2013大连理工大学化原课设(乙烯乙烷)

（精馏塔及辅助设备设计）

设计日期： 2005年9月

班级：化药0215

姓名：江南

学号： 200245005

指导老师：

前言

本课程设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。

说明书中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。

鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指导和支持

1 概述……………………………………………………………1 2 流程简介………………………………………………………2 3 精馏塔工艺设计………………………………………………3 4 再沸器的设计…………………………………………………10 5 辅助设备的设计………………………………………………16 6 管路设计………………………………………………………21 7 控制方案………………………………………………………21 设计心得及总结 ………………………………………………………22 附录一主要符号说明…………………………………………………24 附录二参考文献………………………………………………………27

第一章概述

精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。

1．精馏塔

精馏塔是精馏装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精馏塔是一圆形筒体，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。

常规或简单精馏塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精馏段和提馏段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，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

再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。

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

第二章方案流程简介

1. 精馏装置流程

精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使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。流程如下：原料（乙烯和乙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。 2. 工艺流程

1. 物料的储存和运输

精馏过程必须在适当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，从而保证装置能连续稳定的运行。 2. 必要的检测手段

为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。

另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。 3. 调节装置

由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。 3. 设备选用

精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。 4. 处理能力及产品质量

处理量： 140 kmol/h 产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料： xf ＝65％塔顶产品： xD ＝99％

塔底产品: xw ≤1％

第三章精馏塔工艺设计

第一节设计条件

1．工艺条件：

饱和液体进料，进料乙烯含量x f ＝65％（摩尔百分数）

塔顶乙烯含量 xD ＝99％，釜液乙烯含量 xw ≤1％，总板效率为0.6。 2．操作条件：

1）塔顶操作压力： P=2.5MPa（表压） 2）加热剂及加热方法：加热剂——水蒸气

加热方法——间壁换热 3）冷却剂：循环冷却水 4）回流比系数： R/Rmin =1.4 3．塔板形式：浮阀

4．处理量： F=140 kmol/h 5．安装地点：大连 6．塔板设计位置：塔顶

第二节物料衡算及热量衡算

一、物料衡算

1．换算：将摩尔百分数换算成质量百分数

x f ＝65％ wf ＝63.41％ x D ＝99％ wD ＝98.93％ x w ≤1％ wW ≤0.93 ％将摩尔流量换算成质量流量：

进料状态混合物平均摩尔质量：

（M A 为乙烯摩尔质量 MB 为乙烷摩尔质量）

M =x f ⋅M A +(1-x f ) ⋅M B =0.65⨯28+0.35⨯30=28.7kg /kmol

W=X⋅M a /[X⋅Ma+(1-X)MB ]

2．求摩尔流量

D + W = 140

0.65×210 = 0.99×D + 0.01×W

解得：

D = 91.4286koml/h , W = 48.5714kmol/h ；

塔内气、液相流量：

1）精馏段：L =R ⋅D ； V =(R +1) ⋅D

2）提馏段：L ' =L +qF ; V ' =V +(q -1) F ; L ' =V ' +W ' 二、热量衡算

1）再沸器加热蒸气的质量流量：G R =Q R /r R 2）冷凝器热流量： Q C =v ⋅r

冷凝器冷却剂的质量流量： G C =Q C /〈c 1⋅(t 1-t 2) 〉

第三节塔板数的计算

注：下标t 、b 分别表示塔顶、塔底参数。

1. 对挥发度过程：假设塔顶温度t=-17 °C 经泡点迭代计算得塔顶温度正确塔顶压力Pt=2.6MPa

查P-K-T 图得：k A =0.99 ；k B =0.69 则α顶=kA /kB =0.99/0.69=1.4347 ；

假设精馏塔的塔板数是60块，每块板的压降为100mmH 2O ； ∆p=60×100mmH 2O=0.058Mpa

塔底压力为P=2.658MPa ; 沸点t b =4°C k A =1.49 ; k B =1 ; 则α底=kA /kB =1.49 ；

α平均=（α顶+α底）/2=1.462 2. 回流比计算过程：

αx

y =

1+(α-1) x α=α平均=1.462

泡点进料：q=1

q线方程：x e =zF

代入数据，解得： xe =0.65 , ye =0.731 R min =

x D -y e

=3. 2 y e -x e

R=1.5Rmin =4.8

3. 逐板计算过程： (1)塔内气液相流量：

精馏段：L=RD=438.8571 koml/h ; V=(R+1)D=530.2857 koml/h 提馏段：L ’=L+Qf=578.8571 koml/h ; V’=V=530.2857koml/h

(2)塔内精馏段、提馏段方程：

精馏段方程：y n =

x R

x n +D =0. 8447x n +0. 1537 R +1R +1L ' W

x n -x w =1. 0825x n -0. 000825 提馏段方程：y ' n +1=

L ' -W L ' -W

(3)理论塔板数的计算：（采用逐板计算法）相平衡方程为：x =

α-(α-1) y

带入精馏段方程和相平衡方程中计算，直至x i

第i 块

x1=0.985447,y1=0.990000 x2=0.979999,y2=0.986232 x3=0.973503,y3=0.981723 x4=0.965793,y4=0.976347 x5=0.956692,y5=0.969967 x6=0.946017,y6=0.962435 x7=0.933587,y7=0.953600 x8=0.919239,y8=0.943314 x9=0.902842,y9=0.931440 x10=0.884315,y10=0.917869 x11=0.863648,y11=0.902536 x12=0.840922,y12=0.885433 x13=0.816324,y13=0.866625 x14=0.790149,y14=0.846268 x15=0.762795,y15=0.824606 x16=0.734746,y16=0.801968 x17=0.706537,y17=0.778755 x18=0.678714,y18=0.755410 x19=0.651797,y19=0.732384 x20=0.626236,y20=0.710108 x20=0.626236,y20=0.710108 则x 20=0.626236

带入提馏段方程和相平衡方程中计算，直至 x n

x21=0.595394,y21=0.682680

x22=0.558456,y22=0.649013 x23=0.515498,y23=0.608692 x24=0.467212,y24=0.561799 x25=0.414974,y25=0.509090 x26=0.360747,y26=0.452068 x27=0.306814,y27=0.392873 x28=0.255412,y28=0.334001 x29=0.208374,y29=0.277891 x30=0.166904,y30=0.226544 x31=0.131525,y31=0.181275 x32=0.102183,y32=0.142657 x33=0.078409,y33=0.110626 x34=0.059509,y34=0.084675 x35=0.044711,y35=0.064044 x36=0.033260,y36=0.047890 x37=0.024481,y37=0.035390 x38=0.017797,y38=0.025807 x39=0.012736,y39=0.018511 x40=0.008919,y40=0.012987 则x 40=0.008919

迭代结果：

理论塔板数： N=40；理论进料板位置： N=20；

实际进料板： Nf =(Ni /0.6)+1=35；实际板数： NP =N/0.6=67；

则塔底压力P b =2.5+0.1+0.1×9.8×10-3×67=2.66566MPa

第四节精馏塔工艺设计

1．精馏段物性数据

p=2.6Mpa,t=-17℃下，乙烯的物性数据：气相密度： ρv =37.9kg/m3 液相密度： ρL =406.36kg/m3 液相表面张力： σ=2.6855mN/m

