《化工单元过程及设备课程设计--精馏塔及辅助设备设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工单元过程及设备课程设计--精馏塔及辅助设备设计.docx（35页珍藏版）》请在课桌文档上搜索。
1、化工单元过程及设备课程设计（精储塔及辅助设备设计）前百本设计说明书包括任务书、精馆过程工艺及设备概述、精馆塔工艺设计、再沸器的设计、辅助设备的设计、管路设计和控制方案共7章。说明中对精馈塔的设计计算做了一些阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了比较正确的说明。鉴于设计者经验有限，本设计中肯定会存在许多各种各样的错误，希望各位老师给予指正最后感谢老师的指导和参阅！第一章任务书4第二章精储过程工艺及设备概述5第三章精储塔工艺设计7第四章再沸器的设计18第五章辅助设备的设计26第六章管路设计30第七章控制方案30*C5CJlCc*cc*ccccC5C第一章、任务书处理量：14OkOnII/h产
2、品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料65%,塔顶产品99%塔底产品（1虬设计条件L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M=99%釜液乙烯含量XWWM,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：循环冷却水回流比系数:RRmin=l.7塔板形式：筛板处理量：140kmolh,安转地点：大连塔板位置：塔底第二章、精储过程工艺及设备概述精憎是分离液体混合物（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。精储过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液
3、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。为实现精循过程，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。L精编装置流程精储就是通过多级蒸储，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，是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。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液体）经过料管由精储塔的某一位置（进料板处）流入精储塔内，开始精编操作，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
4、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储塔。3 .工艺流程（1）精储装置必须在实弹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，从而保证精储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
5、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。4 .设备简介及选用所用设备主要包括精僧塔及再沸器和冷凝器。1)、精储塔精储塔是一圆形筒体，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。简单精微中，只有一股进料，进料位置将塔分为精储段和提储段，而在塔顶和塔底分别引出一股产
6、品。精谯塔内，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。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。2) .再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精储塔，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
7、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。精储塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器第三章精僧塔工艺设计一、精僧过程工艺流程L分离序列的选择对于双组分精储或仅采用单塔对多组分混合物进行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）。2 .能量的利用精微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，
