《乙烯-乙烷體系對篩板塔頂精餾塔的設(shè)計（處理量：100回流比系數(shù)：1.3）》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《乙烯-乙烷體系對篩板塔頂精餾塔的設(shè)計（處理量：100回流比系數(shù)：1.3）（27頁珍藏版）》請在裝配圖網(wǎng)上搜索。
1、（精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計） 設(shè)計日期： 2005年7月2日 班 級： 化機(jī)0201 姓 名： 陳躍飛 學(xué) 號： 200242076 指導(dǎo)老師： 前言 本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共7章。 說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了詳細(xì)的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的說明。 鑒于本人經(jīng)驗有限，設(shè)計中難免存在錯誤和不妥之處，希望老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！ 目 錄第一章 任務(wù)書4第二章精餾過程工藝及設(shè)備概述4第三章 精餾塔的設(shè)計5第一節(jié) 設(shè)計條件.6第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算.6第三節(jié) 塔板數(shù)的計算.6第四節(jié) 精餾塔工藝設(shè)計計算.8第五節(jié)
2、 塔板的校核11第六節(jié) 負(fù)荷性能圖.12第四章 再沸器14第一節(jié) 物性數(shù)據(jù).14第二節(jié) 估算設(shè)備尺寸.14第三節(jié) 傳熱系數(shù)效核.15第四節(jié) 循環(huán)流量效核.17第五章 輔助設(shè)備21第一節(jié) 傳熱設(shè)備.21第二節(jié) 泵的設(shè)計.21第三節(jié) 罐的設(shè)計.22第六章 管路設(shè)計23第七章 控制方案第一章、任務(wù)書處理量：100koml/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾質(zhì)量計）進(jìn)料 65% ，塔頂產(chǎn)品 99% 塔底產(chǎn)品1%。*設(shè)計條件1.工藝條件：飽和液體進(jìn)料， 進(jìn)料乙烯含量=65%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）塔頂乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，總板效率為0.62.操作條件塔頂壓力2.5MPa（表壓）加熱劑及加熱方式：加熱劑：熱水
3、；加熱方式：間壁換熱冷卻劑：循環(huán)冷卻水回流比系數(shù)：R/Rmin=1.3塔板形式：篩板處理量：100 kmol/h，安轉(zhuǎn)地點：大連塔板位置：塔頂*第二章、 精餾過程工藝及設(shè)備概述 精餾是分離液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)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下，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揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)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，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時傳熱、傳質(zhì)的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。1.精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣
4、、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，是混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液體）經(jīng)過料管由精餾塔的某一位置（進(jìn)料板處）流入精餾塔內(nèi)，開始精餾操作，塔底設(shè)再沸器加熱釜液中的液體，產(chǎn)生蒸汽通過塔板的篩孔上升，與沿降液管下降并橫向流過塔板的液體在各級篩板上錯流接觸并進(jìn)行傳熱及傳質(zhì)，釜液定期作為塔底產(chǎn)品輸出;塔頂設(shè)冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產(chǎn)品輸出精餾塔。2.工藝流程（1）精餾裝置必須在實彈的位置設(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證精餾裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運
5、行。（2）必要的檢測手段為了隨時了解操作情況及各設(shè)備的運行狀況，及時地發(fā)現(xiàn)操作中存在問題并采取相應(yīng)的措施予以解決，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的測量儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項參數(shù)，從而間接了解運行情況。另外。常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期檢修各設(shè)備及檢查裝置的運行情況。（3）調(diào)節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)過程中各種狀態(tài)參數(shù)都不是定值，都會或多或少隨著時間有所波動，應(yīng)在適當(dāng)位置設(shè)置一定數(shù)量的閥門進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，有時還可以根據(jù)需求設(shè)置雙調(diào)節(jié)，即自動調(diào)節(jié)和手動調(diào)節(jié)兩種調(diào)節(jié)方式并可以根據(jù)需要隨時進(jìn)行切換。3.設(shè)備簡介及選用所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1）、精餾塔精餾塔是一圓