2．初估塔高、塔径

精馏段气液相体积流量为

V S =

3VM

=0. 1115m /s

ρv ⨯3600

3L ⨯m

L S ==0. 00861m /s

ρL ⨯3600

假设H T =0.45m，取2.6Mpa 下的操作条件时，进料板间距0.9m ，上清液层高度为0.07m ，塔顶分离高度与除沫器和封头的高度和为2m ，塔底液位为1.5m ，裙座5m ，平均15块板一个人孔，人孔高0.8m ，共4个，则塔高H=0.8×4+0.9+（67-5）×0.45+2+1.5+5=40.5m

H T -h L =0.45-0.07=0.38m

F LV

L ρV 438. 857137. 9===0. 2527V ρL 530. 2857406. 36

0. 2

查图，得 C 20=0.059

σ⎫

则C =C 20⎛ ⎪=0. 0395 ;

⎝20⎭

3ρ-ρV

u f =C L =0. 1232m /s

ρV

m 设安全系数为0.7，则u=0.7umax =0.0862/s

4V S 4⨯0. 1115

==1. 28m 取D=1.4m πu 3. 14⨯0. 0862π3. 14

⨯1. 42=1. 539m 2 则A T =D 2=

44D =

第五节溢流型塔板布置及溢流装置设计

1.1 塔板上液体流动形式：单流型

1.2 结构参数：A a -有效传质区面积；A f -弓形降液管面积； H 0-降液管底隙高度；h 1-降液管与进口堰间距； h ow -堰上液流高度；h w -溢流堰高度； H d -降液管内液面高度；H T -塔板间距； l w -弓形溢流堰长度；W c -边缘区宽度；

W d -弓形降液管宽度；W s -出口安定区宽度； W s ' -入口安定区宽度；

1.3 溢流装置的设计

1. 降液管（弓形）底隙高度

出口堰长度： lW =0.645D=0.645×1.4=0.903m

堰上液流强度: h OW

=0. 00284E (h ) 3=0. 0296m E近似取1

l W

堰上液流高度计算（平堰）

选取清液高度 h l ＝0.07m

堰高 h W =hl -h OW =0.07-0.0296=0.0404m

取底部液封高度为10mm ，则h b =0.0296-0.01=0.0196m 液体流经降液管底部的流速为u d =

L S 0. 00861

==0. 486m l W h b 0. 903⨯0. 0196

2. 弓型降液管宽度W d 、面积A f 和停留时间τ 查单流型塔板系列系数得，当l W /D=0.645时 A d =0.1020m2 , bD =0.165m ;

τ=

A d H T 0. 1020⨯0. 45

==5. 33s >5s L S 0. 00861

（满足工程要求）

第六节浮阀布置和其余结构尺寸的选取

选取F 1型浮阀，阀孔直径d O =39mm ; 正三角形错排 1. 浮阀数

取阀孔动能因子F 0=10，则孔速u 0=每层塔板上的阀孔数N ，N =

F 0

ρV

=1. 624m /s

V S 0. 1115

==57. 5≈5822

0. 7854d O u 00. 7854⨯0. 039⨯1. 624

个

A 0=0.0693m2

2. 浮阀排列方式

取边缘区宽度b c =0.06m,安全区宽度b S =b’S =0.1m,

D 1. 4D -W S =-0. 06=0. 64m ; x =-(b D +b S ) =0. 435m 222

222-1x ⎤2

则开孔区面积A a =2⎡ x r -x +r sin =1. 021m ⎢⎥r ⎦⎣r =

3. 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的空心距t 可按如下

A ⎛d ⎫

方法估算： 0=0. 907 0⎪

A a ⎝t ⎭

A ⎫ t =0. 907⨯⎛ a A ⎪d 0=. 907⨯1. 021/0. 0693⨯0. 039=0. 1426m

0⎭⎝

取t=125mm.

通过排列，实际排出阀孔数为57个 u 0=

V S 0. 1115

==1. 64m /s F 0=u 0ρV =10. 08 22

0. 785d O N 0. 785⨯0. 039⨯57

阀孔动能因子变化不大，仍在8-12之间开孔率A 孔= ϕ=

d 0N =0. 0681m 2

A 孔A a

0. 0681

⨯100%=6. 7% 低于10% 1. 021

第七节流体力学校核

1. 塔板流体阻力h f 计算 1) 干板阻力

浮阀由部开启转变为全开时临界孔速：

⎛73⎫u oc = ρ⎪⎪

⎝v ⎭

11. 825

⎛73⎫= ⎪37. 9⎝⎭

1. 825

=1. 432m/s﹤u 0=1.46m/s

引阀孔气速大于临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态下计算干板阻力

2ρV u 037. 9⨯1. 462

h 0=5. 34=5. 34⨯=0. 010(m )

ρl 2g 406. 36⨯2⨯9. 81

2）塔板清液层阻力

h l ＝h w +h 0w ＝0.07m

4⨯10-3σ4⨯10-3⨯2. 6855⨯1000

3）克服表面张力阻力 h σ===0. 0692(m )

ρL gd 0406. 36⨯9. 8⨯0. 039

由以上三项阻力之和求得塔板阻力得：

h f =h 0+h l +h σ=0. 010+0. 07+0. 0692=0. 1492(m )

带入前面公式可知塔底压力依然为2.69Mpa, 前面假设合理 2. 泄漏验算

前面已求过操作条件下，阀孔动能因子F 0=10.08>5-6,不会发生严重漏夜现象。

3. 降液管液泛的验算

为避免液泛，溢流管内的清液高度:

H d ≤ϕ(H T +h W )

气体通过一层塔板的压降所相当的液柱高度h P h f =

∆p

=0. 1492m 液柱 ρL g

⎫⎪m 液柱 ⎪=0. 0361⎭

⎛Ls

液体通过降压管底隙的阻力 h d =0. 153 l h

⎝W b

板上清液高度h L =0.07m液柱

则H d =hP +hd +hL =0.1492+0.0361+0.07=0.2553m 取υ=0.6， υ（H T +hW ）=0.6(0.45+0.0404)=0.2942m液柱因此H d ≤ϕ(H T +h W ) ，满足工程要求 4. 液沫夹带校核

板上液相流程长：Z l =D-2bd =1.4-2×0.165=1.07m

板上液流面积： Ab =AT -2A d =1.5394-2×0.1020=1.3353m2

乙烯-乙烷物系按正常物系取物性取K=1.0，查泛点负因子图表得C F =0.118 则：

V S

F 1=

ρV ρL -ρV

V S

+1. 36L Z Z L

0. 1115⨯

KC F A b

37. 9

+1. 36⨯0. 00861⨯1. 07

406. 36-37. 9

=0. 3

1. 07⨯0. 1⨯1. 3

ρV ρL -ρV

或：F 1=

0. 78KC F A T

37. 9406. 36-37. 9

==0. 2524 0. 78⨯1, 0⨯0. 118⨯1. 5390. 1115⨯

F 1＜0.8～0.82 符合工程条件

5. 操作弹性从雾沫夹带相考虑气相负荷上限

V s max ＝0.277m /s

F ＝0.8

b F

从液泛角度考虑负荷上限V s max ，即

H d ,max =ϕ(H T +h w ) ＝0.5（0.45+0.041）＝0.2455m H d ,max =h p ，max +h d +h l ＝0.2455m h p ，max