8、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，降低精储过程或生产系统能耗量是十分必要的。1） .精储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） .精储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）二、精储过程工艺计算一）、理论板个数的计算精储塔的分离计算是精微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、
9、温度及压力；确定精储塔内温度、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(三)以及热量衡算方程（三）,即描述复杂精馈塔的基本方程(MESH).基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焰及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。L处理能力及产品质量(物料衡算及热量衡算)物料衡算Z*iinF=QnDQnWJQnFXF=QnDXD+QnvXWQnF=140kmol/h,xf=0.65,xd=0.99,xw=0.01解得：=91.43kmol/h,QflW=48.57kmol
10、/h塔内气、液相流量精微段：QnL=RqD,qnV=qnL+qnD提微段：clnL-cInL+QnF,QnVnV热量衡算再沸器热流量=y再沸器加热蒸汽的质量流量a=&rR冷凝器热流量Qc二Vrv冷凝器冷却剂的质量流量GC=CVW2F)2 .塔板计算1) .假设塔顶温度T=25665K,查取乙烯乙烷Antoine常数。由Antoine公式InE=A-3，计算得乙烯乙烷的Pi,由=上二&计算出乙烯塔顶含量为0.99满足设计要求，故温度假设正确。得到塔顶相对挥发度为a=PP;=1.47406；对归一方程判据，收敛误差在1%。以内。(XX2) .根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程I”；、，%e=0
11、65,l(-l)xexd-ye解得Ve=0.732486。Rmin=3.121912,贝!庐L7Rnin=5.30725。ye-e3) .根据得到的R值计算精僧段操作方程笫+1=白怎+总,1=0.8414522970.156962226即可计算第二快塔板上升到第一块板内值。4) .由第一块板计算得到的西和乃值，及按工程经验，相邻塔板的压降为100mm液柱。由密度和混合物组成计算A=0.382kpa,即从上到下每块板压力增加0.382kpa0由这些参数按照同第一块板的计算方法，可计算出第二块的各个参数。以此类推，得到逐板的数据。5) .经过模拟计算，得到理论板数N尸42块。(各板的计算数据见咐表
12、)3 .摩尔流量QnL-R*%o=485.2418675kmolhqfiv=576.6718675kmol/hqnL=QnL+cInF=625.2418675kmol/hQ11v=cinV=576.6718675kmol/h4.操作线方程精偏段操作方程：Rxd二Xn+R+1/?+1=0.841452297Z+0.156962226提循段操作方程：.%QnWxWclL + qqF QnW QnL + WnF - QnW+=l.08422-0.000017345.确定实际塔板数理论板数：42（包括釜）；进料位置：从上至下第19块实际板数：41/0.6=68.3333,取整：69o实际进料：从上至下
13、第19块。二）、塔板设计计算1 ,物性参数（以塔底查取）T=278.59,P=2.6226Ma塔底（釜液）中乙烯含量相对乙烷少的多，故计算釜液气液相密度P时，可近似取乙烷对应密度：液相：Pl=386kgm3气相：Pv=L353*2.6226/0.10325=34.37kgm3液相表面张力取。=2.69mN/mqnv=576.6718675kmolh=17300.15603kg/h=503.3505m3h=0.1398196m3s=485.2418675kmolh=14557.25603kg/h=37.7130985m3h=0.0105m3s2 .初估塔径两相流动参数为y=/后=%后=0.304
14、77设间距：W7=O.5m查费克关联图得GO=0.0615，、0.2气体负荷因子C：C=C20=0.0412液泛气速Nf：=CJq/=0.14泛点率取%/二7操作气速U巾.098RzS所需气体流道截面积4A=匕=L716475uAd选取单流型，弓形降液管踏板，取丁二0.1l,AAO则7二1-7二0.9故塔板截面积Ar二卷二1.90719f塔径D：D=W=L558305m圆整：取L5勿则实际塔板截面面积A,=1.77481mAA参数才取推荐值=0.103降液管截面积A。=。.1828f气体流道截面积A=I.597329nf实际操作气速800991nf实际泛点率%,=0. 704且二0.5加，D=
