎管4個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1個(gè)V 1 + le 尸匕、u2 詢c乙 hf = （X+ 乙&） + = 2.47md2 g pg取 AZ = -6mHe = AZ + 也 + 性 + V hf = -3.53m P g 2 gqVLh=4d2u 3600 = 3.743ma/h該處泵揚(yáng)程為負(fù)值，正常工作時(shí)不使用，但非正常工作或停止工作時(shí)，需要使用。選取泵的型號(hào)：GI揚(yáng)程：101510m 流量：0.190m3/s第六章管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速：u

39、=0.5m/s貝。d = ：4 = 0.0806m 兀u取管子規(guī)格89X3.5。其它各處管線類似求得如下：名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進(jìn)料管0.5 70X3頂蒸氣管15 325X 10頂產(chǎn)品管0.5 60X3回流管0.5 180X3釜液流出管0.5 100X4.5儀表接管/ 25X2.5塔底蒸氣回流管15 159X4第七章控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。將本設(shè)計(jì)的控制方案列于下表序號(hào)位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性p l (kg

40、/m3)1FIC-01進(jìn)料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯p l=300.22FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯p l=390.13PIC-01塔壓控制03MPa乙烯p V=284HIC-02回流罐液面控制01m乙烯p l=4205HIC-01釜液面控制03m乙烷p l=4506TIC-01釜溫控制020乙烷p l=450總結(jié)經(jīng)過(guò)次課程設(shè)計(jì)，我的知識(shí)和認(rèn)識(shí)都有有了提高。這次課程設(shè)計(jì)完成后，我對(duì)化工原理這門(mén)課程的認(rèn)識(shí)上升到 了一個(gè)新的層面，對(duì)于上課時(shí)涉及較少的工藝流程也熟悉了不 少。從這次設(shè)計(jì)過(guò)程中認(rèn)識(shí)到化工原理知識(shí)在實(shí)際應(yīng)用中的重要 地位，這也讓我明確了將來(lái)的努力方向。在這次課

41、程設(shè)計(jì)中我初 步了解了化工設(shè)計(jì)的步驟和方法，為以后的課程設(shè)計(jì)指了方向。 此外，在做設(shè)計(jì)的過(guò)程中復(fù)習(xí)并掌握了許多計(jì)算機(jī)知識(shí)，例如C 語(yǔ)言，EXCEL，MATLAB，CAXA 等?？傊?，在這次課程設(shè)計(jì)中我受益匪淺，希望各位老師幫我之 處設(shè)計(jì)中的不足，使我能不斷提高和進(jìn)步。附錄一主要符號(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m2Z塔高mAa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積m2a相對(duì)揮發(fā)度Ad降液管截面積m2Fa氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m/)Ao板孔總截面積m2Nt理論塔板數(shù)AT塔截面積m2Np實(shí)際塔板數(shù)b液體橫過(guò)塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度mn浮閥個(gè)數(shù)bc塔板上邊緣寬度mp系統(tǒng)總壓力kPa組分

42、分壓kPabd降液管寬度m-pf塔板阻力降N/ m2bs塔板上入口安定區(qū)寬度m熱負(fù)荷w(kw)b s塔板上出口安定區(qū)寬度mq nD餾出液摩爾流量kmol/hC計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子q nF進(jìn)料摩爾流量kmol/hC20液體表面張力20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子qm質(zhì)量流量kmol/hCo孔流系數(shù)q nL液相摩爾流量kmol/hD塔徑mqnv氣相摩爾流量kmol/hdo浮閥孔直徑mq nW釜液摩爾流量kmol/hET塔板效率液流收縮系數(shù)qVLh液相體積流量m3 /hqVLs液相體積流量m3/sho克服液體表面張力的阻力mqVVh氣相體積流量m3 /hhow堰上方液頭高度mqVVs氣相體積流量m3/sh

43、w堰高mR回流比K相平衡常數(shù)r摩爾汽化潛熱kj/kmolk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)T熱力學(xué)溫度Klw堰長(zhǎng)mt攝氏溫度CM摩爾質(zhì)量kg/kmolFLV兩相流動(dòng)參數(shù)P密度kg/m3hd液體流過(guò)降液管底隙的阻力mo液體表面張力mN/mHd氣相摩爾焓kj/kmolT時(shí)間sH d降液管內(nèi)清液層高度m降液管中泡沫層的相對(duì)密度Hf降液管內(nèi)泡沫層高度mU浮閥的開(kāi)孔率HT塔板間距mhb降液管底隙mhf塔板阻力（以清液層高度表示m）u設(shè)計(jì)或操作氣速m/sht塔板上的液層阻力（以清液層 高度表示）mua通過(guò)有效傳質(zhì)區(qū)的氣速m/sho干板阻力（以清液層高度表示）muf液泛氣速m/sh o嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力muo閥孔氣速m/su o嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的篩孔氣速m/szf進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)x液相摩爾分?jǐn)?shù)y氣相摩爾分?jǐn)?shù)帶A.B組分名稱min最小c冷卻水max最大D餾出液n塔板序號(hào)e平衡opt適宜F