0057-處理量210 kmolh乙烯乙烷精餾裝置設計【5CAD+優(yōu)秀論文】

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V=(R+1)D=883.1816 koml/h 提餾段：L’=L+Qf=956.0416 koml/h ; V’=V=883.1816 koml/h (2)塔內(nèi)精餾段、提餾段方程： 精餾段方程： 提餾段方程： (3)理論塔板數(shù)的計算：（采用逐板計算法） 相平衡方程為： 帶入精餾段方程和相平衡方程中計算，直至xi5-6,不會發(fā)生嚴重漏夜現(xiàn)象。 3.液泛的驗算 為避免液泛，溢流管內(nèi)的清液高度: 氣體通過一層塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨萮P 液體通過降壓管的壓頭損失，因不設內(nèi)堰 板上清液高度hL=0.07m液柱 則Hd=hP+hd+hL=0.0881+0.036+0.07=0.1941m 取φ=0.5， φ（HT+hW）=0.5(0.45+0.032)=0.241m液柱 因此 ， 滿足工程要求 4.液沫夾帶驗算 板上液相流程長：Zl=D-2Wd=1.6-2×0.1984=1.2032m 板上液流面積： Ab=AT-2Af=2.0096-2×0.190912=1.63m2 乙烯-乙烷物系按正常物系取物性，查泛點負因子圖表得， FLV=0.2978, u/uf=0.736 , φ=0.032 則 又根據(jù) 則eV=0.0026kg液體/kg氣體 兩次算出的eV<0.1kg液體/kg氣體，符合工程條件 5.操作彈性 從霧沫夾帶相考慮氣相負荷上限 F＝0.8＝ ＝0.277 從液泛角度考慮負荷上限，即 φ（）=0.5（0.45+0.032）=0.241m ＝0.1374 ＝0.0674 ＝1.411 彈性 6.負荷性能圖 1） 霧沫夾帶上限線 中，取eV=0.1 kg液體/kg氣體 并將有關變量與Vh ,Lh的關系帶入整理，得 ，作出液膜夾帶曲線 2）液泛線 令 則 帶入數(shù)據(jù)，并化簡得最終結果為： 作出液泛曲線 3）液相負荷上限線 τ=5s 作出液相負荷上限線 4) 嚴重漏夜曲線 ,c0=0.63 , ,將以上式子關聯(lián)帶入，得 作出嚴重漏夜曲線 5）液相負荷下限線 ， Lh=2.2m3/h 作出液相負荷下限線 第四章 再沸器的設計 一、設計任務與設計條件 1．選用立式熱虹吸式再沸器 塔頂壓力：2.6013MPa 壓力降：Np=0.50kPa 塔底壓力: 2.6013+0.0005*74=2.6383MPa 2．再沸器殼程與管程的設計 殼程 管程 溫度（℃） 70 2.6 壓力（MPa絕壓） 0.1013 2.6316 冷凝量（kg/h） 84393.6 蒸發(fā)量（kg/h） 24729 出口50℃ 物性數(shù)據(jù)： 殼程凝液在溫度（50℃）下的物性數(shù)據(jù)： 熱導率： λC=0.659W/(m*K) 粘度： μC=0.47mPa*s 密度： ρC=983.7kg/m3 液相定比壓熱容 氣化潛熱 =2257 kJ/kg 氣凝熱 r=2243 kJ/kg 管程流體在（2.6℃ 2.658MPa）下的物性數(shù)據(jù)： 潛熱： rb=286.67kJ/kg 液相熱導率： λb=0.0962W/(m*K) 液相粘度： μb=0.0572mPa*s 液相密度： ρb=387.87kg/m3 液相定比壓熱容： cp,b=3.495kJ/(kg*K) 表面張力： σb=2.761mN/m 氣相熱導率 λ=0.01591 W/(m*K) 氣相粘度： μV=0.00878mPa*s 氣相密度： ρv=50.2kg/m3 氣凝熱 r=287.4 kJ/kg 蒸氣壓曲線斜率： （Δt/Δp）S=0.000503m3*K/kg 二、估算設備尺寸 熱流量： 傳熱溫差： ℃ 假設傳熱系數(shù)： k=850 估算傳熱面積： 擬用傳熱管規(guī)格為Ф25×2mm,管長L=3000mm 則傳熱管數(shù)： 根 若將傳熱管按正三角形排列， 管心距： t=0.032m 則 殼徑： 圓整后 DS=0.55m 取管程進口直徑： Di=0.25m 管程出口直徑： D0=0.32m L/D=3/0.55=5.45 在之間 三、傳熱系數(shù)的校核 1．顯熱段傳熱系數(shù)K 假設傳熱管出口汽化率：xe =0.34 1) 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù) 2) 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： 傳熱管內(nèi)質量流速： 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)：取n=0.4 管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)： 3） 污垢熱阻及管壁熱阻 沸騰側： Ri=0.00026 m2*K/W 冷凝側： R0=0.000172 m2*K/W 管壁熱阻： m2*K/W 4） 顯熱段傳熱系數(shù) 2.蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算 傳熱管內(nèi)釜液的質量流量： 當xe=0.34時，Lockhut-martinel參數(shù)： 則1/Xtt=1.46 查設計書P96圖3－29 得：aE=0.07 在x=0.4xE=0.138時的情況下 再查圖3－29，am=0.45 泡核沸騰壓抑因數(shù)anb： 以液體單獨存在為基準的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)ai: 沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE =4.94 兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): 沸騰傳熱膜系數(shù)： 沸騰傳熱系數(shù)KE為： 3.顯熱段及蒸發(fā)段長度 4.傳熱系數(shù) 實際需要傳熱面積： 5.傳熱面積裕度： >20% 所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求 四 循環(huán)流量校核 1．循環(huán)系統(tǒng)推動力： 1）當 X=Xe/3= 0.1133時 兩相流的液相分率 兩相流平均密度： 2）當 X=Xe=0.34時 兩相流的液相分率： 則 根據(jù)課程設計表3－19 得：l=0.85m 則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： 2．循環(huán)阻力⊿Pf： ①管程進出口阻力△P1 進口管內(nèi)質量流量： 釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： 進口管長度與局部阻力當量長度： 進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： 管程進口阻力: ②傳熱管顯熱段阻力 ③傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3 氣相在傳熱管內(nèi)的質量流量 液相流動阻力 ④管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△P4 動量變化引起的阻力系數(shù): ⑤管程出口段阻力△P5 氣相流動阻力△Pv5 管程出口長度與局部阻力的當量長度之和： 液相流動阻力Δp5 所以循環(huán)阻力： 則 循環(huán)推動力ΔpD略大于循環(huán)阻力Δpf,說明假設的出口氣化率Xe=0.34基本正確。再沸器滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求。 第五章 輔助設備設計 一、輔助容器的設計（容器填充系數(shù)取：k=0.7） 1.進料罐（常溫貯料） 20℃乙烯 ρL1 =380kg/m3 乙烷 ρL2 =540kg/m3 壓力取2.61MPa 由上面的計算可知 進料 Xf=65% Wf=63.4% =426.3 kg/m3 進料質量流量：qmfh=6027kg/h 取停留時間：x為4天，即x=96h 進料罐容積：1938.92m3 , 圓整后 取V=1939m3 2.回流罐（-17℃） 質量流量 qmLh=R·qmDs =116477.99kg/h ρL2 =413.4kg/m3 設凝液在回流罐中停留時間為0.5h，填充系數(shù)φ=0.7 201.25 m3 則回流罐的容積， 取V=202m3 3.塔頂產(chǎn)品罐 質量流量qmDh=qmDs =3935.918 kg/h； 產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為120h，填充系數(shù)φ=0.7 1775.6 m3 則產(chǎn)品罐的容積 取V=1776 m3 4.釜液罐 取停留時間為5天，即x=120h 質量流量qmWh=qmWs =2091.082 kg/h 867.13 m3 則釜液罐的容積 取V=868m3 二、傳熱設備 1.冷卻器和塔頂冷凝器的集成 采用臥式冷凝器 入口 出口 塔頂產(chǎn)品 256.4k 263.2k 進料 273.2k 263.4k 傳熱溫差： 管內(nèi)液體流率：F=210kmol/h 取K=700 ，則傳熱面積為 ，圓整后的 A=13m2 2.釜液冷卻器 塔頂產(chǎn)品與進料熱交換后，繼續(xù)與冷卻釜液 塔頂產(chǎn)品 入口263.2k 出口273.2k 釜液 入口 273.2k 出口278.9k 傳熱溫差： 取K=700 ，則傳熱面積為 , 圓整后取A=6 m2 三、泵的設計 1．