15、l.5m符合经验关系3 .塔高计算实际板数.二69,精微段32,提偏段37（含釜）塔有效高度Z0=0.569=34.5m釜液流出量：9卬=48.57A质量流量为：Qmw=1457.1kg/h体积流量九卬二与匕二3.775Pl设釜液停留时间为20力釜液高度Z=q=0.712mJTVD进料处两板间距增至0.8%69块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处/二0.8R裙坐取5勿塔顶及釜液上方气液分离高度取1.5/总塔高Z=Zg+Z+（0.8-0.6）5+L5x2+5=44.212勿（圆整取Z=45m）4 .溢流装置的设计采用弓型降液管（根据课设p207）D=l.5/z?Ar=L90719/；组二0.1Ad
16、=O.1828N查得上二0.732,=0.732O=1.098勿即为堰长D堰宽=255mm,降液管面积为二0.1828W5 .溢流堰取B=I.0；堰高取hw=0.050/77堰上液头高产2.84、10-3七(上产=0.0357m6mm，w取底隙%,=50mm=00511b则液体流经底隙的流速/二-0.307ms(0.8-0.9m),采用分块式塔板；取塔板厚度=4mm;整个塔板面积：受液区和降液区面积2Ad=0.3656m2入口安定区和出口安定区bs=70mm=0.07m边缘区bc=50mm=0.05m选择塔板为单流型，有效传质面积Aa=2xM+rSinT(与r堰长lw=D*0.732=1.09
17、8m堰宽久二0255mx=-(bs+)-0.425r=-b=O.72C求得4z=L0812M筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开空率夕二4/4=0.907*(4)2=0.057取d0=4m,t=4*d0,得夕=0.058345筛孔总截面积A夕*4=0.063M筛孔气速。=匕/4=2.72435ms筛孔个数n=o(-*2)=264O个47 .塔板流动性能的校核1） .液沫夹带量的校核由Flv=O.30477泛点率0.7查得夕二0.0049R=液体kg气体一（P/廿2Hd,故不会发生降液管液泛4） .液体在降液管内停留时间E应保证液体在降液管内的停留时间大于35s,才能保证液体所夹带气体的释出=Ad
18、HLs=8.4055s带气体可以释放，满足要求。5） .严重漏液校核=0.0056+0.13(v+w)-以=0.016165液柱，稳定系数K=W0/w0=yhho=O.O5514/0.0147=1.6981.5-2.0不会发生严重漏液。8 .塔板性能负荷图1)过量液沫夹带线令4二0.1,代入关系式，得到匕二7393-125.3142Zzj2)液相下限线令如=2.84x10%=0.006,得到乙二3.41谣/hJW)3)严重漏液线Yh=(b+c琛产式中：a=15940AoCo77=3204.12234b=0.0056+0.13%-h=0.011532C=3.69Xi(4/琛二3.3210-4所以
19、，=3204.12234(0.011532+3.32o-473)54)液相上限线一一保证液体在降液管中有一定的停留时间AH令汇=TJ=5s，则降液管最大流量4尸88.48146万力？LS5)降液管液泛线Hd=(Hr+ow)或(Hr+how)=%,+how+勺+hd,显然为避免降液管发生液泛，应使均(KHT+h0w)将上式表示为Lh与Vh的关系，axv=b-c&-dx甲式中：a=3.934l-臂卜Acy=9.736310b=0.304c=3.4421106d=4.38141(39 .五条曲线联合构成负荷性能图其中：操作点为匕尸818.269dh,=61.0605d/h在可见操作点在图中，基本处于
20、图形中间偏右位置，故基本满足要求。V塔板的操作弹性：音”二2.49v,min第四章再沸器的设计1.选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.60696Mpa（绝对压力）压力降AP=382Pa塔底压力：2.6226225Mpa（绝对压力）再沸器壳程与管程的设计条件温度/6压力（绝压）/&a冷凝量/（检?）蒸发量（kgH）壳程/加热水IOO （度）101.325 Kpa管程/釜液5. 5 ( C)2. 6226 Mpa19149. 188kgQnV=cInV=576.6718675kmol/hqnL=QnL+cLnF=625.2418675Aro壳程流体在定性温度100C下的物性数据潜热4二2258.妹
21、J/kg热导率2r=0.683w/mK粘度4=0.283x10 3 mPa?密度 2 =958.4kg/ m3逆流传热管程流体在5.5。Tr的潜热 rb =283.733mg粘度”二00566mRz s热导率4=0.0961 w(m K) 密度4 =386依/加液相定压比热容CP广3.431 kJ（kg K）表面张力% =2.6897 mN ,m气相粘度4=0.0088 mPa s气相密度 pl. =35.012 kgm3蒸汽压曲线斜率(Ap)s=2.56545XIO-3n2Kkg塔底压力下饱和温度为tb=5.52.估算设备尺寸(1)用式=匕九=匕九计算热流量Q=2045.254kJ/s(2)
