乙烯乙烷精餾工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書

1、乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 1 - 化工原理課程設(shè)計(jì)乙烯乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書學(xué) 院(系）：化工與環(huán)境生命學(xué)部專業(yè)：能源化學(xué)工程學(xué) 生 姓 名：楊旭學(xué)號(hào)：201341260 指 導(dǎo) 教 師：董宏光評(píng) 閱 教 師：完 成 日 期: 2016 年 7 月 7 日乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 2 - 目錄第 1 章概述 . - 4 - 第 2 章 方案流程簡(jiǎn)介 . . 錯(cuò)誤! 未定義書簽。2。1 精餾裝置流程. - 5 - 2.2 工藝流程 . . 錯(cuò)誤! 未定義書簽。2.2.1 工藝流程 . 5 2。2.2 能量利用 . 5 2。3 設(shè)備選用 . . 錯(cuò)誤! 未定義書簽。2.4 處理能

2、力及產(chǎn)品質(zhì)量要求. . 錯(cuò)誤! 未定義書簽。 2.5 設(shè)計(jì)的目的和意義 - 6 -第 3 章 精餾塔工藝設(shè)計(jì) . . - 7 - 3.1 設(shè)計(jì)條件 . . - 7 - 3.1 。1 工藝條件 . . - 7 - 3。1。2 操作條件： . . - 7 - 3。1.3 塔板形式： . . - 7 - 3。1.4 處理量： . . - 7 - 3。1。5 安裝地點(diǎn) : . . - 7 - 3.1 。6 塔板設(shè)計(jì)位置： . . - 7 - 3。2 物料衡算及熱量衡算 . . - 7 - 3.2.1 物料衡算 . . - 7 - 3.2.2 熱量衡算 . . - 8 - 3.3 塔板數(shù)的計(jì)算 . .

3、- 9 - 3。3。1 相對(duì)揮發(fā)度的查取. - 9 - 3。3。2 最小回流比計(jì)算 : . - 10 - 3.3 。3 逐板計(jì)算過(guò)程： . . - 10 - 3.4 精餾塔工藝設(shè)計(jì) . . - 11 - 3.4 。1 物性數(shù)據(jù) . . - 11 - 3.4.2 板間距和塔徑的初步選取. . - 11 - 3。4。3 校核 . - 12 - 3.4.4 塔板負(fù)荷性能圖. - 14 - 3。4。4 塔高的計(jì)算 . . - 16 - 第 4 章 再沸器的設(shè)計(jì) . . - 16 - 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 3 - 4.1 設(shè)計(jì)任務(wù)與設(shè)計(jì)條件. - 16 - 4.1.1 再沸器的選擇. - 1

4、6 - 4.1.2 再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì). - 16 - 4。1.3 物性數(shù)據(jù) . - 17 - 4。3 傳熱系數(shù)的校核 . . - 18 - 4。3.1 顯熱段傳熱系數(shù) kl . . - 18 - 4。3。2 蒸發(fā)段傳熱系數(shù) ke計(jì)算 . . - 19 - 4。3。3 顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度. - 20 - 4.3.4 傳熱系數(shù) . - 21 - 4.3 。5 傳熱面積裕度：. - 21 - 4.4 循環(huán)流量校核 . . - 21 - 4.4 。1 循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力：. - 21 - 4。4。2 循環(huán)阻力 pf： . - 22 - 第 5 章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì) . . - 24 - 5.1 輔助容器

5、的設(shè)計(jì) . . - 24 - 5.1.1 進(jìn)料罐（低溫高壓貯料 ) . - 24 - 5。1.2 回流罐（ 17低溫保存）. - 25 - 5。1.3 塔頂產(chǎn)品罐（ 17低溫保存 ) . - 25 - 5。1。4 釜液罐 (4低溫保存） . . - 25 - 5。2 泵的設(shè)計(jì) . - 25 - 5。2。1 進(jìn)料泵 . - 25 - 5。2.2 回流泵 . - 26 - 5。2.3 釜液泵 . - 27 - 第 6 章 管路設(shè)計(jì) . . - 29 - 第 7 章 控制方案 . . - 30 - 第 8 章 經(jīng)濟(jì)分析 31 第 9 章 設(shè)計(jì)評(píng)述及心得 - 33 -附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明 . . -

6、31 - 附錄二 第一次逐板計(jì)算數(shù)據(jù) . . 錯(cuò)誤! 未定義書簽。附錄三 塔計(jì)算結(jié)果表 . . - 37 - （1）操作條件及物性參數(shù). . - 37 - 附錄四 參考資料： . . - 39 - 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 4 - 第 1 章概述乙烯是用途最廣泛的基本有機(jī)化工基礎(chǔ)原料，大量由烴類裂解制得。為無(wú)色、略甜、易燃、易爆氣體，可在加壓和低溫下液化， 沸點(diǎn)-103。71 c,臨界溫度 9。2 c，臨界壓力 5。042mpa. 乙烯是重要的有機(jī)化工基本原料，主要用于生產(chǎn)聚乙烯、乙丙橡膠、聚氯乙烯等；石油化工最基本原料之一.在合成材料方面 ,大量用于生產(chǎn)聚乙烯、氯乙烯及聚氯乙烯,乙苯

