化工原理課程設(shè)計(jì)乙烯—乙烷精餾裝置設(shè)計(jì)(篩板)

1、大連理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)題目： 乙烯乙烷精餾裝置設(shè)計(jì) 學(xué) 部： 化工與環(huán)境生命學(xué)部 專(zhuān) 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝（英語(yǔ)強(qiáng)化） 班 級(jí)： 化英XXXX 學(xué) 號(hào)： 200X48XXX 學(xué)生姓名： X X 指導(dǎo)教師： XXX 目錄目錄1過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)4第一章 概述91.1精餾塔工藝設(shè)計(jì)91.2.再沸器91.3.冷凝器（設(shè)計(jì)從略）9第二章 方案流程簡(jiǎn)介102.1.精餾裝置流程102.2.工藝流程101）物料的儲(chǔ)存和運(yùn)輸102）必要的檢測(cè)手段103）調(diào)節(jié)裝置102.3.處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量11第三章精餾塔工藝設(shè)計(jì)123.1設(shè)計(jì)條件12工藝條件：12操作條件：12塔板形式：12處理量：123.2物料衡

2、算及熱量衡算123.2.1 物料衡算123.2.2 熱量衡算133.3塔板數(shù)的計(jì)算131）相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算：132）塔板數(shù)133.4精餾塔工藝設(shè)計(jì)163.4.1精餾段物性數(shù)據(jù)163.4.2塔徑計(jì)算163.4.3塔高的估算183.4.4降液管尺寸183.4.5 塔板的校核19第四章 再沸器的設(shè)計(jì)244.1再沸器的設(shè)計(jì)條件244.1.1選用立式熱虹吸式再沸器244.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)244.1.3物性數(shù)據(jù)244.2換熱器尺寸的估算254.3傳熱系數(shù)的校核264.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL264.3.2蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE的計(jì)算274.3.3 顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度294.3.4平均傳熱系數(shù)294

3、.3.5傳熱面積裕度：304.4循環(huán)流量的校核30（1）計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力30（2）循環(huán)阻力31第5章 輔助設(shè)備設(shè)計(jì)345.1 輔助容器的設(shè)計(jì)345.1.1進(jìn)料罐345.1.2回流罐345.1.3塔頂產(chǎn)品罐345.1.4 釜液罐355.2傳熱設(shè)備355.2.1.冷卻器和塔頂冷凝器的集成355.2.2.釜液冷卻器36第6章 管路設(shè)計(jì)376.1泵的設(shè)計(jì)376.1.1進(jìn)料泵376.1.2回流泵376.1.3釜液泵386.2管路設(shè)計(jì)39第7章 控制方案40附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明42附錄二 主要參考文獻(xiàn)43附件三：泡點(diǎn)及塔板計(jì)算程序44附錄四：計(jì)算結(jié)果表46總結(jié)48過(guò)程工藝與設(shè)備課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)(一)乙烯乙烷精

4、餾裝置設(shè)計(jì)學(xué)生姓名 呂 超 班級(jí) 化英0701 學(xué)號(hào) 表1中圈上序號(hào)的設(shè)計(jì)方案包括了個(gè)人本次課程設(shè)計(jì)的參數(shù)。一、設(shè)計(jì)條件工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量(摩爾百分?jǐn)?shù))塔頂乙烯含量，釜液乙烯含量，總板效率為0.6。操作條件：建議塔頂操作壓力2.5MPa(表壓)。安裝地點(diǎn)：大連。其他條件見(jiàn)表1。表1設(shè)計(jì)方案序號(hào)12345678塔板設(shè)計(jì)位置塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔板形式篩板篩板篩板篩板篩板篩板篩板篩板處理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系數(shù)R/Rmin1.31.5續(xù)表1序號(hào)910111213141516塔板設(shè)計(jì)