進料泵(兩臺，一用一備) 取液體流速：u=0.564m/s 液體密度： kg/ m3 取d=65mm 液體粘度; 取ε=0.2 相對粗糙度：ε/d=0.003 查得：λ=0.026 取管路長度：l=80m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個 取 qVLh =6.73m3/h 選取泵的型號：AY 揚程：30～65m 流量：2.5～60m3 /s 2．回流泵（兩臺，一用一備） 取液體流速：u=0.5m/s kg/ m3 取d=0.128 取ε=0.2 相對粗糙度：ε/d=0.0016 查得：λ=0.0225 取管路長度：l=100m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個 取 qVLh =23.2m3/h 選取泵的型號：100F-57 3.釜液泵（兩臺，一備一用） 取液體流速：u=0.394m/s kg/ m3 液體粘度 取ε=0.2 相對粗糙度：ε/d=0.0049 查得： λ=0.03 取管路長度：l=30m 取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個 qVLh =1.87m3/h 該處泵揚程為負值，正常工作時不使用，但非正常工作或停止工作時，需要使用。 選取泵的型號：50F-16 第六章 管路設計 進料管線取料液流速 u=0.5 m/s 則d==0.102m/s 取管子規(guī)格為Ф114×4其他各處管線類似求得 管子名稱 管內(nèi)液體流速（m/s） 管線規(guī)格（mm） 進料管 0.5 Ф114×4 塔頂蒸氣管 15 Ф121×5 塔頂產(chǎn)品管 0.5 Ф62×3 回流管 0.5 Ф203×6 釜液流出管 0.3 Ф89×3.5 儀表接管 Ф25×2.5 塔底蒸汽回流管 15 Ф121×5 貯罐容積估算表 序號 位號 名稱 停流時間/h 容積/m3 1 V-101 原料中間罐 96 1294 2 V-102 回流罐 0.5 21 3 V-103 塔頂產(chǎn)品罐 120 914 4 V-104 塔底產(chǎn)品罐 120 763 第七章 控制方案 序號 位置 用途 控制參數(shù) 介質物性 /（kg/m3） /（mPa·s） 1 FIC-01 進料流量控制 0~210kmol/h 乙烷、乙烯 =433.7,=0.092 2 FIC-02 回流定量控制 0~430 kmol/h 乙烯=408, =0.09 3 PIC-01 塔壓控制 0~2.7Mpa 乙烯，蒸汽, 4 HIC-01 釜液面控制 0~2.5m 乙烷=385, 5 HIC-02 回流罐液面控制 0~2m 乙烯=408, 6 TIC-01 釜溫控制 1~6℃ 乙烷=385, 第八章 設備一覽表 系統(tǒng)所需的主要設備及主要參數(shù) 序號 位號 名稱 揚程/m 流量/m/s 功率/kw 1 P-101 進料泵 25 10 1.2 2 P-102 釜液泵 2.5 8.5 0.5 3 P-103 回流泵 40 25 7.5 4 P-104 塔頂產(chǎn)品泵 15 14 0.5 5 P-105 塔底產(chǎn)品泵 35 5 1.0 換熱器傳熱面積估算表 序號 位號 名稱 熱流量/KW 傳熱系數(shù)/(W/m2k) 傳熱溫差/℃ 傳熱面積/m2 備注 1 E-102 塔頂冷凝器 42.3 700 8.6 9 2 E-101 塔底再沸器 4567.3 1158.58 113.1 8 3 E-103 進料冷凝器 46.5 650 8.6 9 4 E-104 塔底冷凝器 6.66 650 7.4 3 序號 位號 設備名稱 形式 主要性能參數(shù) 操作條件 1 T-101 精餾塔 浮閥塔三 D=1200 Np=74 H=44.5 操作溫度 t=256.51 操作壓力 p=2.601Mpa 2 E-102 塔頂冷凝器 分塊管板式 3 E-101 塔底再沸器 分塊管板式 4 E-103 進料冷凝器 分塊管板式 5 E-104 塔底冷凝器 分塊管板式 6 P-101 進料泵2臺 離心泵 Q=10m3/h H=25m 乙烯乙烷混合液 7 P-102 釜液泵2臺 離心泵 Q=8.5m3/h H=2.5m 乙烷液 8 P-103 回流泵2臺 離心泵 Q=25m3/h H=40m 乙烯液 9 P-104 塔頂產(chǎn)品泵2臺 離心泵 Q=14m3/h H=15m 乙烯液 10 P-105 塔底產(chǎn)品泵2臺 離心泵 Q=5m3/h H=35m 乙烷液 11 V-101 原料中間罐 臥式 1294 0℃ 2.6Mpa 12 V-102 回流罐 立式 21 -16.7℃ 2.6Mpa 13 V-103 塔頂產(chǎn)品罐 立式 914 0℃ 2.6Mpa 14 V-104 塔底產(chǎn)品罐 立式 763 0℃ 2.6Mpa 15 V-105 不合格產(chǎn)品罐 立式 650m3 0℃ 2.6Mpa 第九章 設計評述 這次課程設計完成后，我發(fā)現(xiàn)我對于化工原理知識的了解上升到了一個新的層面，對于設計過程中的每一步，我都能說出它的原理和具體做法。