6、形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，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，液相被加熱，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)計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。2）.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)氣液兩相間接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。
7、本設(shè)計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換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點：循環(huán)推動力：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)。3）.冷凝器 （設(shè)計從略） 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。精餾塔選用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再沸器第三章 精餾塔工藝設(shè)計精餾過程工藝流程 1.分離序列的選擇對于雙組分精餾或僅采用單塔對多
8、組分混合物進(jìn)行初分的流程較為簡單。如果將三個或三個以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經(jīng)驗規(guī)則，如有序直觀推斷法來指導(dǎo)選擇。（詳見有關(guān)參考書）。2.能量的利用精餾過程是熱能驅(qū)動的過程，過程的能耗在整個生產(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)品的競爭能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量是十分必要的。1）. 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，通過優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。2）. 精餾系統(tǒng)的能量集成 著眼于整個系統(tǒng)的有效能的利用情況，盡量減少有效能浪費，按照一定的規(guī)則（
9、如夾點技術(shù)理論），實現(xiàn)能量的匹配和集成。3.輔助設(shè)備（略）4.系統(tǒng)控制方案（略）第一節(jié) 設(shè)計條件1. 飽和液體進(jìn)料 進(jìn)料含乙烯含量=65%(摩爾百分?jǐn)?shù),下同)塔頂乙烯含量 =99% , 釜液乙烯含量1% , 總板效率為0.62. 操作條件: 1. 塔頂操作壓力P=2.5Mpa(表壓)2. 回流比系數(shù) =1.33. 塔板形式:篩板4. 處理量:1005. 安裝地點:大連6. 塔板設(shè)計位置:塔頂7. 塔頂溫度的確定第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算一.物料衡算 F=D+W 解得 D=65.31 F= W=34.69 塔內(nèi)氣,液相流量: 精餾段: L=RD V=(R+1)D 提留段: 二.熱量衡算 再沸器熱
10、流量 再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量流量 冷凝器熱流量 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量 第三節(jié) 塔板數(shù)的計算因為飽和液體進(jìn)料 有0.65 設(shè)溫度為 16.5查表知 A B C 乙烯 15.5368 1347.01 -18.15 乙烷 15.6637 1511.42 -17.16根據(jù)Antoine公式計算兩物質(zhì)的飽和蒸汽壓 得=2618.664Kpa =1531.136Kpa又因為 =0.99 故 =0.99 =0.0107 +=0.99+0.017=1.0007 0.0007 滿足要求,所選溫度基本符合!8. 其他參數(shù)的計算所以=1.710275/1.16=1.474375 =0.732486 故=3.1219
11、 =1.3=4.05847所以計算精餾段,提餾段方程線為 精餾段: =0.8023+0.1957 提餾段: 相平衡方程 =3塔板數(shù)計算：假設(shè)初值Tto、Tbo、2并輸入Pt(絕)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L計算1計算=(1+2)/2計算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N計算2計算并輸出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2 6mm 堰高h(yuǎn) 液流強(qiáng)度 L=27.257 降液管底隙液體流速 =0.151m/s 0.3m/s 符合要求. .塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取 1. 浮閥數(shù) 選取F型浮閥，重型，閥孔直徑d=0.039m 初取閥孔
12、動能因子F=8，計算閥孔氣速 u=1.374m/s 浮閥個數(shù)n=462. 浮閥排列發(fā)式 取進(jìn),出口安定區(qū)寬度75mm 取邊緣區(qū)寬度=50mm =0.239m =0.55m 有效傳質(zhì)面積 =0.539 開孔所占面積 A=0.055m 塔板開孔率 =0.070.1 符合要求第五節(jié) 塔板的流動性能校核a) 液沫夾帶量校核 取K=1.0 查C由=0.2750.80.82 故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶 符合要求.b) 塔板阻力的核對（1）.干板阻力h 臨界空速 = 因閥空氣速大于其臨界閥孔氣速 故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)下計算干板阻力 h （2）.塔板清夜層阻力h =0.5 =0.04 （3）.克服液體表面張力阻力
13、 =8.1 有以上三項阻力之和求塔板阻力h h=hc) 降液管液泛校核由, 取=0 =0.00351m液柱 則 =0.1555m取降液管中泡沫層的相對密度 =0.259m 5s 滿足要求.e) 嚴(yán)重漏夜校核 取F=5=0.857 穩(wěn)定系數(shù)=1.6231.5 故滿足穩(wěn)定性要求 不會發(fā)生嚴(yán)重漏液 各項校核均滿足要求,故所設(shè)計的篩板可用,但并非適宜.第六節(jié) 負(fù)荷性能圖1. 過量液沫夾帶線 A Zm 取C 由公式得 V2. 液相下限線令=0.006 得 =2.15 3. 嚴(yán)重漏液線 由 和 得=169.338 4. 液相上限線=5和 得5. 降液管液泛線V=7.84第四章 再沸器的設(shè)計第一節(jié).物性數(shù)據(jù)