5、位置塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔板形式篩板篩板篩板篩板浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系數(shù)R/Rmin1.71.3續(xù)表1序號(hào)1718192021222324塔板設(shè)計(jì)位置塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔頂塔板形式浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)140140180180180210210210回流比系數(shù)R/Rmin1.51.7續(xù)表1序號(hào)2526272829303132塔板設(shè)計(jì)位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式篩板篩板篩板篩板篩板篩板

6、篩板篩板處理量(kmol/h)100100100140140140180180回流比系數(shù)R/Rmin1.31.5續(xù)表1序號(hào)3334353637383940塔板設(shè)計(jì)位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式篩板篩板篩板篩板浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)180210210210100100100140回流比系數(shù)R/Rmin1.71.3續(xù)表1序號(hào)4142434445464748塔板設(shè)計(jì)位置塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔底塔板形式浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥浮閥處理量(kmol/h)1401401801801802102

7、10210回流比系數(shù)R/Rmin1.51.7二、工藝設(shè)計(jì)要求 1 完成精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算； (1) 塔高、塔徑(2) 溢流裝置的設(shè)計(jì)(3) 塔盤(pán)布置(4) 塔盤(pán)流動(dòng)性能的校核(5) 負(fù)荷性能圖2 完成塔底再沸器的設(shè)計(jì)計(jì)算；3 管路尺寸的確定、管路阻力計(jì)算及泵的選擇；4 其余輔助設(shè)備的計(jì)算及選型；5 控制儀表的選擇參數(shù)；6 用3#圖紙繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖及主要設(shè)備(精餾塔或再沸器)的工藝條件圖各一張； (塔板設(shè)計(jì)位置為塔頂?shù)耐瑢W(xué)完成精餾塔的工藝條件圖；塔板設(shè)計(jì)位置為塔底的同學(xué)完成再沸器的工藝條件圖。)7 編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。三、其它要求1 本課程的設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)

8、分兩本裝訂，第一本為工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，第二本為機(jī)械設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。2 1-2周完成工藝設(shè)計(jì)后，將工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)交上來(lái)，計(jì)算結(jié)果表經(jīng)指導(dǎo)教師審核簽字合格后，方可進(jìn)行3-4周的機(jī)械設(shè)計(jì)（注：應(yīng)用化學(xué)專(zhuān)業(yè)只進(jìn)行工藝設(shè)計(jì)）。3 圖紙一律用計(jì)算機(jī)（電子圖板）出圖。4 本課程要求獨(dú)立完成，發(fā)現(xiàn)抄襲行為取消該門(mén)成績(jī)。最終成績(jī)由工藝設(shè)計(jì)、機(jī)械設(shè)計(jì)的完成情況和最后的考試（核）情況綜合給定。四、參考資料1. 化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)，匡國(guó)柱、史啟才主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。2. 化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（有機(jī)卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。3. 化工物性算圖手冊(cè)，劉光啟、馬連湘、劉杰主

9、編，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。4. 石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)，盧煥章，劉光啟、馬連湘、劉杰主編,化學(xué)工業(yè)出版社，1982年。5. 石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)（續(xù)篇），馬沛生，化學(xué)工業(yè)出版社，1993年。6. 石油化工設(shè)計(jì)手冊(cè)，王松漢，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年。指導(dǎo)教師 賀高紅 任務(wù)書(shū)下達(dá)日期 20011年06月21日前言本精餾塔極其輔助設(shè)備設(shè)計(jì)書(shū)包括概述，流程簡(jiǎn)介，設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)，精餾塔設(shè)計(jì)，再沸器設(shè)計(jì)，輔助設(shè)備設(shè)計(jì)，管路設(shè)計(jì)，控制方案，附錄共九個(gè)部分。設(shè)計(jì)書(shū)中對(duì)篩板精餾塔和再沸器的設(shè)計(jì)做了詳細(xì)的說(shuō)明，對(duì)輔助設(shè)備和管路的設(shè)計(jì)做了簡(jiǎn)要說(shuō)明。由于設(shè)計(jì)者經(jīng)驗(yàn)有限，設(shè)計(jì)時(shí)間有限，因此有設(shè)計(jì)不妥之處在所難免，歡迎