7、、苯乙烯及聚苯乙烯以及乙丙橡膠等；在有機(jī)合成方面，廣泛用于合成乙醇、環(huán)氧乙烷及乙二醇、乙醛、乙酸、丙醛、丙酸及其衍生物等多種基本有機(jī)合成原料；經(jīng)鹵化，可制氯代乙烯、氯代乙烷、溴代乙烷?，F(xiàn)在，乙烯衍生物包括大量有機(jī)產(chǎn)品和高分子材料，因此,世界各國(guó)均以乙烯產(chǎn)量作為衡量一個(gè)國(guó)家石油化工生產(chǎn)水平的標(biāo)志精餾是分離過(guò)程中的重要單元操作之一，是實(shí)現(xiàn)乙烯分離和提純的重要步驟。精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置。蒸氣由塔底進(jìn)入.蒸發(fā)出的氣相與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點(diǎn)）組分不斷地向氣相中轉(zhuǎn)移，氣相中的難揮發(fā)（高沸點(diǎn))組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，氣相愈接近塔頂,其易揮發(fā)組分濃度愈高

8、，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，從而達(dá)到組分分離的目的。較常用的精餾塔包括篩板式、泡罩式以及浮閥式等. 再沸器（也稱重沸器）顧名思義是使液體再一次汽化。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，加熱蒸發(fā)成氣相返回塔中,另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕?.物料在重沸器受熱膨脹甚至汽化，密度變小,從而離開(kāi)汽化空間,順利返回到塔里，返回塔中的氣液兩相，氣相向上通過(guò)塔盤，而液相會(huì)掉落到塔底。由于靜壓差的作用,塔底將會(huì)不斷補(bǔ)充被蒸發(fā)掉的那部分液位. 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 5 - 冷凝器用以將塔頂蒸氣冷凝成液體,可分為部分冷凝器和全凝器兩種，一部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使

9、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 2 章 方案流程簡(jiǎn)介2。1 精餾裝置流程原料(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。回流液從塔頂沿塔流下，在下降過(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。2.2.1 工藝流程精

10、餾過(guò)程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(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。2.2 能量利用精餾過(guò)程是熱能驅(qū)動(dòng)的過(guò)程，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 . 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 6 - 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.包括適宜回流比和理論塔板數(shù)的選擇,進(jìn)料位置的選擇，進(jìn)料熱狀態(tài)的選擇，操作壓力的

11、選擇等. 精餾系統(tǒng)的能量集成：從全過(guò)程系統(tǒng)用能的供求關(guān)系進(jìn)行分析，將過(guò)程系統(tǒng)中的反應(yīng)分離、換熱等用能過(guò)程與公用工程（加熱蒸汽、冷卻水、電等）的使用一同考慮，綜合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸餾、熱泵技術(shù)、塔偶合技術(shù)等 .通過(guò)能量集成 ,可進(jìn)一步降低有效能損失，提高系統(tǒng)用能的完善程度。2。3 設(shè)備選用本設(shè)計(jì)采用篩板式精餾塔。篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)較低、塔板阻力小等突出有點(diǎn)，特別是近年來(lái)大孔徑篩板塔的發(fā)展解決了困擾已久的堵塞問(wèn)題。篩板塔已發(fā)展成為應(yīng)用日趨廣泛的一種塔板。塔釜配以立式熱虹吸式再沸器,與臥式熱虹吸式和強(qiáng)制循環(huán)式相比，立式熱虹吸式再沸器以釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差為循環(huán)推動(dòng)

12、力，能耗??；其結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高等優(yōu)點(diǎn)。但其殼程不能機(jī)械清洗，不適宜高粘度或較臟的傳熱介質(zhì)。2。4 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量要求處理量：180kmol/h 產(chǎn)品質(zhì)量 :(以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料： xf65塔頂產(chǎn)品： xd99塔底產(chǎn)品：xw12.5 設(shè)計(jì)的目的和意義通過(guò)多級(jí)蒸餾 ,使混合的乙烯乙烷氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞 ,使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而在塔頂?shù)玫礁呒兌鹊囊蚁谒椎玫礁呒兌鹊囊彝?為制備其他化工產(chǎn)品提供主要原料。乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 7 - 第 3 章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)3。1 設(shè)計(jì)條件3.1.1 工藝條件飽和液體進(jìn)料，

13、進(jìn)料乙烯含量xf65%（摩爾百分?jǐn)?shù)） ，塔頂乙烯含量xd99，釜液乙稀含量xw1% ，總板效率為 0.6 。3。1.2 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-3040循環(huán)水加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：液氨 4 ）回流比系數(shù) :r/rmin=1.5 3.1。3 塔板形式：篩板精餾塔3.1。4 處理量：fh=180kmol/h 3.1.5 安裝地點(diǎn)：大連3.1。6 塔板設(shè)計(jì)位置：塔頂3。2 物料衡算及熱量衡算3。2.1 物料衡算1。總物料衡算乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 8 - d+w=f dxd+wxw=fxf 解得：d=117.55kmol/h