22、计算传热温差,=94.5C(3)假设传热系数三658%(给，则可以用式4=会估算传热面积p=32.892/(4)拟用传热管规格为中38x2.5三,管长L=3m,则可用式n7=与计算传7Ci0L热管数华=92。(5)若将传热管按正三角形排列，则可以用式b=Ll/7=10.55取管心距t=48zzzR,则壳体内径O=ZS-1)+(23)4)计算壳径。=572.44廊，取0=60Omm=O.6mL/D=5(46)且取管程进口管直径。=300mm,出口管直径2二450三2 .传热能力校核(1)显热段传热系数K,.1)设传热管出口汽化率,=0216,则用式叱=ZV%计算叱为33.372依2)显热段传热管
23、内表面传热系数生用式G=叱/%,计算传热管内质量流量G=424.11kg(n2s)用式计算Re二也雷诺数检=247272.1,.二Q也普朗特数为4二2.020755,Rel()4,0.6V160,显热段管长与管径之比大于50时，用式%=0.023与Re。w产计算显热段传热管内表面传热系数生二1831/(序心3)计算管外冷凝表面传热系数,计算蒸汽冷凝的质量流量Dc=QIrc=0.9062kgs计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为M=0.9062(O.O3892)=0.0825计算冷凝液膜的ReO=4Mu=1166.22100计算管外表面传热系数为%=1.88R*p入3/uji3*075=
24、4416.41W/(nfK4)污垢热阻及管壁热阻沸腾侧a=0.00051177lm2*KW,冷凝侧(=0.00015m2*KV,管壁热阻时=0.0000511771m2*KW5)用式KLI厂Jr计算显热段传热系数K当+吟aid,4d,n%Kl=606.27W5冷(2)蒸发段传热系数KE1).用式Gh=3600G计算传热管内釜液的质量流量G=1526792.748/加7当年=0.216,用式X”=KIT)/W/?/严(V严计算Lockhat-Martinell参数为-L=0.864,由G”及工，查垂直管内流型XHX”图(Fair)得%=0.1X当x=0Axe,用式X=KlT)/幻飞人/金严/从产
25、计算Lockhat-Martinell参数-=0.33,再由G力及出查垂直管内流型X”X”图(Fair)得优=0.5；用式a=%!且计算泡核沸腾压抑系数=0.622)用式=计算泡核沸腾压抑系数。=0.3 2用式表面传热系数%b=1615494.7%(，给3)用式4=0023(,4)Re(17)P产计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数。尸1703.287W/B4)计算沸腾表面传热系数用式说=35(lX,l严计算对流沸腾因子5=2.01064用式即=EM计算两相对流表面传热系数即=3424.7给用式即=即+计算沸腾传热膜系数劭=488073.11W/5)用式KE =1 工+ R,%+Rw %
26、+RJ 4 dm 0计算沸腾传热系数K：K/977.63144%(小船；佟】(3(3)显热段和蒸发段的长度用式2二，、【即人计算显热段长LApITrdiNTKLMn30%,该再沸器传热面积合适3 .循环流量的校核（1）循环系统的推动力a6=%（a-万3-%gX当X=XeI3=0.072时，用式XLKlr）/幻“3/4产3/4产计算Lockhat-Martinell参数Xlt=3.62111用式用=之计算两相流的液相分率凡=0.38137（Xw+21Xw+1）用式瓦P=PVQ-RJ+PbRL计算X=Xe/3出的两相流平均密度万伊二168.8679依加3X当x=xe=0.216时，用式Xe=KIr
27、）/幻9（./外产3X严计算Lockhat-Martinell参数X”=1.15751用式&=9士W计算两相流的液相分率Rl=0.22423用式=A（I计算X=兀的两相流平均密度=113.7144kgm3式用=w（q-幺）-3jg中/值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为0.8,于是计算的循环系统的推动力为钻产4398.341P。（2）循环阻力1）管程进口管阻力M的计算Di?Pb用式G=坐计算釜液在管程进口管内的质量流速G=472.118kgm2s71Dj用式Rej=型计算釜液在进口段内的流动雷诺数Rei=2502393.532氏用式（卬0.0254）2计算进口管长度与局部阻力当量长度0
28、.3426（D,./0.254-0.1914）L,=35.04255m用式4=0.01227+笔计算进口管内流体流动的摩擦系数2=0.015064用式=44互计算管程进口管阻力M=508.03Pa2）传热管显热段阻力硬的计算4=Zl2X比42pb用式G=吆L计算釜液在传热管内的质量流速G=424.11kgm20.7854-NrU用式Re=也计算釜液在传热管内流动时的雷诺数Re=247272.1Nb用式2=0.01227+生泮计算进口管内流动的摩擦系数4=0.019Rvf,30用式馍=4生X互计算传热管显热段阻力AR=69.16RZ42pb3）传热管蒸发段阻力AG的计算屿=（口%+DP：；）4派