10、老師予以指正。感謝老師的指導(dǎo)。呂超第一章 概述1.1精餾塔工藝設(shè)計(jì)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)中得到了廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用也想混合物中各組揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向汽相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由汽相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳熱傳質(zhì)過(guò)程。常規(guī)或簡(jiǎn)單精餾塔設(shè)有一個(gè)進(jìn)料口，進(jìn)料位置將塔分為精餾段和提餾段兩段，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)為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點(diǎn)

11、是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長(zhǎng)期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。 本設(shè)計(jì)回流比為最小回流比的1.3倍，回流比增大雖然可以提高產(chǎn)品的質(zhì)量，可以在塔頂產(chǎn)品純度一定的情況下，減少塔板數(shù)，減少了設(shè)備費(fèi)用，但是增加了能耗，綜合各類(lèi)因素，本設(shè)計(jì)回流比設(shè)計(jì)為最小回流比的1.3倍。1.2.再沸器再沸器是精餾裝置的重要附屬設(shè)備，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。立式熱虹吸特點(diǎn)： 循環(huán)推動(dòng)力：釜液和換熱器

12、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)。1.3.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2.1.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（乙稀和乙烷的混合液體）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

13、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(chēng)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.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)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）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

14、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)奈恢梅胖靡欢〝?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 精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。2.3.處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量乙烯乙烷物系Rmin=1.3R處理量：100kmol/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)）進(jìn)料：xf65塔頂產(chǎn)品：xD99塔底產(chǎn)品: xw1第三章精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.1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

15、量：xD=99%釜液乙烯含量：xW1%總板效率：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：加熱劑水加熱方法間壁換熱3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水4）回流比系數(shù)：RRmin=1.3塔板形式：篩板處理量：qnf=100kmol/h3.2物料衡算及熱量衡算3.2.1 物料衡算qnD+qnW=qnFqnqnDXD+qnWXW=qnFXF解得：qnD=65.0361kmolh; qnW=34.6939kmolh塔內(nèi)氣、液相流量：1）精餾段：qnL=RqnD; qnV=qnL+qnD=R+1qnD2）提餾段：qnL=qnL+qqnF; qnV=qnV3.2.2 熱量衡算1）再

16、沸器熱流量：qr=qrv再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：Gr=QrrR2）冷凝器熱流量：Qc=Vrv冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：Gc=QcCvt2-t13.3塔板數(shù)的計(jì)算1）相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算：塔頂操作壓力（絕壓）：P=2500KPa+101.3KPa=2601.3KPalnpi0=Ai-BiT+Ci 泡點(diǎn)迭代計(jì)算得T=256.95K在P-K-T圖上，查得：kA=1.1; kB=0.75;t=-16.2則頂=kAkB=1.10.75=1.46672）塔板數(shù)取塔頂溫度 T=-16.2 壓力 P=2601.3KPa 下的各個(gè)物性參數(shù)，從化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)和化工物性算圖手冊(cè)上查得：乙烷：氣相密度v=38kgm

17、3；液相密度L=435.84kgm3；液相表面張力=5.366mNm4;M=20.07乙烯：氣相密度v=36kgm3；液相密度L=402.8kgm3液相表面張力=2.571mNm4；M=28.05設(shè)實(shí)際塔板數(shù)為751Lm=WiLi=0.35435.84+0.65402.8=0.00241 Lm=413.7786設(shè)每塊塔板的壓差為100mm液柱則p=75100mm 液柱=30.403Kpa塔底壓力(絕壓)P=2500+101.3+30.403=2631lnpi0=Ai-BiT+Ci 泡點(diǎn)迭代計(jì)算得T=279.2K由P-K-T圖查得：kA=1.60；kB=1.1,t=6.05；則底=kAkB=1.