＝0.1655m

max ＝h c ，max +h l +h σ

h p ，

u 2ρ

＝5.34max v

h c ，2g ρl ＝0.0955m max

u max ＝2.065m/s V s ，＝0.123m /s max

V s ，max

＝2.418V min 弹性 s ，

6. 负荷性能图

1）雾沫夹带上限线

e V =

⎫5. 7⨯10⎛u ⎪中，取e V =0.1 kg液体/kg气体

H -H ⎪σf ⎭⎝T

-3

3. 2

并将有关变量与V h ,Lh 的关系带入整理，得

V h =4. 5⨯103-48. 93L ，作出液膜夹带曲线①

2）液泛线

令H d =φ(H T +h W ) =h W +h O W +h d +h p

⎡ρV u 0L S 2L S 3⎤-33600+0. 153() +(1+β) ⎢h W +2. 84⨯10() ⎥ 则ϕ(H T +h W ) =5. 34

ρL 2g l W h 0l W ⎣⎦

带入数据，并化简得最终结果为：

4. 66⨯10V h =0. 193-1. 75⨯10L h -9. 65⨯10L 作出液泛曲线②

3）液相负荷上限线 τ=5s

-10

-6

-4

23h

L h =

A f H T

=61. 85m 3/h 作出液相负荷上限线③

4) 严重漏夜曲线 u ' =c 02gh 0'

V h L

,c0=0.63 , h 0' =0. 0056+0. 13(h W +h O W ) -h σ =

ρV 3600A 0

4⨯10-3σ

h σ==6. 9⨯10-5m 液柱 ,将以上式子关联带入，得

ρL gd 0

V h =3. 77⨯10

0. 009691+3. 56⨯10L 作出严重漏夜曲线④

-4

23h

5）液相负荷下限线

，

Lh =2.2m3/h 作出液相负荷下限线⑤

h ow =6mm

0.006=

3600L s ,min 0.6672.84

⨯E ⨯() 1000l w

第四章再沸器的设计

一、设计任务与设计条件

1．选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.6013MPa 压力降：Np=0.50kPa

塔底压力: 2.6013+0.0005*74=2.658 MPa 2．再沸器壳程与管程的设计

物性数据：

壳程凝液在温度（50℃）下的物性数据：热导率： λC =0.6173W/(m·K) 粘度： μC =0.8007mPa·s 比定压热容 cp =4.174kj/kg·K 密度： ρC =995.68kg/m3

管程流体在（4℃ 2.658MPa）下的物性数据：潜热： rb =285.02kJ/kg

液相热导率： λb =0.09623W/(m·K) 液相粘度： μb =0.0572mPa·s 液相密度： ρb =387.87kg/m3 液相定比压热容： cp,b =3.495kJ/(kg·K) 表面张力： σb =2.741mN/m

气相粘度： μV =0.00872mPa·s 气相密度： ρv =37.9kg/m3

蒸气压曲线斜率：（Δt/Δp ）S =2.895×10-4m 3·K/kg 二、估算设备尺寸

热流量： Q =D b r b =17770. 9⨯285. 02÷3. 6=1406961. 644W

传热温差： ∆t m =

(T d -t b ) -(T b -t b )

=24. 66℃

T d -t b T b -t b

假设传热系数： k=850 估算传热面积： A p =

k ∆t =67. 123m 2 m

拟用传热管规格为Ф25×2mm, 管长L=3000mm

则传热管数： N A p

T =

πd =284. 8, 取285根

若将传热管按正三角形排列， b =1. N T =18. 57 采取焊接工艺，取管心距t=0.032m

则壳径：取D S =t (b -1) +(2~3) d 0=0. 62m 取管程进口直径： Di =0.25m

管程出口直径： D0=0.32m

L/D=3/0.62=4.838m 在4~6之间三、传热系数的校核 1．显热段传热系数K L

假设传热管出口汽化率：x e =0.20

W b

t =

D x =32. 91kg /s e

1) 计算显热段管内传热膜系数

2) 显热段传热管内表面系数：传热管内质量流速： G =

W t

=333. 392kg /(m 2⋅s )

4d i N T

Re =

d i G

μ=122398. 99>104

Pr =

c p , b μb

λ=2. 077

b 显热段传热管内表面系数：取n=0.4

αλb

i =0. d Re 0. 8Pr n =1659. 65W /(m 2⋅K )

3) 管外冷凝表面传热系数：对于无相变传热，装有弓形折流板时，可

采用克恩法计算 αo =0. 36

⎡2π2⎤4⎢t -d o ⎥24⎦⎣= d e =

πd o

d e

0. 55o

(μμw )0. 14

⎡⎤π24⎢⨯0. 032-⨯0. 025⎥24⎣⎦=0. 3466m

π⨯0. 025

由热流量Q =D b γb =c pb ρV O ∆t , V O =Q (c p , b ρ) ∆t

V O

S O

d u ρd e Q

Re o =e o =

μc p , b S O μ∆t

又 u o =

d o ⎫⎛0. 025⎫

m 2 ⎪=0. 3⨯0. 622⨯ 1-⎪=0. 0252

t ⎭⎝0. 032⎭⎝

0. 3466⨯1406. 961

∴Re o ==6412. 774

4. 174⨯0. 0252⨯0. 8007⨯10-3⨯35-25 取B=0.3D，则S O =0. 3D 2⎛ 1-

μ⎫Pr=5.414,忽略⎛ ⎪

w ⎭⎝

0. 14

≈1，则αo =139. 750W /(m 2∙K )

3）污垢热阻及管壁热阻

沸腾侧： Ri =0.176 m2·K/kW

冷凝侧： R0=0.26 m2·K/kW

管壁热阻：R W =

4）显热段传热系数 K L =

=545. 7688W /(m 2∙K )

d o R d R d 1

+i 0+W o +R 0+αi d i d i d m αi

λW

0. 002

m2·K/W =0. 00003922

2. 蒸发段传热系数K E 计算

传热管内釜液的质量流量：G h =3600G =333. 392=1200211. 2kg /(m 2⋅K ) 当x e =0.15时，Lockhut-martinel 参数：

1-x ⎫

X tt =⎛ ⎪

x ⎝⎭

0. 9

⎛ρV

ρ⎝b ⎫⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=1. 797

则1/Xtt=0.556

查设计书P96图3－29 得：a E =0.11

在x=0.4xE =0.06时的情况下

ρV ⎛1-x ⎫⎛ X = tt ⎪

⎝x ⎭ ⎝ρb

0. 9

⎫

⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=4. 49

再查图3－29，a ’=0.79 泡核沸腾压抑因数a ：

a =

a E +a '