29、汽相流动阻力A的计算A%=4与X至4 2pv釜液在传热管内的质量流速G=424.11kgm2s当X=生=0.1443用式Gy=XG计算汽相在传热管内的质量流量GV=61.072kgm2s用式Rey=%计算汽相在传热管内的流动雷诺数Rev=229018.9Av用式儿=0.01227+崂学计算传热管内汽相流动的摩擦系数v=0.0192用式%=42X且计算传热管内汽相流动阻力%=7699842pv液相流动阻力的计算%组x且42pb用式GL=G-Gy计算液相在传热管内的质量流速3=363.0374kgm2s用式ReL以计算液相在传热管内的流动雷诺数ReL=I361390.2%用式=0.01227+耳泮
30、计算传热管内汽相流动的摩擦系数4=0.01579ReL用式Ml42x9计算传热管内汽相流动阻力A%=202.9596P42A用式=（DP：；+DPR）4计算传热管内两相流动阻力M=2059.6Rz4）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力8的计算W=GMiPb管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）G=424.11kgm2s用式M=支旦+包&-1计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系RLA（I-4）数M=2.40422用式=/ph计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力记=1120.32RZ5）管程出口阻力AG的计算气体流动阻力AKS的计算5=A,-42v用式G=也计算管程出口管中汽、液相总质量流
31、速G=209.83kg11J2sSo用式Gy=XG计算管程出口管种种汽相质量流速Gy=45.323kgm2s用式L=（卬00254）2计算管程出口管的长度与局部阻力的当0.3426（。/0.254-0.1914）量长度之和L,=52.2768m用式检、,=卫计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数R4=2317671.4从，用式4=0.01227+节华计算管程出口汽相流动的摩擦系数4,=0015146用式X且计算管程出口管汽相流动阻力AKS=I3.7824Pa42PvX液体流动阻力儿的计算5=4420用G=G-G，式计算管程出口管种种汽相质量流速G=I64.507依/Ws用式ReL上计算管程出口管中
32、汽相质量流动雷诺数R.=1307917.7用式=0.01227+能计算管程出口汽相流动的摩擦系数月二0.015845用式之=449L计算管程出口管汽相流动阻力A七=64.5257为4?PL用式B=(DP+DP)4计算管程出口阻力AP5=513.796RI6)4=+M+4+八2+记计算系统阻力阻力蜴=4270.9尸。循环推动力与循环阻力平的比值为祟=1.03APf循环推动力用略大于循环阻力AA说明所设的出口汽化率兀=0216基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章辅助设备的设计一.辅助容器的设计容器填充系数取2二0.71 .进料罐(常温贮料)近似取瓦=386依加3进料
33、质量流量F=140*0.65*28+140*0.35*30=4018kg/h进料罐容积V=与，其中,为停留时间，取1天，=124=24?PLkV=4018*24/(386*0.7)=356.89/圆整取358m32 .回流罐(20V)近似取Pl=386kgm3取停留时间为。=0.5%所以V=886.0041*28*0.5386=32.035m3V=45.9nj,圆整后取46加k3 .储出产品罐取产品停留时间为2天，即C=48QnD=91.43knolh,所以%=91.43*28/386=6.6322小为V=2l=455.349m3k圆整为456m34 .釜液罐取停留时间为5天，即T=120Qn
34、W-48.57kmol/h%=%y81195/Pv=1=258.85tn3圆整取260m3k二泵的设计L进料泵(两台，一用一备)管路直径d=0065/2流体流速u=0.5m/s流体密度=386kg/m粘度=0.0568mPas取c=025mm,相对粗糙度为d=0.004dup=2.046IO5查得;I=0.024取管路长度为/=80加，取90度弯管4个厂0.75,截止阀1个=7,文氏管流量计1个。则沙=(%112l+ZG*竺)=2.496d2gpg取Z=50/72AO2贝Je=AZ+-+-+f=52.51mPg2g,36OO=5.973m3h4选取泵的型号为SJA,扬程为1722Om，流量为5