18、61.1=1.4545平均=頂+底2=1.46泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1q線方程：xq=xF=0.65xe=0.65 ye=xe1+1-xe=0.73Rmin=xD-yeye-xe=3.30R=1.3Rmin=4.28xn=yn-1yn=yn1.46-0.46yn精餾段操線方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.8106xn+0.1875（精餾段）第 1 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 2 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 3 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 4 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.9667

19、5（精餾段）第 5 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 6 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 7 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 8 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 9 塊塔板的氣相組成y為：0.9265 液相組成x為：0.91167（精餾段）第 10 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 11 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 12 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.86062（精餾段）第 13 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相

20、組成x為：0.（精餾段）第 14 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 15 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 16 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 17 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.75173（精餾段）第 18 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 19 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 20 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 21 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（精餾段）第 22 塊塔板的氣相組成y為：0.

21、液相組成x為：0.理論進(jìn)料板為NF=22提餾段操作方程：xn=yn-1yn=yn1.46-0.46ynyn+1=qnL+qqnFqnL+qqnF-qnWxn-qnWqnL+qqnF-qnWxW=1.1006xn-0.（提餾段）第 23 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 24 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 25 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 26 塊塔板的氣相組成y為：0.58774 液相組成x為：0.（提餾段）第 27 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 28 塊塔板的氣相組成y為：0

22、. 液相組成x為：0.44807（提餾段）第 29 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.3986（提餾段）第 30 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 31 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 32 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 33 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 34 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 35 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 36 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 37 塊塔板的氣相

23、組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 38 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 39 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 40 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 41 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 42 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 43 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.（提餾段）第 44 塊塔板的氣相組成y為：0. 液相組成x為：0.計(jì)算完成共計(jì)：44 塊塔板理論板數(shù)：Nt=44（含釜）實(shí)際板數(shù)：Np=NtEt=440.6=73.337

24、5實(shí)際塔板數(shù)為72塊（不含釜）進(jìn)料板為NF=220.6=37塔底壓力為(絕)為：P=2631KPa3.4精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.4.1精餾段物性數(shù)據(jù)取塔頂溫度 T=-16.2，壓力 P=2601.3KPa 下的各個(gè)物性參數(shù)從化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)和化工物性算圖手冊(cè)上查得：乙烷：氣相密度v38kgm3；液相密度L=435.84kgm3液相表面張力=5.366mNm4；M=30.07；乙烯：氣相密度v=36kgm3；液相密度L=402.8kgm3液相表面張力=2.571mNm4；M=28.05平均相對(duì)摩爾質(zhì)量M=29.0703塔頂混合液體密度1Lm=WiLi=0.01435.84+0.99402.8=0.

25、00248 Lm=403.1055kgm3塔頂混合氣體密度查得：Pc=5056KPa；Tc=283.05KPr=0.5261 Tr=279.7283.05=0.9881查得壓縮因子為：Z=0.924混合氣體密度為：v=PMRTZ=266510330.5279.70.924=37.32kgm33.4.2塔徑計(jì)算1）氣液流量精餾段液相流量：qnL=RqnD=4.2865.3061=279.510kmolh精餾段氣相流量：qnV=R+1qnD=4.28+165.3061=344.8162kmolh提餾段液相流量：qnL=qnL+qqnF=279.51+1100=379.51kmolh提餾段氣相流量：

26、qnV=qnV=344.8162kmolh質(zhì)量流量：qmL=qnL29.=2.2571kg/sqmV=qnV29.=2.7844 kg/s兩相流動(dòng)參數(shù)：FLV=qmLqmVVL=2.25712.784437.32403.1055=0.24662）塔徑的計(jì)算設(shè)HT初值為0.45米查篩板泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.06氣體負(fù)荷因子：C=C20200.2=0.0398液泛氣速：uf=cl-vv=0.1246 m/s設(shè)泛點(diǎn)率為0.75u=0.75uf=0.750.1246=0.09345 m/s氣體流量：qVVs=qnvMv3600=344.816229.323600=0.0746 m3/s氣體流通截面