=0. 45 2

泡

a nb

核

λb

沸腾

⎫⎪⎪⎭

0. 69

表

⎛ρb ⎫ ⎪-1 ρ⎪⎝v ⎭

0. 33

面

⎛p ⋅d i ⎫

⎪σ⎝⎭

0. 31

传热系数

⎛Qd i

=0. 225Pr 0. 69 A r μd i ⎝P b b

=8564. 482

以液体单独存在为基准的对流表面传热系数a i : a i =0. λb

d i

[Re(1-x ) ]0. 8Pr 0. 4=1579. 495W /(m 2⋅K )

沸腾表面传热系数：K E

=3. 5

(X tt )

0. 5

=1.652

两相对流表面传热系数:

αtp =αi F tp =2608. 934W /(m 2⋅K )

沸腾传热膜系数：

αV =αtp +a ⋅a nb =6462. 95 沸腾传热系数K E 为： K E =

=1175. 004W /(m 2⋅K )

d 0R d R d 1

+i 0+W 0+R 0+a V d i d i d m αV

⎛∆t ⎫

∆p ⎪⎪⎝⎭S

=0. 04856

πd i N T K L ∆t m +

c p , b ρb W t

3. 显热段及蒸发段长度

L BC

=L ⎛∆t ⎫

∆p ⎪⎪⎝⎭S

L BC =0. 04856L =145. 679mm L CD =L -L BC =2854. 321mm

4. 传热系数

K C =(K L L BC +K E L CD )/L =1144. 449W /(m 2⋅K )

实际需要传热面积：A C ==49. 853m 2

K C ⋅∆t m

5. 传热面积裕度：

H =

A P -A C 67. 123-49. 853

==34. 64%>20% A C 49. 853

所以，传热面积裕度合适，满足要求

四循环流量校核

1．循环系统推动力：

1）当 X=Xe/3= 0.05时

1-x ⎫

X tt =⎛ ⎪

⎝x ⎭

0. 9

⎛ρV ρ⎝b ⎫⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=5. 34

两相流的液相分率

R L =

X tt

2tt

+21X tt +1

0. 5

=0. 4487

两相流平均密度：

ρtp 1=ρV (1-R L )+ρb R L =194. 919kg /m 3

2）当 X=Xe =0.15时 X tt '

ρV ⎛1-x ⎫⎛ = ⎪

⎝x ⎭ ⎝ρb

X tt

2tt

0. 9

⎫

⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=1. 797

两相流的液相分率：

R L =

[

+21X tt +1

0. 5

=0. 2774

则 ρtp 2=ρV (1-R L )+ρb R L =134. 980g /m 3 根据课程设计表3－19 得：l=0.91m 则循环系统的推动力：

∆p D =L CD (ρb -ρtp 1)-l ⋅ρtp 2g =4193. 544pa ]

2．循环阻力⊿P f ：

①管程进出口阻力△P 1

进口管内质量流量： G =W t 釜液进口管内流动雷诺数： Re i =

4D i G

D 2i

=411. 72kg /(m 2⋅s )

μb

=2930231. 708

进口管长度与局部阻力当量长度：

(D i /0. 0254) L i ==29. 299m D i /0. 0254-0. 19140. 3426

进口管内流体流动摩擦系数：

λi =0. 01227+

0. 7543Re i

0. 38

=0. 0149

管程进口阻力:

L i G 2

∆p 1=λi =381. 607pa

D i 2ρb

②传热管显热段阻力∆P 2

G =

W t

Re i =

4d i G

d 2i N T

=333. 392kg /(m 2⋅s )

μb

=122398. 99

0. 7543

=0. 02106 Re 0. 38

L BC G 2

∆p 2=λ=20. 90pa

d i 2ρb

λ=0. 01227+

③传热管蒸发段阻力△P 3

气相在传热管内的质量流量G V =X e G =33. 3392kg /(m 2⋅s )

Re V =

d i G V

μV

=80289. 3578 0. 7543Re V

20. 38

λV =0. 01227+

∆p V 3

=0. 02259

L G

=λCD V =45. 023pa

d i 2ρV

液相流动阻力

G L =G -G V =300. 0528kg /(m 2⋅s )

d G

Re L =i L =110159. 2448

μb

λL =0. 01227+

0. 7543Re L

0. 38

=0. 02142

∆p L 3

L G

=λCD L =337. 95pa

d i 2ρb

⎛1⎫44⎪∆p 3= ∆p +∆p . 8036pa L 3⎪=2078 V 3⎝⎭

④管内动能变化产生阻力△P 4

动量变化引起的阻力系数:

ρb X e 2

M =+() -1=2. 11

R L ρV 1-R L

∆p 4=G 2⋅M /ρb =584. 58pa

(1-X e )2

⑤管程出口段阻力△P 5 气相流动阻力△Pv 5

G =

W t

D 0

=409. 202kg /(m 2⋅s ) G V =X e G =61. 380kg /(m 2⋅s )

管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：

()D /0. 02540

L ' ==37. 34m

D o /0. 0254-0. 19140. 3426

Re v =

d i G v

μV

=147818. 807 0. 7543Re V

20. 38

λV =0. 01227+

=0. 02047

∆p V 5

L G

=λV CD V =9. 0742pa

D 02ρV

液相流动阻力Δp 5

G L =G -G V =409. 202-61. 380=347. 822kg /(m 2⋅s )