對于上課時涉及較少的工藝流程也熟悉了不少。此外，在做設計的過程中復習并掌握了許多計算機知識，例如C語言，EXCEL，MATLAB，AUTO-CAD等?？傊ㄟ^這次課程設計，豐富了我各個方面的知識，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設計中的錯誤與不足之處，使我能不斷提高進步。 第十章 參考文獻： 1.《化工單元過程及設備課程設計》，匡國柱、史啟才主編，化學工業(yè)出版社，2002年。 2.《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》劉光啟，劉杰主編，化學化工出版社，2002年。 3.《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連緗、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。 4.《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》，盧煥章，化學工業(yè)出版社，1982年。 5.《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》，（續(xù)篇），馬沛生，化學工業(yè)出版社，1982年。 6.《石油化工設計手冊》，王松漢，化學工業(yè)出版書，2002年。 7.《化工原理》（下冊） 第十一章 主要符號說明 符號 意義與單位 符號 意義與單位 A 塔板上方氣體通道截面積 m2 e 單位時間夾帶的液沫量 kg/h Aa 塔板上有效傳質區(qū)面積 m2 ev 單位質量氣體夾帶的液沫質量 Ad 降液管截面積 m2 Fa 氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2) Ao 板孔總截面積 m2 Nt 理論塔板數(shù) AT 塔截面積 m2 Np 實際塔板數(shù) b 液體橫過塔板流動時的平均寬度 m n 浮閥個數(shù) bc 塔板上邊緣寬度 m p 系統(tǒng)總壓力 kPa 組分分壓 kPa bd 降液管寬度 m -Δpf 塔板阻力降 N/ m2 bs 塔板上入口安定區(qū)寬度 m Φ 熱負荷 w(kw) b’s 塔板上出口安定區(qū)寬度 m D 餾出液摩爾流量 kmol/h C 計算液泛速度的負荷因子 F 進料摩爾流量 kmol/h C20 液體表面張力20mN/m時的負荷因子 qm 質量流量 kmol/h Co 孔流系數(shù) L 液相摩爾流量 kmol/h D 塔徑 m V 氣相摩爾流量 kmol/h do 浮閥直徑 m W 釜液摩爾流量 kmol/h ET 塔板效率 液流收縮系數(shù) qVLh 液相體積流量 m3 /h qVLs 液相體積流量 m3 /s hσ 克服液體表面張力的阻力 m qVVh 氣相體積流量 m3 /h how 堰上方液頭高度 m qVVs 氣相體積流量 m3 /s hw 堰高 m R 回流比 K 相平衡常數(shù) r 摩爾汽化潛熱 kj/kmol k 塔板的穩(wěn)定性系數(shù) T 熱力學溫度 K lw 堰長 m t 攝氏溫度 ℃ M 摩爾質量 kg/kmol FLV 兩相流動參數(shù) ρ 密度 kg/m3 f 汽化分數(shù) σ 液體表面張力 mN/m Hd 氣相摩爾焓 kj/kmol τ 時間 s H’d 降液管內(nèi)清液層高度 m Φ 降液管中泡沫層的相對密度 Hf 降液管內(nèi)泡沫層高度 m φ 篩板的開孔率 HT 塔板間距 m φ1 餾出液中易揮發(fā)組分的回收率 hb 降液管底隙 m φ2 釜液中難揮發(fā)組分的回收率 hd 液體流過降液管底隙的阻力m ψ 液沫夾帶分數(shù)，篩孔中心距m hf 塔板阻力（以清液層高度表示 m） u 設計或操作氣速 m/s ht 塔板上的液層阻力（以清液層高度表示 ）m ua 通過有效傳質區(qū)的氣速 m/s ho 干板阻力 （以清液層高度表示）m uf 液泛氣速 m/s h’o 嚴重漏液時的干板阻力m uo 篩孔氣速 m/s u’o 嚴重漏液時相應的篩孔氣速 m/s zf 進料的摩爾分數(shù) x 液相摩爾分數(shù) α 相對揮發(fā)度 y 氣相摩爾分數(shù) β 塔板上液層的充氣系數(shù) Z 塔高 m 下標 A.B 組分名稱 min 最小 c 冷缺水 max 最大 D 餾出液 n 塔板序號 e 平衡 opt 適宜 F 進料 q 精。提餾段交點 h 小時 R 再沸器 i 組分名稱 s 秒 j 組分名稱 V 氣相 l 液相 w 釜液 ’ 提餾段 ° 飽和 28