14、 1.選用立式熱虹吸再沸器塔頂壓力:2.601.325MP(絕壓) 塔底壓力:2.617605MP(絕壓) 2.再沸器殼程與管程設(shè)計殼程 管程溫度/C 30-70 5.5壓力(絕壓)/MP 0.101325 2.617605蒸發(fā)量/(Kg/h) 9911.07 3物性數(shù)據(jù) 殼程凝液(水)在定性溫度50C下的物性數(shù)據(jù): 密度 =977.8Kg/ 潛熱=2334KJ/Kg 熱導(dǎo)率 =0.668W/(mK) 粘度 =0.406mPas管程流體5.5下的物性數(shù)據(jù): 潛熱 =279.12KJ/Kg 液相熱導(dǎo)率 =0.090714 W/(mK) 液相粘度 =0.0566 mPas 液相密度 =450 Kg
15、/ 液相定壓比熱容 =3.428KJ/(KgK) 表面張力 =2.7mN/m 氣相粘度 =0.0005mPas 氣相密度 =30Kg/蒸汽壓曲線斜率 1.81 第二節(jié).估算設(shè)備尺寸1. 計算熱流量Q為Q=768.44 Kw2. 計算傳熱溫差=41.32 K3. 假設(shè)傳熱系數(shù)K=850 則估算傳熱面積為 =21.88 4. 擬用傳熱規(guī)格為 ,管長L=2500,則計算傳熱管數(shù) =74 根5. 若將傳熱管按正三角形排列,則管子排列面積是一個正六邊形 = 解得 =5 個故正六邊形個數(shù)為5 個, 則取管心距 0.0494 m又因為是單管換熱器,所以殼徑內(nèi)徑D 為 =0.589 m 圓整到D=600mm管
16、程進(jìn)口管取 =100mm 出口管徑去 =300mm第三節(jié).傳熱系數(shù)效核1. 顯熱段傳熱系數(shù) 設(shè)傳熱管出口汽化率 =0.24 則計算循環(huán)流量 =11.47 kg/s.顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 計算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速G 為 =33mm 故 =0.0.0633 =181.223計算雷諾數(shù)Re為 Re=計算普朗特數(shù)為 =2.139計算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) =1327.2.計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 計算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量 =0.329 Kg/s 計算傳熱管外單位濕潤周邊上凝液的質(zhì)量流量=0.0373 計算冷凝液膜的=367.2 20%第四節(jié). 循環(huán)流量效核1.循環(huán)系統(tǒng)的推動力 當(dāng)時 計算Lockh
17、at-Martinell參數(shù) =3.729計算兩相流的液相分率為 =0.381計算兩相平均密度 =188.02 Kg/當(dāng)x=0.24時計算 Lockhat-Martinell參數(shù) =1.168計算兩相流的相分率 =0.221計算兩相流平均密度 =121.32 Kg/參照設(shè)計書3-19表 并根據(jù)焊接需要去m 于是計算循環(huán)系統(tǒng)的推動力= = 5271.22 (Pa)2. 循環(huán)阻力 .管程進(jìn)口管阻力的計算 計算釜液在管程進(jìn)口管內(nèi)的質(zhì)量流速為 = =1430.4 計算釜液在進(jìn)口管內(nèi)的流動雷諾數(shù) = 計算進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度 =12.08 m 計算進(jìn)口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù) =0.01503 故
18、計算管程進(jìn)口管阻力為 =4127.61 Pa .傳熱管顯熱段阻力 計算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速為 =181.22 計算釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù) =計算進(jìn)口管內(nèi)液體流動的摩擦系數(shù) =0.02157計算傳熱管顯熱段阻力 =0.73 Pa .傳熱管蒸發(fā)段阻力 汽相流動阻力的計算 =181.22計算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速 =x=29.00計算汽相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù) =計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù) =0.01536計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力 =16.06 Pa液相流動阻力的計算 計算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速為 =152.22計算液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù) =計算傳熱管內(nèi)液相流動的摩擦系數(shù) =0
19、.02221計算傳熱管內(nèi)液相流動阻力 =42.71 Pa計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力 =431.73 Pa .蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力 管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速=181.22 計算蒸發(fā)段管內(nèi)因動量變化引起的阻力系數(shù)M =3.682 計算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力 =268.71 Pa .管程出口阻力 氣相流動阻力的計算計算管程出口管中汽,液相總質(zhì)量流速 =162.27 計算管程出口管中汽相質(zhì)量流速 =38.94 計算管程出口管的長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和 =35.04 m計算管程出口管中汽相流動雷諾數(shù) =計算管程出口管汽相流動的摩擦系數(shù) =0.0135計算管程出口汽相流動阻力 =39.