D G

Re L =0L =1945855. 664

μb

λL =0. 01227+

∆p L 5

0. 7543Re L

20. 38

=0. 01534

L G

=λL CD L =21. 34pa

D 02ρb

⎛1⎫44⎪ ∆p 5= ∆p V 5+∆p L 5⎪=227. 812pa ⎝⎭

所以循环阻力：

∆p f =∆p 1+∆p 2+∆p 3+∆p 4+∆p 5=3293. 7026pa

则∆p D p =

4193. 544

=1. 273

3293. 7026

循环推动力Δp D 略大于循环阻力Δp f , 说明假设的出口气化率

X e =0.15基本正确。再沸器满足传热过程对循环流量的要求。

第五章辅助设备设计

一、辅助容器的设计（容器填充系数取：k=0.7） 1. 进料罐（常温贮料）

20℃乙烯 ρL1 =380kg/m3 乙烷 ρL2 =540kg/m3 压力取2.61MPa

由上面的计算可知进料 Xf=65% Wf=63.4%

1003

=426. 207kg/m

63. 41100-63. 41

+380540

进料质量流量：q mfh =4018kg/h

取停留时间：x 为4天，即x=96h

L k 进料罐容积：1292.89m 3 , 圆整后取V=1293m3

2. 回流罐（-17℃）

质量流量 q mLh =R·q mDh =12287.999kg/h

ρL1 =406.36kg/m3

设凝液在回流罐中停留时间为0.5h ，填充系数υ=0.7

V =

q mfh x

21.599m 3

则回流罐的容积，取V=22m3 3. 塔顶产品罐

质量流量q mDh = 2560.00kg/h；

产品在产品罐中停留时间为120h ，填充系数υ=0.7 1079.971 m3

则产品罐的容积取V=1080 m3 4. 釜液罐

取停留时间为5天，即x=120h

质量流量q mWh =1491.142 kg/h 660.314 m 3

则釜液罐的容积取V=661m3

V =

q mWh x V =

q mDh x

V =

q mLh x

ρL 1k

ρL 2k

二、传热设备

1. 冷却器和塔顶冷凝器的集成

采用卧式冷凝器

入口出口

塔顶产品 256.4k 256.4k

液氨 223.4 k 243.4 k 传热温差：

∆t m =

∆t 1-∆t 2

=21. 469K ∆t ln 1

t 2

管内液体流率：F=140kmol/h

Q =4550⨯140⨯28. 7⨯9. 8/3600=60. 420KW

取K=700 ，则传热面积为

A =

Q 2

=4. 02m 2 ，圆整后的 A=5m k ∆t m

2. 釜液冷却器

塔顶产品与进料热交换后，继续与冷却釜液

塔顶产品入口263.2k 出口273.2k 釜液入口 273.2k 出口278.9k 传热温差：

∆t m =

∆t 1-∆t 2

=5.4k

ln ∆t 1/∆t 2

Q =3520⨯72. 86⨯28. 7⨯9. 8/3600=20. 037KW

取K=700 ，则传热面积为

A =

Q 2

=5. 3m 2 , 圆整后取A=6 mk ∆t m

三、泵的设计

1．进料泵(两台，一用一备) 取液体流速：u=0.5m/s

液体密度： =433. 7kg/ m3 取d=83mm 液体粘度; μ=0. 091m Pa ⋅s 取ε=0.2

相对粗糙度：ε/d=0.0024

Re =

ρdu 423. 6⨯0. 083⨯0. 5

==194274. 7253 -3μ0. 091⨯10

查得：λ=0.05

取管路长度：l=80m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

取∆Z =20m

∑

∑l +

hf =(λ

u 2

∑ξ) 2g =0. 798m

u 2

He =∆Z ++∑hf =20. 81m

q VLh =9.26m3/h

选取泵的型号：AY 扬程：30～650m 流量：2.5～600m 3 /s 2．回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/s

L =413. 4kg/ m3 取d=150mm

取ε=0.2

相对粗糙度：ε/d=0.00133

Re =

du ρ

μ=0. 092m Pa ⋅s

=3. 37⨯105

查得：λ=0.0225

取管路长度：l=100m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

∑

∑l +

hf =(λ

u 2

∑ξ) 2g =0. 652m

取∆Z =32m

u 2

He =∆Z ++∑hf =32. 671m

q VLh =30.46m3/h

选取泵的型号：GL 扬程10～1500m, 流量0.1～90m 3/h 3. 釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.5m/s

ρL =387. 125kg/ m

取d=57mm 液体粘度 μ=0. 0088m Pa ⋅s 取ε=0.2

相对粗糙度：ε/d=0.0035

Re =

du ρ

=1. 18⨯106

查得： λ=0.025 取管路长度：l=30m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

∑

l ∑hf =(λ+

u 2

∑ξ) 2g =0. 467m

∆Z =-5. 5m

u 2

He =∆Z ++∑hf =-5. 01m

q VLh =3.851m3/h

该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。

选取泵的型号：50F-16

第六章管路设计

进料管线取料液流速 u=0.5 m/s 则

换热器传热面积估算表㈠

总结

这次课程设计完成后，我发现我对于化工原理知识的了解上升到了一个新的层面，对于设计过程中的每一步，我都能说出它的原理和具体做法。对于上课时涉及较少的工艺流程也熟悉了不少。此外，在做设计的过程中复习并掌握了许多计算机知识，例如C 语言，EXCEL ，MATLAB ，AUTO-CAD 等。总之，通过这次课程设计，丰富了我各个方面的知识，我受益匪浅。更希望各位老师能帮助指出我设计中的错误与不足之处，使我能不断提高进步。

化工学院化机0201班胡永超 20024212

附录二参考文献：

1. 《化工单元过程及设备课程设计》，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。

2. 《化学化工物性数据手册》刘光启，刘杰主编，化学化工出版社，2002年。

3. 《化工物性算图手册》，刘光启、马连缃、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。

4. 《石油化工基础数据手册》，卢焕章，化学工业出版社，1982年。

5. 《石油化工基础数据手册》，（续篇），马沛生，化学工业出版社，1982年。

6. 《石油化工设计手册》，王松汉，化学工业出版书，2002年。

7. 《化工原理》（下册）

（精馏塔及辅助设备设计）

设计日期： 2005年9月

班级：化药0215

姓名：江南

学号： 200245005

指导老师：

前言

本课程设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案共七章。

说明书中对精馏塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。

鉴于设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指导和支持

第一章概述

精馏是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精馏塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。

1．精馏塔

2. 再沸器

再沸器是精馏装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传质得以进行。

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和缓冲区。

3. 冷凝器（设计从略）

第二章方案流程简介

1. 精馏装置流程

1. 物料的储存和运输

为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。

另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。 3. 调节装置

精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。 4. 处理能力及产品质量

处理量： 140 kmol/h 产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）进料： xf ＝65％塔顶产品： xD ＝99％

塔底产品: xw ≤1％

第三章精馏塔工艺设计

第一节设计条件

1．工艺条件：

饱和液体进料，进料乙烯含量x f ＝65％（摩尔百分数）

塔顶乙烯含量 xD ＝99％，釜液乙烯含量 xw ≤1％，总板效率为0.6。 2．操作条件：

1）塔顶操作压力： P=2.5MPa（表压） 2）加热剂及加热方法：加热剂——水蒸气

加热方法——间壁换热 3）冷却剂：循环冷却水 4）回流比系数： R/Rmin =1.4 3．塔板形式：浮阀

4．处理量： F=140 kmol/h 5．安装地点：大连 6．塔板设计位置：塔顶

第二节物料衡算及热量衡算

一、物料衡算

1．换算：将摩尔百分数换算成质量百分数

x f ＝65％ wf ＝63.41％ x D ＝99％ wD ＝98.93％ x w ≤1％ wW ≤0.93 ％将摩尔流量换算成质量流量：

进料状态混合物平均摩尔质量：

（M A 为乙烯摩尔质量 MB 为乙烷摩尔质量）

M =x f ⋅M A +(1-x f ) ⋅M B =0.65⨯28+0.35⨯30=28.7kg /kmol

W=X⋅M a /[X⋅Ma+(1-X)MB ]

2．求摩尔流量

D + W = 140

0.65×210 = 0.99×D + 0.01×W

解得：

D = 91.4286koml/h , W = 48.5714kmol/h ；

塔内气、液相流量：

1）精馏段：L =R ⋅D ； V =(R +1) ⋅D

2）提馏段：L ' =L +qF ; V ' =V +(q -1) F ; L ' =V ' +W ' 二、热量衡算

1）再沸器加热蒸气的质量流量：G R =Q R /r R 2）冷凝器热流量： Q C =v ⋅r

冷凝器冷却剂的质量流量： G C =Q C /〈c 1⋅(t 1-t 2) 〉

第三节塔板数的计算

注：下标t 、b 分别表示塔顶、塔底参数。

1. 对挥发度过程：假设塔顶温度t=-17 °C 经泡点迭代计算得塔顶温度正确塔顶压力Pt=2.6MPa

查P-K-T 图得：k A =0.99 ；k B =0.69 则α顶=kA /kB =0.99/0.69=1.4347 ；

假设精馏塔的塔板数是60块，每块板的压降为100mmH 2O ； ∆p=60×100mmH 2O=0.058Mpa

塔底压力为P=2.658MPa ; 沸点t b =4°C k A =1.49 ; k B =1 ; 则α底=kA /kB =1.49 ；

α平均=（α顶+α底）/2=1.462 2. 回流比计算过程：

αx

y =

1+(α-1) x α=α平均=1.462

泡点进料：q=1

q线方程：x e =zF

代入数据，解得： xe =0.65 , ye =0.731 R min =

x D -y e

=3. 2 y e -x e

R=1.5Rmin =4.8

3. 逐板计算过程： (1)塔内气液相流量：

精馏段：L=RD=438.8571 koml/h ; V=(R+1)D=530.2857 koml/h 提馏段：L ’=L+Qf=578.8571 koml/h ; V’=V=530.2857koml/h