14、 ;w= 62.45kmol/h2 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+qf；v=v-(1 q）*f; l=v+w; 解得 l=573.06kmol/h v=690 。61kmol/h l=753。06 kmol/h v=690.61 kmol/h 3。2.2 熱量衡算1）再沸器熱流量：vqrwr=1653.987kw再沸器熱水的質(zhì)量流量：)(c/21pttqgrr=29。01kg/s2）冷凝器熱流量 :dcvqr=1543。7kw冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：)(21ttcqgpcc=43.05kg/s乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 9

15、- 3.3 塔板數(shù)的計(jì)算3。3.1 相對(duì)揮發(fā)度的查取圖 3.1.1 塔頂壓力為 2。6mpa ，假設(shè)塔頂溫度為 -17ka=1.0,kb=0.7 d=ka/kb=1。0/0。7=1。429；又因?yàn)閕ioiixyppkax=0。99，bx=0.01 故ay=0.99 by=0。007 ay+by=0.997 0。9971=0。003，所選溫度基本符合以塔頂相對(duì)揮發(fā)度對(duì)全塔進(jìn)行逐板計(jì)算, 需理論塔板40（含釜），進(jìn)料板在第 19 塊理論板上 . 即需實(shí)際板（ 40-1）/0 。6=67 塊, 以每塊板100mm 乙烯清液注阻力計(jì)算，pb=pt+np=2600+67*0.1*9 。8402.8 31

16、0=2626。45kpa 塔底壓力為 2626。45kpa,假設(shè)塔頂溫度為5。0查圖 ka=1.48，kb=1.0 w=ka/kb=1。48；乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 10 - ax=0.01 bx=0。99 所以ay=0。0148 by=0。99 ay +by=1。0048 1。00481|=0.0048 ，所選溫度基本符合=(d+w ）/2=1.45；把校正過(guò)的相對(duì)揮發(fā)度用于對(duì)全塔進(jìn)行逐板計(jì)算，需理論塔板 41 塊（含釜） , 進(jìn)料板在第 20 塊。即需實(shí)際板（ 411）/0 。6=68塊。塔底壓力為 pb=pt+np=2600+68*0.1*9 。8402。8*9。8310=26

17、26。5kpa 3。3。2 最小回流比計(jì)算 :泡點(diǎn)進(jìn)料 :q=1 q 線：xe= xf代入數(shù)據(jù)，解得xe =0.65;ye=0。73=3.25 r=1 。5rmin=4.875 3。3.3 逐板計(jì)算過(guò)程：y1=xd=0。99 xxxxy）（145.1145. 1) 1(1eeedxyyxrmin15. 499.015. 45.4111ndnnxrxxrrynnnnny145.145. 1yy1yx）（）（乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 11 - 直至xi xf理論進(jìn)料位置 : 第 i 塊板進(jìn)入提餾段：直至xn xw 計(jì)算結(jié)束 . 理論板數(shù)： nt=n(含釜）( 詳細(xì)過(guò)程見(jiàn)附件一）3。4 精餾

18、塔工藝設(shè)計(jì)3。4。1 物性數(shù)據(jù)常壓 17下，乙烯的物性數(shù)據(jù)：液相密度：l =402。8kg/ m3 氣相密度：v =36kg/ m3（采用兩參數(shù)普遍化壓縮因子計(jì)算）乙烯 pc =5.041mpa tc =282。34k ， t=256.05k p=2.6mpa tr=0.907 pr=0。52 查圖 z=0。7 =pm/zrt=48.834 kg/m3液相表面張力： =2.598mn/m 3。4.2 板間距和塔徑的初步選取計(jì)算兩相流動(dòng)參數(shù) :00094.00904.1vqnqnwvqnlqnxxxnwn1nynnnnny145.145. 1yy1yx）（）（248.0vmslmsvvlvsvl

19、lvslvf乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 12 - 初選板間距 ht=0。4m 依據(jù)化工原理（下）圖8。2。25查得 c20 =0。055 得 c=0 。0366 泛點(diǎn)氣速=0.1167 m/s 假設(shè)泛點(diǎn)率為 0.8, 則實(shí)際氣速為u=uf0。8=0。09336 m/s 所需流通面積 a= vvs/u=1。69 m2 選用單流型弓形降液管，假設(shè)ad / at=0.09 ，tdtaaaa1/=1.86m2則塔直徑為tad4=1。54m 圓整 d=1.6m則實(shí)際氣速 =0。086m/s, 實(shí)際泛點(diǎn)率=0.74（要求在 0。6-0 。8 之間）溢流裝置的選定取 ad / at=0.09，底隙bh