20、85 Pa液相流動阻力的計算計算管程出口管中液相質(zhì)量流速 =123.33 計算管程出口管中液相流動雷諾數(shù) =計算管程出口管中液相流動的摩擦系數(shù) =0.01585計算管程出口液相流動阻力 =31.29 Pa計算管程出口管中兩相流動阻力 =566.02 Pa系統(tǒng)阻力 =+=5126.09 Pa循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值為 =1.0283 在1.0011.05之間 符合要求 循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力,說明所設(shè)的出口汽化率=0.24基本正確,因此所設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求. 第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計第一節(jié).輔助容器的設(shè)計容器填充系數(shù)取=0.71. 進(jìn)料罐（低溫貯料）0 乙烯 =380
21、 kg/m3 乙烷 =540 kg/m3壓力取2.6010325Mpa （絕對壓力） 又進(jìn)料=0.65所以乙烯質(zhì)量分率為63.4% r=426.3kg/m3 進(jìn)料質(zhì)量流量F=2878 kg/h進(jìn)料罐容積，其中為停留時間，取4天，=4 24=96hV=923.3m3 圓整取924m32. 回流罐（-16.5）=413.4kg/m3 取停留時間為=0.5 h所以=13.8m3 =19.7 m3 ，圓整后取20 m3 3. 餾出產(chǎn)品罐取產(chǎn)品停留時間為5天，即=120 hD=65.31 kmol/h，所以V=4.42 m3/h=757.7 m 圓整為758 m34. 釜液罐取停留時間為5天，即=120
22、 hW=34.7 kmol/h V=2.7 m3 V=426.9m3 圓整取463 m3第二節(jié)傳熱設(shè)備的設(shè)計1.進(jìn)料冷卻器與塔頂冷凝器的集成,但采用臥式殼柱冷凝器 入口 出口塔頂產(chǎn)品溫度/K 256.5 263.2進(jìn)料溫度/K 273.2 263.4傳熱溫差 K平均摩爾質(zhì)量 =28.78 管柱液體流率 F=100=10028.78=2878傳熱速率 =39.7 假設(shè)傳熱系數(shù)K=850 則傳熱面積為=5.4 圓整后 A=62.釜液冷卻器 塔頂產(chǎn)品與進(jìn)料熱交換后,繼續(xù)冷卻塔釜 入口 出口 塔頂產(chǎn)品溫度/K 263.2 273.2 塔釜產(chǎn)品溫度/K 278.5 273.2傳熱溫差=7.4 K管柱液體
23、流率F=34.69=1041傳熱速率 =5.44假設(shè)傳熱系數(shù) K=850 則傳熱面積為 =0.84 圓整后 A=1 第三節(jié)泵的設(shè)計1.進(jìn)料泵（兩臺，一用一備）管路直徑d=0.065m 流體流速 u=0.564m/s 流體密度 =426.3 kg/m3粘度=0.091mPas 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.003Re=1.7e5 查得=0.026取管路長度為l= 80，取90度彎管4個=0.75，截止閥1個 =7，文氏管流量計 1 個。則=3.81m 取=20m 則=24.1 m = 6.73 m3/h選取泵的型號為40F-252.回流泵（兩臺，一用一備）管路直徑d=0.128m 流體流速
24、u=0.5 m/s 流體密度 =413.4 kg/m3 粘度=0.092 mPas 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.0016Re=2.9e5 查得=0.0225去管路長度為l=100m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=3.6m 取=32 m則=36.1m =23.2 m3/h選取泵的型號為65F-40.3.釜液泵（兩臺，一用一備）管路直徑d=0.041m 流體流速 u=0.394 m/s 流體密度 =448 kg/m3粘度=0.0088mPas 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.0049Re=7.1e5 查得=0.03去管路長度為l=30
25、m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=3.71m 取= 5.5m則=1.7m =1.87m3/h選取泵的型號為20F-16.這里揚(yáng)程為負(fù)值，說明工作時不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時，需用該泵，不可忽略。第六章 管路設(shè)計進(jìn)料管線取料液流速 u=0.5 m/s 則d=0.069m/s取管子規(guī)格為753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(jìn)料管0.5753塔頂蒸氣管1410910塔頂產(chǎn)品管0.5623回流管0.51353釜液流出管0.5534.5儀表接管252.5塔底蒸汽回流管141056 貯罐容積估算表序號
26、位號名稱停流時間/h容積/m31V-101原料中間罐969242V-102回流罐0.5203V-103塔頂產(chǎn)品罐1207584V-104塔底產(chǎn)品罐120463系統(tǒng)控制方案表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01進(jìn)料流量控制0110kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0360 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔壓控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯=408, 6TIC-01釜溫控制16乙烷=385, 系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要
27、參數(shù)序號位號名稱揚(yáng)程/m流量/m/s功率/kw1P-101進(jìn)料泵25101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵40257.54P-104塔頂產(chǎn)品泵15140.55P-105塔底產(chǎn)品泵3551.0序號位號設(shè)備名稱形式主要性能參數(shù)操作條件1T-101精餾塔D=1400 Np=64H=33580操作溫度 t=256.51操作壓力 p=2.601Mpa2E-101塔頂冷凝器分塊管板式3E-102塔底再沸器分塊管板式4E-103進(jìn)料冷凝器分塊管板式5E-104塔底冷凝器分塊管板式6P-101進(jìn)料泵2臺離心泵Q=10m3/hH=25m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2臺離心泵Q=8.