(2)塔内精馏段、提馏段方程：

精馏段方程：y n =

x R

x n +D =0. 8447x n +0. 1537 R +1R +1L ' W

x n -x w =1. 0825x n -0. 000825 提馏段方程：y ' n +1=

L ' -W L ' -W

(3)理论塔板数的计算：（采用逐板计算法）相平衡方程为：x =

α-(α-1) y

带入精馏段方程和相平衡方程中计算，直至x i

第i 块

带入提馏段方程和相平衡方程中计算，直至 x n

x21=0.595394,y21=0.682680

迭代结果：

理论塔板数： N=40；理论进料板位置： N=20；

实际进料板： Nf =(Ni /0.6)+1=35；实际板数： NP =N/0.6=67；

则塔底压力P b =2.5+0.1+0.1×9.8×10-3×67=2.66566MPa

第四节精馏塔工艺设计

1．精馏段物性数据

p=2.6Mpa,t=-17℃下，乙烯的物性数据：气相密度： ρv =37.9kg/m3 液相密度： ρL =406.36kg/m3 液相表面张力： σ=2.6855mN/m

2．初估塔高、塔径

精馏段气液相体积流量为

V S =

3VM

=0. 1115m /s

ρv ⨯3600

3L ⨯m

L S ==0. 00861m /s

ρL ⨯3600

H T -h L =0.45-0.07=0.38m

F LV

L ρV 438. 857137. 9===0. 2527V ρL 530. 2857406. 36

0. 2

查图，得 C 20=0.059

σ⎫

则C =C 20⎛ ⎪=0. 0395 ;

⎝20⎭

3ρ-ρV

u f =C L =0. 1232m /s

ρV

m 设安全系数为0.7，则u=0.7umax =0.0862/s

4V S 4⨯0. 1115

==1. 28m 取D=1.4m πu 3. 14⨯0. 0862π3. 14

⨯1. 42=1. 539m 2 则A T =D 2=

44D =

第五节溢流型塔板布置及溢流装置设计

1.1 塔板上液体流动形式：单流型

W d -弓形降液管宽度；W s -出口安定区宽度； W s ' -入口安定区宽度；

1.3 溢流装置的设计

1. 降液管（弓形）底隙高度

出口堰长度： lW =0.645D=0.645×1.4=0.903m

堰上液流强度: h OW

=0. 00284E (h ) 3=0. 0296m E近似取1

l W

堰上液流高度计算（平堰）

选取清液高度 h l ＝0.07m

堰高 h W =hl -h OW =0.07-0.0296=0.0404m

取底部液封高度为10mm ，则h b =0.0296-0.01=0.0196m 液体流经降液管底部的流速为u d =

L S 0. 00861

==0. 486m l W h b 0. 903⨯0. 0196

2. 弓型降液管宽度W d 、面积A f 和停留时间τ 查单流型塔板系列系数得，当l W /D=0.645时 A d =0.1020m2 , bD =0.165m ;

τ=

A d H T 0. 1020⨯0. 45

==5. 33s >5s L S 0. 00861

（满足工程要求）

第六节浮阀布置和其余结构尺寸的选取

选取F 1型浮阀，阀孔直径d O =39mm ; 正三角形错排 1. 浮阀数

取阀孔动能因子F 0=10，则孔速u 0=每层塔板上的阀孔数N ，N =

F 0

ρV

=1. 624m /s

V S 0. 1115

==57. 5≈5822

0. 7854d O u 00. 7854⨯0. 039⨯1. 624

个

A 0=0.0693m2

2. 浮阀排列方式

取边缘区宽度b c =0.06m,安全区宽度b S =b’S =0.1m,

D 1. 4D -W S =-0. 06=0. 64m ; x =-(b D +b S ) =0. 435m 222

222-1x ⎤2

则开孔区面积A a =2⎡ x r -x +r sin =1. 021m ⎢⎥r ⎦⎣r =

3. 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的空心距t 可按如下

A ⎛d ⎫

方法估算： 0=0. 907 0⎪

A a ⎝t ⎭

A ⎫ t =0. 907⨯⎛ a A ⎪d 0=. 907⨯1. 021/0. 0693⨯0. 039=0. 1426m

0⎭⎝

取t=125mm.

通过排列，实际排出阀孔数为57个 u 0=

V S 0. 1115

==1. 64m /s F 0=u 0ρV =10. 08 22

0. 785d O N 0. 785⨯0. 039⨯57

阀孔动能因子变化不大，仍在8-12之间开孔率A 孔= ϕ=

d 0N =0. 0681m 2

A 孔A a

0. 0681

⨯100%=6. 7% 低于10% 1. 021

第七节流体力学校核

1. 塔板流体阻力h f 计算 1) 干板阻力

浮阀由部开启转变为全开时临界孔速：

⎛73⎫u oc = ρ⎪⎪

⎝v ⎭

11. 825

⎛73⎫= ⎪37. 9⎝⎭

1. 825

=1. 432m/s﹤u 0=1.46m/s

引阀孔气速大于临界阀孔气速，故应在浮阀全开状态下计算干板阻力

2ρV u 037. 9⨯1. 462

h 0=5. 34=5. 34⨯=0. 010(m )

ρl 2g 406. 36⨯2⨯9. 81

2）塔板清液层阻力

h l ＝h w +h 0w ＝0.07m

4⨯10-3σ4⨯10-3⨯2. 6855⨯1000

3）克服表面张力阻力 h σ===0. 0692(m )

ρL gd 0406. 36⨯9. 8⨯0. 039

由以上三项阻力之和求得塔板阻力得：

h f =h 0+h l +h σ=0. 010+0. 07+0. 0692=0. 1492(m )

带入前面公式可知塔底压力依然为2.69Mpa, 前面假设合理 2. 泄漏验算

前面已求过操作条件下，阀孔动能因子F 0=10.08>5-6,不会发生严重漏夜现象。

3. 降液管液泛的验算

为避免液泛，溢流管内的清液高度:

H d ≤ϕ(H T +h W )

气体通过一层塔板的压降所相当的液柱高度h P h f =

∆p

=0. 1492m 液柱 ρL g

⎫⎪m 液柱 ⎪=0. 0361⎭

⎛Ls

液体通过降压管底隙的阻力 h d =0. 153 l h

⎝W b

板上清液高度h L =0.07m液柱

则H d =hP +hd +hL =0.1492+0.0361+0.07=0.2553m 取υ=0.6， υ（H T +hW ）=0.6(0.45+0.0404)=0.2942m液柱因此H d ≤ϕ(H T +h W ) ，满足工程要求 4. 液沫夹带校核