27、積：A=qVVsu=0.07460.09345=0.7984 m2單流型、弓形降液管塔板：AdAT=0.1塔板截面積：AT=A1-AdAT=0.79841-0.1=0.8871m2塔徑： D=4AT=40.8871=1.06m按照塔設(shè)備系列化標(biāo)準(zhǔn)圓整取塔徑為D=1.2m因此，塔板截面積AT=D24=1.1304m2降液管截面積Ad=0.11.1304=0.11304m2A=AT-Ad=1.1304-0.11304=1.01736m2實(shí)際操作氣速為u0=qVVsA=0.07461.01736=0.ms實(shí)際泛點(diǎn)率為u0uf=0.1246=塔高的估算實(shí)際塔板數(shù)為72，設(shè)HT初值為0.

28、45米, 有效塔高Z0=720.45=32.4m設(shè)釜底液在釜中的停留時(shí)間為5min，釜底液流出量qnV=379.510kmolh=26.1836 m3h釜底液的高度Z=112-qnVD2=0.4825m 取0.5m設(shè)置6個(gè)人孔，每個(gè)人孔0.8m；裙座取5m；釜液上方氣液分離高度：1.5m；將進(jìn)料所在板的板間距HF設(shè)置：0.9m；塔頂端及釜液上方的氣液分離空間高度均?。篐D=HB=1.5m；實(shí)際塔高為H=HD+N-2-SHT+SHT+HF+HB+Z+5=1.5+72-6-10.45+60.8+0.9+1.5+0.5+5=42.55 m3.4.4降液管尺寸由以上設(shè)計(jì)結(jié)果塔徑：D=1.2m；AdAT

29、=0.1，查表得：lwD=0.725，bdD=0.15堰長(zhǎng)：lw=1.20.725=0.87m 溢流堰寬度：bd=0.151.2=0.18m設(shè)入口出口安定區(qū)bs=0.07m 邊緣寬度為bc=0.05m有效傳質(zhì)面積Aa=2(xr2-x2+r2180arcsinxr)x=D2-bd+bs=1.22-0.18+0.07=0.35r=D2-bc=1.22-0.05=0.55m因此有效傳質(zhì)面積為：Aa=2xr2-x2+r2180arcsinxr=20.350.552-0.352+0.552180arcsin0.350.55=0.7141m2取篩孔直徑為d0=0.005m 取篩孔中心距:t=4d0=40.

30、005=0.02m開(kāi)孔率:=0.907d0t2=0.9070.0050.022=0.0567篩孔總截面積為：A0=Aa=0.05670.7141=0.0405m2qVVs=0.0746 m3/s因此篩孔氣速：u0=qVVsA0=0.07460.0405ms=1.842ms篩孔個(gè)數(shù)：n=A04do2=0.040540.0052=2064設(shè)堰高為：hw=0.04m取塔板厚度為：=0.004m取底隙：hb=0.04m液相流量：qVLh=qnLML=279.51029.1055=20.16m3h=0.0056m3s近似?。篍=1堰上方液頭高度：how=2.8410-3EqVLhlw23=2.8410-

31、3120.60.8723=0.023m6mm 合格3.4.5 塔板的校核1）液沫夾帶量eV由FLV=0.2466，泛點(diǎn)率為0.61，查得=0.042eV=1-qVLsLqVVsV=0.0421-0.0420.0056403.10550.074637.32=0.03554 kg液體kg氣體0.2347m 合格4）液體在降液管中停留時(shí)間=AdHTqVLs=0.113040.450.0056=9.0835s5s合格5）嚴(yán)重漏液校核嚴(yán)重漏液時(shí)干板阻力h0h0=0.0056+0.13hw+how-h=0.0056+0.130.04+0.0023-0.00052=0. m漏液點(diǎn)氣速u(mài)0u0=C02gLVh