28、5m3/hH=2.5m乙烷液8P-103回流泵2臺離心泵Q=25m3/hH=40m乙烯液9P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺離心泵Q=14m3/hH=15m乙烯液10P-105塔底產(chǎn)品泵2臺離心泵Q=5m3/hH=35m乙烷液11V-101原料中間罐臥式924m30 2.6Mpa12V-102回流罐立式20m3-16.7 2.6Mpa13V-103塔頂產(chǎn)品罐立式758m30 2.6Mpa14V-104塔底產(chǎn)品罐立式463m302.6Mpa15V-105不合格產(chǎn)品罐立式650m302.6Mpa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1E-101塔頂冷
29、凝器39.78508.662E-102塔底再沸器3896.51197113.121.883E-103進(jìn)料冷凝器39.78508.664E-104塔底冷凝器5.448507.41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，m2FLV兩相流動參數(shù)Ad降液管截面積，m2G質(zhì)量流量，kg/hA0浮閥塔板閥孔總截面積，m2Hd降液管內(nèi)清液層高度，mAT塔截面積，m2降液管內(nèi)泡沫層高度，mb液體橫過塔板流動時的平均寬度，mHT塔板間距，mb塔板上邊緣區(qū)寬度，mhb降液管底隙，mbd降液管寬度，muf液泛氣速，m/sbs塔板上入口安定區(qū)寬度，mhd液體流過降液管底隙的阻力（以清液層高度表示），m塔
30、板上出口安定區(qū)寬度，mhf塔板阻力（以清液層高度表示），mC計算液泛速度的負(fù)荷因子hl塔板上的液層阻力（以清液層高度表示），mC20液體表面張力為20mN/m時的負(fù)荷因子hL塔板上清液層高度，mC0孔流系數(shù)h0干板阻力（以清液層高度表示），mD塔徑，mlW堰長，md0閥孔直徑，mM摩爾質(zhì)量，kg/kmoldp液滴直徑，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收縮系數(shù)Q熱流量，WET塔板效率NT理論塔板數(shù)eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Np實際塔板數(shù)F0氣體的閥孔動能因子，n浮閥個數(shù)F1實際泛點率q進(jìn)料熱狀態(tài)符號意義與單位符號意義與單位R回流比相對揮發(fā)度r摩爾汽化潛熱，kj/kmol液面落差，mT溫度，
31、K（）液體粘度，Past閥孔中心距，m密度，kg/ m3u設(shè)計或操作氣速，m/s液體的表面張力，mN/mu0閥孔氣速，m/s時間，s嚴(yán)重漏液時閥孔氣速，m/s降液管中泡沫層的相對密度qnV氣相摩爾流量，kmol/h塔板的開孔率氣相體積流量，m3/h嚴(yán)重漏液時的干板阻力以清液層高度表示），m氣相體積流量，m3/s克服液體表面張力的阻力以清液層高度表示），m qnW釜液摩爾流量，kmol/hhOW堰上方液頭高度，mqnF進(jìn)料摩爾流量，kmol/hhW堰高，mqnD餾出液摩爾流量，kmol/hK傳熱系數(shù)，W/（Km2）x液相組成，摩爾分?jǐn)?shù)k塔板的穩(wěn)定性系數(shù)y氣相組成，摩爾分?jǐn)?shù)qnL液相摩爾流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相體積流量，m3/hxF進(jìn)料組成，摩爾分?jǐn)?shù)Ls液相體積流量，m3/s下 標(biāo)A,B組分名稱max最大c冷凝器，冷卻水n塔板序號D餾出液q精、提餾段交點E平衡R再沸器，加熱蒸汽F進(jìn)料s秒L液相V氣相min最小W釜液上 標(biāo) 提餾段27
乙烯-乙烷體系對篩板塔頂精餾塔的設(shè)計（處理量：100回流比系數(shù)：1.3）