20、=40mm, 堰高wh=0。06m,依據(jù)化工原理 (下）圖 8。2.23 查的 lw/d=0.7,bd/d=0.14,bd=0.224m wl=1。12m 取 bc =0 。05m 得 r=d/2-bc=0.75m 取 bd=bs=0.06m 得 x= d/2- （bd+ bs)=0.636m選孔直徑為 5mm （要求 38mm ），孔心距 t=5do vvlfcu2. 02020cc03.0lvh1084.23/23wowleh21222644.1)sin(2mrxrxrxaa)/1/()4/14.3/2stdvaadvu（乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 13 - 開(kāi)孔數(shù) n= aa*/

21、（/4* do2）=3036 開(kāi)孔率為= =0.0363 篩孔氣速 uo=vvs/ao= vvs/(*aa)=2.646 m/s3。4.3 校核1) 溢流強(qiáng)度校核whlqvl=36.9m3/m。h100-130 m3/m。h 2）液沫夾帶量校核依據(jù)化工原理（下）圖8.2.27 查得=0。006 ev=vllssv1vv=0.056kg 液體/kg 氣體. （須小于 0。1）3)阻力校核選取板厚為 3mm 則 do/=1。67，依據(jù)化工原理（下 ) 圖 8。2.28 查得c0=0.8. a干板阻力 ho= =0。055m ua=vvs/(at -2*ad）=0。0957m/s fa=2/1auv

22、=0.57 依據(jù)化工原理（下）圖8。2。29查得=0.78. 溢流堰高 hw=60mm b液層阻力 hl=）owwhh(=0.0702m c克服液體表面張力阻力h=o3gd10*4l=0.000526m 塔板阻力 hf= h+ho+hl=0。1257m(阻力適當(dāng)）200ug21）（clv2tdo907.0）（乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 14 - 4）降液管液泛校核a泡沫層厚度校核底隙厚度 hb=40mm （要求在 3040mm ）hd=0。225m,經(jīng)過(guò)計(jì)算發(fā)現(xiàn)液面落差可以忽略。泡沫高度 hd=dh取=0。6 則 hd=0.375m30. 傳熱面積裕度合適，滿足要求。4。4 循環(huán)流量校核

23、4.4 。1 循環(huán)系統(tǒng)推動(dòng)力：i.當(dāng)x=1/3xe時(shí)=4.12兩相流的液相分率： =0.403兩相流平均密度： =178。0013kg/m3ii.當(dāng)x=xe時(shí) = 1。344兩相流的液相分率 : = 0。2413 兩相流平均密度： = 120.612kg/m3根 據(jù) 課 程 設(shè) 計(jì) 表3 19 得 ：l=0.9m, 則 循 環(huán) 系 統(tǒng) 的 推 動(dòng) 力 ：= 5071.036308pallklkkcdebclctkamccqaaaccphvbbvxxxtt1. 05. 09. 0112125 .0xxxrttttttlrrlblvtp1_vbbvxxxtt1.05 .09 .0112125.0x

24、xxrttttttlrrlblvtp1_gltptpbcddlp_乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 22 - 4.4 。2 循環(huán)阻力 pf：1) 管程進(jìn)出口阻力 p1 進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： =586.1994964kg/(m2s)釜液進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)： =2526721。967 進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù): = 0.015053379 進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度： =29。29864422m 管程進(jìn)出口阻力： =777.6076952pa 2）傳熱管顯熱段阻力 p2 =327。1202547kg/(m2s）=112800.0878 = 0.021341237 =6。750578333 pa 3

25、）傳熱管蒸發(fā)段阻力 p3 氣相流動(dòng)阻力 pv3 =43。61603396kg/(m2s) =106771。197 =0。021532571 =86.42859008pa 2785.0iidwgbigdre38. 07543.001227.0ieir)1914.0254.0/(3426.0)0254.0/(2iiddlbiiigdlp221tiindwg2785.0bigdre38. 07543.001227.0erbibcgdlp222xggvvvivgdre38.07543. 001227.0vevrvvicdvvgdlp223乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 23 - a.液相流動(dòng)阻力 p

26、l3 gl=g-gv=283。5042207kg/(m2s） = 694012。7802 =0.016818042 = 256。0883954pa = 2469.48913pa 2) 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)： = 2。239504707 = 614.7874821pa 5。管程出口段阻力 p5 a. 氣相流動(dòng)阻力 pv5 =299。0813757kg/（m2s）=59。81627514kg/（m2s）管程出口長(zhǎng)度與局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度之和：=40.78699237m =2562508。727= 0。015038543 =25.94989668 b.液相流動(dòng)阻力 pl5

27、blilgdre38.07543. 001227.0lelrblicdllgdlp22341/4l1/4v3)pp(p331)1()1(22levblerxrxmbmgp/2442dwotgxggv1914.00254.03426.00254. 02ddloovvivgdre38. 07543. 001227.0vevrvvivvgdlp225乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 24 - =239。2651006kg/(m2s) = 1443841。124 = 0。015712918 =134。4613217pa = 1027。923349pa所以循環(huán)阻力： pf=p1 + p2 + p3 +