35、-900/2.回流泵（两台，一用一备）管路直径d=0.025加流体流速u=0.5m/s流体密度=386kg/m粘度M=00566mPas取=0.25/M,相对粗糙度为c/庐0.01行细二8.525*IO4SWa=0.035去管路长度为/=100加,取90度弯管4个=0.75,截止阀1个=7,文氏管流量计1个。贝IJ=（-+O-+=2.0846md2gPg取Z=60mNP2则He=AZ+L+hf=62.82？Pg2gj3600=0.8836m3h4选取泵的型号为SJA,扬程为17-22Om,流量为5-900m/h3.釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.02In流体流速u=0.3m/s流体密度
36、=386kgii粘度=0.0566mPas取=0.2,相对粗糙度为ed=0.01止细=4.092*IO4查得”0.033去管路长度为/=30m,取90度弯管4个c=075,截止阀1个7,文氏管流量计1个。贝(hf=(-+O-+=2.39456nd2gpg取Z=-5.2mAO2则He=AZ+-+f=-2.8mPg2g,Q=X3600=0.34m3h4这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵，但非正常工作或停止工作时,需用该泵，不可忽略。第六章管路设计进料管线取料液流速u=0.5m/s进料乙烯(摩尔质量)Xf=65%M=O.65*28+0.35*30=28.7质量分数为65*28/(65*28+3
37、5*30)*100%=634%进料密度P=416.612口/桁3则=0.10116/?/Vu取管子规格为01146,其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速(mZs)管线规格(mm)进料管0.5068X4塔顶蒸气管1401218塔顶产品管0.50200X9.4回流管0.50150X9釜液流出管0.5045X5仪表接管塔底蒸汽回流管140114X6第七章控制方案精馈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。精馈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。系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性P1,(kgm3)
38、1FIC-Ol进料流量控制03000kgh乙烷、乙烯Pl=3862FIC-02回流定量控制01500kgh乙烯Pl=3863PIC-Ol塔压控制03MPa乙烯Pv=35.014HIC-02回流罐液面控制O-Im乙烯Pl=3865HIC-Ol釜液面控制03m乙烷Pl=3866TIC-Ol釜温控制56乙烷Pl=386系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-IOl乙烯-乙烷精储塔筛板塔D=1600nun,Np=65H=49m操作温度r=5.38操作压力P=2.6Mpa2E-IOl原料预热器3E-102塔T-Iol顶冷凝器4E-103塔Tjol再沸器5E-104
39、塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-IOl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-IOl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-105不合格产品罐立式常压附录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，2mFlv两相流动参数降液管截面积，病G质量流量，kg/hAO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，序H,d降液管内泡沫
40、层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，加Ht塔板间距，团b塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙,mbd降液管宽度，m町液泛气速，bs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（以清液层高度表不），mC计算液泛速度的负荷因子hi塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mNm时的负荷因子hi.塔板上清液层高度，mCo孔流系数ho干板阻力（以清液层高度表zj）,mD塔径，mIw堰长,mdo阀孔直径，相M摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mPf塔板阻力降，Nm2E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，依05/（s./5）n浮阀个数Fi实际泛点率q进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比a相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（D液体粘度，P