板上液相流程长：Z l =D-2bd =1.4-2×0.165=1.07m

板上液流面积： Ab =AT -2A d =1.5394-2×0.1020=1.3353m2

乙烯-乙烷物系按正常物系取物性取K=1.0，查泛点负因子图表得C F =0.118 则：

V S

F 1=

ρV ρL -ρV

V S

+1. 36L Z Z L

0. 1115⨯

KC F A b

37. 9

+1. 36⨯0. 00861⨯1. 07

406. 36-37. 9

=0. 3

1. 07⨯0. 1⨯1. 3

ρV ρL -ρV

或：F 1=

0. 78KC F A T

37. 9406. 36-37. 9

==0. 2524 0. 78⨯1, 0⨯0. 118⨯1. 5390. 1115⨯

F 1＜0.8～0.82 符合工程条件

5. 操作弹性从雾沫夹带相考虑气相负荷上限

V s max ＝0.277m /s

F ＝0.8

b F

从液泛角度考虑负荷上限V s max ，即

H d ,max =ϕ(H T +h w ) ＝0.5（0.45+0.041）＝0.2455m H d ,max =h p ，max +h d +h l ＝0.2455m h p ，max

＝0.1655m

max ＝h c ，max +h l +h σ

h p ，

u 2ρ

＝5.34max v

h c ，2g ρl ＝0.0955m max

u max ＝2.065m/s V s ，＝0.123m /s max

V s ，max

＝2.418V min 弹性 s ，

6. 负荷性能图

1）雾沫夹带上限线

e V =

⎫5. 7⨯10⎛u ⎪中，取e V =0.1 kg液体/kg气体

H -H ⎪σf ⎭⎝T

-3

3. 2

并将有关变量与V h ,Lh 的关系带入整理，得

V h =4. 5⨯103-48. 93L ，作出液膜夹带曲线①

2）液泛线

令H d =φ(H T +h W ) =h W +h O W +h d +h p

⎡ρV u 0L S 2L S 3⎤-33600+0. 153() +(1+β) ⎢h W +2. 84⨯10() ⎥ 则ϕ(H T +h W ) =5. 34

ρL 2g l W h 0l W ⎣⎦

带入数据，并化简得最终结果为：

4. 66⨯10V h =0. 193-1. 75⨯10L h -9. 65⨯10L 作出液泛曲线②

3）液相负荷上限线 τ=5s

-10

-6

-4

23h

L h =

A f H T

=61. 85m 3/h 作出液相负荷上限线③

4) 严重漏夜曲线 u ' =c 02gh 0'

V h L

,c0=0.63 , h 0' =0. 0056+0. 13(h W +h O W ) -h σ =

ρV 3600A 0

4⨯10-3σ

h σ==6. 9⨯10-5m 液柱 ,将以上式子关联带入，得

ρL gd 0

V h =3. 77⨯10

0. 009691+3. 56⨯10L 作出严重漏夜曲线④

-4

23h

5）液相负荷下限线

，

Lh =2.2m3/h 作出液相负荷下限线⑤

h ow =6mm

0.006=

3600L s ,min 0.6672.84

⨯E ⨯() 1000l w

第四章再沸器的设计

一、设计任务与设计条件

1．选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.6013MPa 压力降：Np=0.50kPa

塔底压力: 2.6013+0.0005*74=2.658 MPa 2．再沸器壳程与管程的设计

物性数据：

壳程凝液在温度（50℃）下的物性数据：热导率： λC =0.6173W/(m·K) 粘度： μC =0.8007mPa·s 比定压热容 cp =4.174kj/kg·K 密度： ρC =995.68kg/m3

管程流体在（4℃ 2.658MPa）下的物性数据：潜热： rb =285.02kJ/kg

液相热导率： λb =0.09623W/(m·K) 液相粘度： μb =0.0572mPa·s 液相密度： ρb =387.87kg/m3 液相定比压热容： cp,b =3.495kJ/(kg·K) 表面张力： σb =2.741mN/m

气相粘度： μV =0.00872mPa·s 气相密度： ρv =37.9kg/m3

蒸气压曲线斜率：（Δt/Δp ）S =2.895×10-4m 3·K/kg 二、估算设备尺寸

热流量： Q =D b r b =17770. 9⨯285. 02÷3. 6=1406961. 644W

传热温差： ∆t m =

(T d -t b ) -(T b -t b )

=24. 66℃

T d -t b T b -t b

假设传热系数： k=850 估算传热面积： A p =

k ∆t =67. 123m 2 m

拟用传热管规格为Ф25×2mm, 管长L=3000mm

则传热管数： N A p

T =

πd =284. 8, 取285根

若将传热管按正三角形排列， b =1. N T =18. 57 采取焊接工艺，取管心距t=0.032m

则壳径：取D S =t (b -1) +(2~3) d 0=0. 62m 取管程进口直径： Di =0.25m

管程出口直径： D0=0.32m

L/D=3/0.62=4.838m 在4~6之间三、传热系数的校核 1．显热段传热系数K L

假设传热管出口汽化率：x e =0.20

W b

t =

D x =32. 91kg /s e

1) 计算显热段管内传热膜系数

2) 显热段传热管内表面系数：传热管内质量流速： G =

W t

=333. 392kg /(m 2⋅s )

4d i N T

Re =

d i G

μ=122398. 99>104

Pr =

c p , b μb

λ=2. 077

b 显热段传热管内表面系数：取n=0.4

αλb

i =0. d Re 0. 8Pr n =1659. 65W /(m 2⋅K )

3) 管外冷凝表面传热系数：对于无相变传热，装有弓形折流板时，可

采用克恩法计算 αo =0. 36

⎡2π2⎤4⎢t -d o ⎥24⎦⎣= d e =

πd o

d e

0. 55o

(μμw )0. 14

⎡⎤π24⎢⨯0. 032-⨯0. 025⎥24⎣⎦=0. 3466m

π⨯0. 025

由热流量Q =D b γb =c pb ρV O ∆t , V O =Q (c p , b ρ) ∆t

V O

S O

d u ρd e Q

Re o =e o =

μc p , b S O μ∆t

又 u o =

d o ⎫⎛0. 025⎫

m 2 ⎪=0. 3⨯0. 622⨯ 1-⎪=0. 0252

t ⎭⎝0. 032⎭⎝

0. 3466⨯1406. 961

∴Re o ==6412. 774

4. 174⨯0. 0252⨯0. 8007⨯10-3⨯35-25 取B=0.3D，则S O =0. 3D 2⎛ 1-

μ⎫Pr=5.414,忽略⎛ ⎪

w ⎭⎝

0. 14

≈1，则αo =139. 750W /(m 2∙K )