28、p4 + p5=4896 。5582pa又因pd=5071。036308pa 所以（ pd-pf)/ pd=0.034406788,在 0.010。05 范圍內(nèi),故滿足循環(huán)流量校核要求。第 5 章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)5.1 輔助容器的設(shè)計(jì)5。1.1 進(jìn)料罐（低溫高壓貯料 , 泡點(diǎn)進(jìn)料） -9【1】乙烯l1 =377.95kg/m3 乙烷l2=421.035kg/m3壓力為進(jìn)口管壓力 =nfgh2600=2.613mpa n:為進(jìn)料板實(shí)際板數(shù)減1（由上至下）。由上面的計(jì)算可知進(jìn)料fx=65fw=63。41則=392.66 kg/m3進(jìn)料狀態(tài)下的平均分子量：=0。65*28.05+0.35*30。07=

29、28.757 vlgggblilgdre38.07543. 001227.0lelrblillgdlp22541/4l1/4v5)pp(p55421.03541.63100377.9541.63100lm乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 25 - 進(jìn)料質(zhì)量流量： fmh=28。757f=5176。26kg/h 填充系數(shù)?。?k=0.7 取 停留時(shí)間 :x 為 5 天, 即 x=120h 進(jìn)料罐容積 : 2259.87m3圓整后 取 v=1410 m3 【1】-9 是對(duì)應(yīng)該壓力下混合物的泡點(diǎn)。查取方法同求塔底溫度類似.5.1 。2 回流罐（ -17 低溫保存）質(zhì)量流量lmh=28。05l=160

30、74.33kg/h設(shè)凝液在回流罐中停留時(shí)間為0.5h，填充系數(shù) =0.7 則回流罐的容積28。5m3取 v=30m35。1.3 塔頂產(chǎn)品罐（ -17 低溫保存 ) 質(zhì)量流量 dmh=28.05d=3297。28kg/h；產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時(shí)間為120h，填充系數(shù) =0。7 則產(chǎn)品罐的容積1403.3m3取 v=1405m35.1 。4 釜液罐(5 。0低溫保存）取停留時(shí)間為 5 天，即 x=120h 質(zhì)量流量wmh=30.07w =1877。87 kg/h則釜液罐的容積738。62m3取 v=740m35.2 泵的設(shè)計(jì)5.2。1 進(jìn)料泵 （兩臺(tái), 一用一備 ) 取液體流速： u=2.0m/s

31、液體密度： kg/ m3 =0.00365 m3/s 1mhllxvkxvlfmh1mhdlxv2mhwlxv66.392lmud048. 04fvslvff/mss乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 26 - 依據(jù)化工原理 (上) 附錄 ss2.1 可以選取5 .257mm 型無(wú)縫鋼管。id=52mm 液體混合粘度粘度33/123/11)1(ffxx=0。06221smpa取=0.2 相對(duì)粗糙度： /d=0。0035 5102 .3redu查得:=0.026 取管路長(zhǎng)度： l=80m 取 90 度彎管 4 個(gè)=0.75，截止閥一個(gè)=6.4，文氏管流量計(jì) 1 個(gè)dle=12 突然擴(kuò)大=1，突然縮

32、小=0.5 mgpcgudlehf177.42)1(2z=20m （估計(jì)值）則mhfgugpfzhe3 .2422hvl=360042ud10。015m3/h 選取泵的型號(hào)： 65y 60b 揚(yáng)程：38m流量： 19。8m3 /h 5。2。2 回流泵 （兩臺(tái), 一備一用 ) 取液體流速 :u=2m/s =0.0114m3/s 管規(guī)格為mm5 .289液體粘度smpa57450.0取=0.2 相對(duì)粗糙度： /d=0.00225 mud084.04lvslvll/mss乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 27 - 5104 .7redu查得： =0.025 取管路長(zhǎng)度： l=80m 取90度 彎 管

33、4個(gè) ， 截 止 閥 一 個(gè) ， 文 氏 管 流 量 計(jì)1個(gè)mgpcgudlehf22.72)1(2（估計(jì)值 ) 則mhfgugpfzhe2.4222lvh=360042ud45。91m3/h 選取泵的型號(hào)： 80y-60 揚(yáng)程： 60m 流量:50m3 /h 5.2.3 釜液泵 （兩臺(tái)，一備一用）取液體流速： u=2m/s =0.0012m/s 取管路規(guī)格5. 238液體粘度smpa57660.0取=0。2 相對(duì)粗糙度： /d=0。00526 5105 .3redu查得： =0。03 取管路長(zhǎng)度： l=80m 取 90 度彎管 4 個(gè), 截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1 個(gè)mgpcgudlehf5