32、0=0.829.8403.320. =1.1972ms穩(wěn)定系數(shù)k=u0u0=1.8421.1972=1.538591.5符合6）塔板的負(fù)荷性能圖過(guò)量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）規(guī)定：當(dāng)ev=0.1kg液體kg氣體qVVh=8.81103A13.2HT-2.5hW-7.110-3qVLhlW23=8.811030.79842.5713.20.45-2.50.04-7.110-3qVLh0.8723=3306.50-73.63qVLh23m3h液相下劃線規(guī)定：how=2.8410-3EqVLhlW23=0.006m液柱整理出：qVLh=3.07lW=3.070.87=2.6709m3h 嚴(yán)重漏液線

33、（氣相下限線）u0=C02gh0LV=qVVh3600A0 其中C0=0.8整理得：qVVh=ab+cqVLh2312式中a=1.594104A0C0LV=1.5941040.04050.8403.32=1697.3518b=0.0056+0.13hw-h=0.0056+0.130.04-0.00052=0.01028c=3.6910-4lw23=3.6910-40.8723=0.0004代入得：qVVh=1697.35180.01028+0.0004qVLh2312 汽相上限線令=HTAdqVLh3600=5qVLh=720HTAd=7200.450.1130=36.612m3h 降液管液泛

34、線令：Hd=Hd=HT+hw將：Hd=hw+how+hd+hf，how，qVLh，hf，qVVh，qvLh的關(guān)系代入前式整理得：aqVVh2=b-cqVLh2-bqVLh23其中：a=3.93410-9VLA0C02=3.93410-937.32403.10550.04050.82=3.4710-7b=HT+-1hw=0.60.45+0.6-0.8-10.04=0.222c=1.1810-8lwhb2=1.1810-80.870.042=9.743710-6d=2.8410-31+lw23=2.8410-31+0.80.8723=6.29310-3代入得：3.4710-7qVVh2=0.222

35、-9.743710-6qVLh2-6.29310-3qVLh23整理得：qVVh=0.222-9.743710-6qVLh2-6.29310-3qVLh2/33.4710-7汽相流量：qVVh=qnvMv=344.816229.32=268.56 m3/h液相流量qVLh=qnLML=279.51029.1055=20.16m3h篩板的負(fù)荷性能圖如下所示由圖可查qVVh，min=200m3hqVVh，max=500m3h故操作彈性為：qVVh，maxqVVh，min=3第四章 再沸器的設(shè)計(jì)4.1再沸器的設(shè)計(jì)條件4.1.1選用立式熱虹吸式再沸器塔頂壓力：P=2601.3KPa（絕對(duì)壓力）壓力降P

36、=363.28Pa72=26.16KPa塔底壓力：2627KPa（絕對(duì)壓力）4.1.2再沸器殼程與管程的設(shè)計(jì)殼程管程溫度（）706.05壓力（kPa絕壓）101.32625蒸發(fā)量：Db=qVms=2.7844 kg/s4.1.3物性數(shù)據(jù)1）殼程凝液在溫度（70）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rc=2334kJkg熱導(dǎo)率：c=0.668wmK粘度：c=0.4061mPas密度：c=0.97781gcm3=997.81kgm32）管程流體在（6.05,2627kPa）下的物性數(shù)據(jù)：潛熱：rb=279.12kJkg液相熱導(dǎo)率：b=90.714mwmK液相粘度：b=0.0566mPas液相密度：b=450 kg

37、/m3液相定比壓熱容： CPb=3.428kJkgK表面張力： b=0.0027Nm氣相粘度： v=0.0005mPas氣相密度： v=30kgm3蒸氣壓曲線斜率tP=0.m2Kkg4.2換熱器尺寸的估算再沸器的熱流量：qnV=344.8162 kmolhqmVh=10368.6231kghR=qmVhrb=10368.6231279.12=2.89106kJh=802.78kJs傳熱溫差： tm=T-tb=63.5K設(shè)傳熱系數(shù)為K=900Wm2K則傳熱面積為Ap=RKtm=802.78kJs900Wm2K63.5K =14.0469m2擬用傳熱管規(guī)格為：382.5mm,管長(zhǎng)L=2000mmd