34、 .72)1(2mud028. 04wvsmz35lmsvs/ww乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 28 - z=5m （估計(jì)值）則mhfgugpfzhe5 .1222lvh=360042ud4。3m3/h 選取泵的型號(hào) :50y60b 揚(yáng)程:38m 流量： 9。9m3 /h 5.2。4 塔頂產(chǎn)品泵 （兩臺(tái)，一備一用）取液體流速： u=2m/s =0.00267m/s 取管路規(guī)格5. 245取=0。2 相對(duì)粗糙度： /d=0。0044 5102 .3redu查得:=0.03 取管路長(zhǎng)度： l=80m 取 90 度彎管 4 個(gè)，截止閥一個(gè)，文氏管流量計(jì)1 個(gè)mgpcgudlehf8.102)1(

35、2z=35m(估計(jì)值）則mhfgugpfzhe8 .4522lvh=360042ud8.2m3/h 選取泵的型號(hào)： 50y-60a 揚(yáng)程：49m 流量： 11.2m3 /h mud038. 04wvslmsvs/ww乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 29 - 5.3 塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)條件項(xiàng)目物料、物性殼程管程進(jìn)口出口進(jìn)口出口物料液氨氨的氣液兩相99% 乙烯1乙烷汽態(tài)同左液態(tài)溫度（）-50。0-33.4 1717壓力(mpa絕壓）0。101325 0。101325 2。6 2。6 利用液氨蒸發(fā)吸熱的性質(zhì)可以把塔頂乙烯汽體冷凝.常壓下液氨沸點(diǎn)為 -33。4。wrsvrvq=1543。7kw 假

36、設(shè)換熱系數(shù) k=1200w/。k 需要換熱面積為mtkqar=54。3 若選擇 25 2 型換熱管管心距為 32mm ，管長(zhǎng) 3m,則需要管數(shù) 231根。第 6 章 管路設(shè)計(jì)進(jìn)料管線取料液流速 :u=2m/s 則取管子規(guī)格572.5。其它各處管線類似求得如下：mud048. 04fvs乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 30 - 名稱管內(nèi)流體流速（ m/s）管線規(guī)格（ mm）進(jìn)料管2.0 572.5 頂蒸氣管10 1592.5 頂產(chǎn)品管2。0 452。5 回流管2.0 892。5 釜液流出管2。0 382。5 塔底蒸氣回流管10 1592。5 儀表接管/ 252.5第 7 章 控制方案精餾塔的控

37、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l(kg/m3) 操作參數(shù)1 fic01 進(jìn)料流量控制08700kg/h 乙烷、乙烯l=392.6 8640 kg/h 2 fic02 回流定量控制020100kg/h 乙烯l=390。120057 kg/h 3 pic01 塔壓控制03mpa 乙烷v=44。632626kpa 4 hic-02 回流罐液面控制01m 乙烯l=390。10。8m 5 hic01 釜液面控制

38、03。5m 乙烷l=402.353m6 tic01 釜溫控制110乙烷l=402.354。3乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 31 - 第8章 經(jīng)濟(jì)分析初步的經(jīng)濟(jì)分析主要包括項(xiàng)目總投資估算、主要設(shè)備費(fèi)用估算、項(xiàng)目生產(chǎn)成本分析、項(xiàng)目經(jīng)濟(jì)效益評(píng)價(jià)等幾個(gè)方面。 其中,項(xiàng)目總投資一般由固定資產(chǎn)投資、流動(dòng)資金、 建設(shè)期貸款利息等幾部分組成 . 1)總固定資產(chǎn)投資采用費(fèi)用系數(shù)法， 以項(xiàng)目設(shè)備投資為依據(jù)， 分別采用不同系數(shù)估算建筑工程費(fèi)、安裝費(fèi)、工藝管路費(fèi)以及其他費(fèi)用等。計(jì)算公式如下：1234(1)1.15固定設(shè)備kkrrrr建筑工程費(fèi)用系數(shù)r1，取 0.72；安裝工程費(fèi)用系數(shù)r2，取 0.15；工藝管道費(fèi)

39、用系數(shù)r3，取 0。35；其他費(fèi)用系數(shù) r4，取 0。37；設(shè)備投資額設(shè)備k的估算，一般取主要設(shè)備的總價(jià),然后乘以與次要設(shè)備、備品配件的投資及運(yùn)雜費(fèi)相關(guān)的費(fèi)用系數(shù),通常該系數(shù)可取為1.2。計(jì)算公式如下：1.2設(shè)備主設(shè)備kk課程設(shè)計(jì)中涉及的主要設(shè)備有精餾塔、再沸器、冷凝器 .由于冷凝器不進(jìn)行詳細(xì)設(shè)計(jì)， 因此其費(fèi)用采用比例系數(shù)估算.計(jì)算公式如下 : +2主設(shè)備精餾再沸器kkk精餾塔設(shè)備估算采用重量法計(jì)算，計(jì)算公式如下：+塔體殼塔板板精餾kwcmwcm（塔體材料 cm 殼取 12000 元/噸;塔板材料 cm 板單價(jià)取 60000元/噸，此材料價(jià)格已考慮加工因素）精餾塔塔體重量主要由封頭重量和殼體重

40、量組成。=(0.8116)塔體wd ld td 為塔體直徑 /m，l 為塔高 /m，為材料密度7.85t on/m3 t 為壁厚 /m，其估算公式如下：乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 32 - cc1.152p dtp為焊接效率分?jǐn)?shù) ,取 0。8；殼體最大許用應(yīng)力，取189mpa; pc為設(shè)計(jì)壓力，可取操作壓力的1.15 倍；精餾塔塔板重量計(jì)算公式如下：2=0.2塔板板板wdtn再沸器重量主要由換熱器殼體、管束和折流板重量之和進(jìn)行估算，計(jì)算公式如下: 0.86殼體折流板再沸器管束()wwww再沸器殼體厚度估算參見(jiàn)精餾塔塔體厚度估算公式，推薦再沸器殼程設(shè)計(jì)壓力為1.5mpa，計(jì)算公式如下：l+

41、2h殼體殼體管長(zhǎng)封頭（）wdt再沸器管束重量估算：管徑管束管數(shù)wdltn再沸器折流板重量估算 :20.84折流板殼徑折流板折流wdtn再沸器設(shè)備估算采用重量法計(jì)算，計(jì)算公式如下:器再沸器再沸再沸器kwcm再沸器材料 cm 再沸器取 36000元/噸。由以上公式及經(jīng)驗(yàn)值計(jì)算得到:w234,w22.7,w51固定再沸器精餾kkk所以項(xiàng)目總投資約為308。86 萬(wàn)元. 2）項(xiàng)目成本項(xiàng)目成本主要包括直接生產(chǎn)成本和設(shè)備折舊成本. 原材料及輔助材料費(fèi)由各項(xiàng)原材料、輔助材料（包括催化劑、溶劑、包裝材料等)的消耗量乘以單價(jià)而得 . 公用工程費(fèi)按照公用工程的消耗量（水、電、蒸汽、冷劑等）乘以單價(jià)來(lái)定。設(shè)備折舊成

42、本指設(shè)備在使用過(guò)程中逐年消耗磨損和損耗的補(bǔ)償。對(duì)于化工廠而言，一般取總設(shè)備費(fèi)用 10. 項(xiàng)目成本費(fèi)約為 23861.064萬(wàn)元/年。1.15操作cpp乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 33 - 項(xiàng)目經(jīng)濟(jì)性一般通過(guò)投資回收期來(lái)評(píng)估，即項(xiàng)目的凈收益抵償全部投資所需要的時(shí)間。投資回收期 (年）= 總投資 /年凈利潤(rùn)年凈利潤(rùn)又稱稅后利潤(rùn)，由毛利潤(rùn)扣除稅費(fèi)算得，稅率一般可取25%. 毛利潤(rùn)由年度銷售總收入減去總成本算得。一般年度銷售總收入可由年度產(chǎn)品總銷售量乘以全年產(chǎn)品均價(jià)進(jìn)行估算。經(jīng)初步計(jì)算，該項(xiàng)目銷售額為25512。65 萬(wàn)元/年，毛利為 1342.72 萬(wàn)元/年，凈利潤(rùn)為1007.043萬(wàn)元/年。

43、投資回報(bào)期約為0。34 年。第 9 章設(shè)計(jì)評(píng)述及心得為期兩周的課程設(shè)計(jì)使我更具體地認(rèn)識(shí)了自己所學(xué)的專業(yè)課程和知識(shí)。在完成的過(guò)程中，需要結(jié)合包括化工原理，化工熱力學(xué), 物理化學(xué)等方面的知識(shí)，使我的知識(shí)體系更完善，也增加了學(xué)習(xí)的實(shí)踐性。對(duì)于簡(jiǎn)單的精餾塔的工藝設(shè)計(jì)過(guò)程中的各個(gè)步驟, 我都能簡(jiǎn)要說(shuō)出它的原理和步驟。對(duì)于上課時(shí)涉及較少的工藝流程也更加熟悉理解。同時(shí)我也深深地感到化工設(shè)計(jì)的復(fù)雜性和多因素性. 看似簡(jiǎn)單的過(guò)程往往需要很多的知識(shí)，而且總會(huì)有事先沒(méi)能想到的因素影響. 在課程設(shè)計(jì)的過(guò)程中，有很多經(jīng)驗(yàn)數(shù)值的定理是在平時(shí)的學(xué)習(xí)中很少接觸到的，但這些在今后的工作實(shí)踐中真正實(shí)用的工具. 另外，課設(shè)還讓我認(rèn)