38、0=38mm計(jì)算傳熱管束：NT=Apd0L=14.0469m238mm2000mm=59設(shè)傳熱管按正三角形排列：b=1.1NT=1.159=8.45管心距：t=0.048mDs=tb-1+23d0=0.0488.45-1+2.5=0.4526m取Ds=0.45mLDs=.45=4.4189 合理取管程進(jìn)口直徑Di=0.15m 出口直徑Do=0.30m4.3傳熱系數(shù)的校核4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL1）設(shè)傳熱管出口的汽化率Xe=0.21釜液蒸發(fā)質(zhì)量流量：Db=344.8162kmolh30.07kgkmol=2.88kgs釜液循環(huán)質(zhì)量流量：Wt=DbXe=2.880.20=14.40kgs2）計(jì)

39、算顯熱管內(nèi)傳熱膜系數(shù)i傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速G=Wts0其中：di=38-22.5=33mms0=4di2NT=459=0.0504m2G=Wts0=14.400.0504=285.71kgm2s雷諾數(shù)：Re=diGb=0.033285.710.056610-3=普朗特?cái)?shù)：Pr=CPbbb=3.4280.71410-3=2.14顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)：i=0.023bdiRe0.8Pr0.4=0.02390.71410-=1289.29Wm2K3）殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計(jì)算0蒸汽冷凝的質(zhì)量流量：m=crc=802.=0.34395kgs傳熱管外單位軟是周邊上凝液質(zhì)量流量：M=mdo

40、NT=0.140.03859=0.kgms雷諾數(shù)：Re0=4Mc=40.40610-3=4810=1.88Re0-13c2c2gc313=1.88481-130.406110-32997.8120.66839.813=6245.5576Wm2K4）污垢熱阻及管壁熱阻沸騰側(cè)：Ri=0. m2KW冷凝側(cè)：R0=0.00021 m2KW管壁熱阻：Rw=bw=0. m2KW5）顯熱段的傳熱系數(shù)KL的計(jì)算dm=d0+di2=0.0355mKL=1d0idi+Rid0di+Rwd0dm+R0+10=10.290.033+0.0.0380.033+0.0.0380.0355+0.00021+15758.32

41、=651.41Wm2K4.3.2蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE的計(jì)算1）傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600G=3600285.71=kgm3h當(dāng)xe=0.21時(shí)，計(jì)算Martinelli參數(shù)Xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-0.056610-30.000510-30.1=1.36521/Xtt=0.7324查書(shū)得aE=0.2。當(dāng)x=0.4xe=0.40.21=0.084Xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-0.0840.0840.50.056610-30.000510-30.1=3.55791/Xtt=0.2811查書(shū)得：a=0.82）泡核沸騰修正因數(shù)aa

42、=aE+a2=0.2+0.82=0.53）泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)hnbhnb=0.225bdiPr0.69RdiAprbb0.69bv-10.33pdib0.31=0.22590.71410-30.0332.140.69802.781030.03314.0469279.121030.056610-30.-10.1030.0330.00270.31=14373.Wm2K4）以液體單獨(dú)存在為基礎(chǔ)的管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)hi為hi=0.023bdiRe(1-x)0.8Pr0.4=0.02390.71410-30.033(1-0.08)=1206.09709Wm2K5）對(duì)流沸騰因子：Ftp

43、=3.51Xtt0.5=3.513.73220.5=1.6）兩相對(duì)流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)htp=Ftphi=1.1206.09709=2185.0826Wm2K7）沸騰傳熱膜系數(shù)：hiE=htp+ahnb=2185.0826+0.514373.=9372.0205Wm2K8）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE=1d0hiEdi+Rid0di+Rwd0dm+10+R0=10.02050.033+0.001760.0380.033+0.0.0380.0355+15758.32+0.00021=1292.3Wm2K4.3.3 顯熱段及蒸發(fā)段長(zhǎng)度LBCL=tpstps+diNTKLtmcpibqmt=0.+3.140.033

44、59651.4163.53.42810345014.4=0.01565LBC=0.01565L=0.0313mLCD=L-LBC=1.98435m4.3.4平均傳熱系數(shù)KC=KLLBC+KELCDL=651.410.0313+1292.31.=1292.38Wm2K需要傳熱面積為AC=RKCtm=802.78.3863.5=9.78m24.3.5傳熱面積裕度：H=AP-ACAC=14.0469-9.789.78=0.440.3所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求4.4循環(huán)流量的校核（1）計(jì)算循環(huán)推動(dòng)力1）當(dāng)x=xe3=0.213=0.07Xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-0.070.

45、070.50.056610-30.000510-30.1=4.25兩相的液相分率:RL=XttXtt2+21Xtt+10.5=4.254.252+214.25+10.5=0.4084兩相流平均密度:tp=v1-RL+bRL=301-0.4084+4500.4084=201.528kgm32）當(dāng)x=xe=0.21Xtt=1-xx0.9vb0.5bv0.1=1-0.056610-30.000510-30.1=1.3652RL=XttXtt2+21Xtt+10.5=1.36521.36522+211.3652+10.5=0.2431兩相流平均密度tp=v1-RL+bRL=301

46、-0.2431+4500.2431=133.102kgm3取l=0.9m循環(huán)推動(dòng)力：pD=LCDb-tp-ltpg=1.-204.594-0.9133.1029.8=3587.8983 Pa（2）循環(huán)阻力1）管程進(jìn)口管阻力p1進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速：G=Wt4Di2=14.403.1440.152=815.28662kgm2s釜液在進(jìn)口管內(nèi)流動(dòng)雷諾數(shù)：Rei=DiGb=0.15815.056610-3=進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)：i=0.01227+0.7543Rei0.38=0.0152進(jìn)口管長(zhǎng)度與局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度：Li=Di0.3426Di0.254-0.1914=0.150.34260.150.

47、254-0.1914=17.815m管程進(jìn)出口阻力：P1=iLiDiG22b=0.015217.8150.15815.450=1333.26 Pa2）傳熱管顯熱段阻力p2釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G=Wt0.785di2NT=14.400.7850.033259=263.67kgm2s釜液在傳熱管內(nèi)流動(dòng)時(shí)的雷諾數(shù)Re=DiGb=0.15263.670.056610-3=進(jìn)口管內(nèi)流體流動(dòng)的摩擦因數(shù)為=0.01227+0.7543Re0.38=0.0168傳熱管顯熱段阻力為P2=LBCdiG22b=0.01680.03130.033263.6722450=1.23Pa3）傳熱管蒸發(fā)阻力p3G=263

48、.67kgm2s氣相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速Gv=xG=2xe3G=20.213263.67=36.91kgm2sReV=diGvv=0.03336.910.000510-3=v=0.01227+0.7543Re0.38=0.PV3=LCDdiGv22v=0.1.03336.912230=20.61Pa液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速GLGL=G-Gv=263.67-36.91=226.76kgm2s液相在傳熱管內(nèi)的流動(dòng)雷諾數(shù)ReLReL=diGLb=0.033226.760.056610-3=L=0.01227+0.7543ReL0.38=0.0208傳熱管內(nèi)的液相流動(dòng)阻力為PL3=LLCDdiGL22b=0.02081.033226.7622450=71.34Pa傳熱管內(nèi)兩相流動(dòng)阻力為P3=PV314+PL3144=20.6114+71.34144=643.67Pa4）管程內(nèi)因動(dòng)量變化引起的阻力傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速G=263.67kgm2s蒸發(fā)管內(nèi)因棟梁變化引起的阻力系數(shù)為=1-xeRL+bvxe21-RL-1=