44、識(shí)到自己的諸多不足，在平時(shí)的學(xué)習(xí)中更多的關(guān)注放在課本上而忽略了一些實(shí)用技能, 例如： excel 、cad 制圖等計(jì)算機(jī)技能等，在今后的學(xué)習(xí)和生活中, 我也會(huì)更加注重提高自身這方面的能力。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 m2 f0 氣體的動(dòng)能因子kg1/2/ （s*m1/2）aa 塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2nt 理論塔板數(shù)ad 降液管截面積 m2np 實(shí)際塔板數(shù)ao 板孔總截面積 m2n 浮閥個(gè)數(shù)乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 34 - at塔截面積 m2p 系統(tǒng)總壓力 kpa 組分分壓 kpa b 液體橫過(guò)塔板流動(dòng)時(shí)的平均寬度m q 熱負(fù)荷 w(k

45、w）bc 塔板上邊緣寬度 m d餾出液摩爾流量 kmol/h bd 降液管寬度 m f 進(jìn)料摩爾流量 kmol/h bs 塔板上入口安定區(qū)寬度 m l 液相摩爾流量 kmol/h b s塔板上出口安定區(qū)寬度 m v 氣相摩爾流量 kmol/h c 計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子w 釜液摩爾流量 kmol/h c20 液體表面張力20mn/m時(shí)的負(fù)荷因子lvh 液相體積流量 m3 /h d 塔徑 m h克服液體表面張力的阻力 m do 閥孔直徑 m how 堰上方液頭高度 m et塔板效率液流收縮系數(shù)hw 堰高 m lvs 液相體積流量 m3 /s k 相平衡常數(shù)vvh 氣相體積流量 m3 /h k 塔

46、板的穩(wěn)定性系數(shù)vvs氣相體積流量 m3 /s lw 堰長(zhǎng) m r 回流比m 摩爾質(zhì)量 kg/kmol r 摩爾汽化潛熱 kj/kmol 密度 kg/m3 t 熱力學(xué)溫度 k 液體表面張力 mn/m t 攝氏溫度時(shí)間 s flv 兩相流動(dòng)參數(shù)降液管中泡沫層的相對(duì)密度hd 氣相摩爾焓 kj/kmol 塔板的開(kāi)孔率hd降液管內(nèi)清液層高度 m u 設(shè)計(jì)或操作氣速 m/s hf 降液管內(nèi)泡沫層高度 m uf 液泛氣速 m/s ht 塔板間距 m uo 篩孔氣速 m/s hb 降液管底隙 m xf 進(jìn)料的摩爾分?jǐn)?shù)hd 液體流過(guò)降液管底隙的阻力m 相對(duì)揮發(fā)度hf 塔板阻力 ( 以清液層高度表示 m） z 塔

47、高 m ho 干板阻力（以清液層高度表示）ho嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力m 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 35 - m ho嚴(yán)重漏液時(shí)的干板阻力m uo嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的篩孔氣速 m/s uo 嚴(yán)重漏液時(shí)相應(yīng)的閥孔氣速 m/s 下標(biāo)：a。b 組分名稱min 最小c 冷缺水max 最大e 平衡n 塔板序號(hào)f 進(jìn)料opt 適宜h 小時(shí)q 精、提餾段交點(diǎn)i 組分名稱r 再沸器j 組分名稱s 秒提餾段飽和附錄二塔板計(jì)算精餾段塔板計(jì)算板數(shù)ynxnyn+11 0.990000 0。985565 0.986322 2 0。986322 0.980288 0.981943 3 0。981943 0.974028

48、0.976749 4 0.976749 0.966635 0。970613 5 0.970613 0。957946 0。963403 6 0.963403 0。947795 0.954980 7 0.954980 0.936017 0。945207 8 0。945207 0.922462 0.933959 9 0.933959 0。907004 0。921132 10 0.921132 0.889561 0。906658 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 36 - 11 0.906658 0。870110 0。890517 12 0.890517 0。848704 0。872754 13 0。

49、872754 0.825486 0.853489 14 0.853489 0。800698 0。832920 15 0.832920 0.774675 0.811325 16 0.811325 0。747831 0.789051 17 0.789051 0.720642 0。766489 18 0。766489 0 。693605 0.744053 19 0。744053 0 。667207 0.722148 20 0。722148 0。641891 提餾段塔板計(jì)算板數(shù)ynxnyn+120 0。722148 0.641890 0.698977 21 0.698977 0.615589 0.67

50、0299 22 0.670299 0.583698 0.635524 23 0.635524 0.545976 0.594393 24 0.594393 0.502648 0。547147 25 0.547147 0.454523 0.494671 26 0。494671 0.403024 0。438518 27 0。438518 0 。350067 0。380774 28 0。380774 0 。297793 0。323773 29 0。323773 0 。248235 0。269735 30 0。269735 0 。203019 0.220432 31 0.220432 0。163186 0.176998 32 0。176998 0 。129162 0.139899 33 0.139899 0。100861 0.109039 34 0.109039 0。077833 0。083929 35 0。083929 0 。059430 0.063863 36 0.063863 0.044934 0。048056 乙烯-乙烷精餾塔工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書- 37 - 37 0.048056 0。033644 0.035745 38 0.035745 0.024928 0。026242 39 0.026242 0.018246 0.018956 40