3）污垢热阻及管壁热阻

沸腾侧： Ri =0.176 m2·K/kW

冷凝侧： R0=0.26 m2·K/kW

管壁热阻：R W =

4）显热段传热系数 K L =

=545. 7688W /(m 2∙K )

d o R d R d 1

+i 0+W o +R 0+αi d i d i d m αi

λW

0. 002

m2·K/W =0. 00003922

2. 蒸发段传热系数K E 计算

传热管内釜液的质量流量：G h =3600G =333. 392=1200211. 2kg /(m 2⋅K ) 当x e =0.15时，Lockhut-martinel 参数：

1-x ⎫

X tt =⎛ ⎪

x ⎝⎭

0. 9

⎛ρV

ρ⎝b ⎫⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=1. 797

则1/Xtt=0.556

查设计书P96图3－29 得：a E =0.11

在x=0.4xE =0.06时的情况下

ρV ⎛1-x ⎫⎛ X = tt ⎪

⎝x ⎭ ⎝ρb

0. 9

⎫

⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=4. 49

再查图3－29，a ’=0.79 泡核沸腾压抑因数a ：

a =

a E +a '

=0. 45 2

泡

a nb

核

λb

沸腾

⎫⎪⎪⎭

0. 69

表

⎛ρb ⎫ ⎪-1 ρ⎪⎝v ⎭

0. 33

面

⎛p ⋅d i ⎫

⎪σ⎝⎭

0. 31

传热系数

⎛Qd i

=0. 225Pr 0. 69 A r μd i ⎝P b b

=8564. 482

以液体单独存在为基准的对流表面传热系数a i : a i =0. λb

d i

[Re(1-x ) ]0. 8Pr 0. 4=1579. 495W /(m 2⋅K )

沸腾表面传热系数：K E

=3. 5

(X tt )

0. 5

=1.652

两相对流表面传热系数:

αtp =αi F tp =2608. 934W /(m 2⋅K )

沸腾传热膜系数：

αV =αtp +a ⋅a nb =6462. 95 沸腾传热系数K E 为： K E =

=1175. 004W /(m 2⋅K )

d 0R d R d 1

+i 0+W 0+R 0+a V d i d i d m αV

⎛∆t ⎫

∆p ⎪⎪⎝⎭S

=0. 04856

πd i N T K L ∆t m +

c p , b ρb W t

3. 显热段及蒸发段长度

L BC

=L ⎛∆t ⎫

∆p ⎪⎪⎝⎭S

L BC =0. 04856L =145. 679mm L CD =L -L BC =2854. 321mm

4. 传热系数

K C =(K L L BC +K E L CD )/L =1144. 449W /(m 2⋅K )

实际需要传热面积：A C ==49. 853m 2

K C ⋅∆t m

5. 传热面积裕度：

H =

A P -A C 67. 123-49. 853

==34. 64%>20% A C 49. 853

所以，传热面积裕度合适，满足要求

四循环流量校核

1．循环系统推动力：

1）当 X=Xe/3= 0.05时

1-x ⎫

X tt =⎛ ⎪

⎝x ⎭

0. 9

⎛ρV ρ⎝b ⎫⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=5. 34

两相流的液相分率

R L =

X tt

2tt

+21X tt +1

0. 5

=0. 4487

两相流平均密度：

ρtp 1=ρV (1-R L )+ρb R L =194. 919kg /m 3

2）当 X=Xe =0.15时 X tt '

ρV ⎛1-x ⎫⎛ = ⎪

⎝x ⎭ ⎝ρb

X tt

2tt

0. 9

⎫

⎪⎪⎭

0. 5

⎛μb μ⎝V ⎫⎪⎪⎭

0. 1

=1. 797

两相流的液相分率：

R L =

[

+21X tt +1

0. 5

=0. 2774

则 ρtp 2=ρV (1-R L )+ρb R L =134. 980g /m 3 根据课程设计表3－19 得：l=0.91m 则循环系统的推动力：

∆p D =L CD (ρb -ρtp 1)-l ⋅ρtp 2g =4193. 544pa ]

2．循环阻力⊿P f ：

①管程进出口阻力△P 1

进口管内质量流量： G =W t 釜液进口管内流动雷诺数： Re i =

4D i G

D 2i

=411. 72kg /(m 2⋅s )

μb

=2930231. 708

进口管长度与局部阻力当量长度：

(D i /0. 0254) L i ==29. 299m D i /0. 0254-0. 19140. 3426

进口管内流体流动摩擦系数：

λi =0. 01227+

0. 7543Re i

0. 38

=0. 0149

管程进口阻力:

L i G 2

∆p 1=λi =381. 607pa

D i 2ρb

②传热管显热段阻力∆P 2

G =

W t

Re i =

4d i G

d 2i N T

=333. 392kg /(m 2⋅s )

μb

=122398. 99

0. 7543

=0. 02106 Re 0. 38

L BC G 2

∆p 2=λ=20. 90pa

d i 2ρb

λ=0. 01227+

③传热管蒸发段阻力△P 3

气相在传热管内的质量流量G V =X e G =33. 3392kg /(m 2⋅s )

Re V =

d i G V

μV

=80289. 3578 0. 7543Re V

20. 38

λV =0. 01227+

∆p V 3

=0. 02259

L G

=λCD V =45. 023pa

d i 2ρV

液相流动阻力

G L =G -G V =300. 0528kg /(m 2⋅s )

d G

Re L =i L =110159. 2448

μb

λL =0. 01227+

0. 7543Re L

0. 38

=0. 02142

∆p L 3

L G

=λCD L =337. 95pa

d i 2ρb

⎛1⎫44⎪∆p 3= ∆p +∆p . 8036pa L 3⎪=2078 V 3⎝⎭

④管内动能变化产生阻力△P 4

动量变化引起的阻力系数:

ρb X e 2

M =+() -1=2. 11

R L ρV 1-R L

∆p 4=G 2⋅M /ρb =584. 58pa

(1-X e )2

⑤管程出口段阻力△P 5 气相流动阻力△Pv 5

G =

W t

D 0

=409. 202kg /(m 2⋅s ) G V =X e G =61. 380kg /(m 2⋅s )

管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：

()D /0. 02540

L ' ==37. 34m

D o /0. 0254-0. 19140. 3426

Re v =

d i G v

μV

=147818. 807 0. 7543Re V

20. 38

λV =0. 01227+

=0. 02047

∆p V 5

L G

=λV CD V =9. 0742pa

D 02ρV

液相流动阻力Δp 5

G L =G -G V =409. 202-61. 380=347. 822kg /(m 2⋅s )

D G

Re L =0L =1945855. 664

μb

λL =0. 01227+

∆p L 5

0. 7543Re L

20. 38

=0. 01534

L G

=λL CD L =21. 34pa

D 02ρb

⎛1⎫44⎪ ∆p 5= ∆p V 5+∆p L 5⎪=227. 812pa ⎝⎭

所以循环阻力：

∆p f =∆p 1+∆p 2+∆p 3+∆p 4+∆p 5=3293. 7026pa

则∆p D p =

4193. 544

=1. 273

3293. 7026

循环推动力Δp D 略大于循环阻力Δp f , 说明假设的出口气化率

X e =0.15基本正确。再沸器满足传热过程对循环流量的要求。

第五章辅助设备设计

一、辅助容器的设计（容器填充系数取：k=0.7） 1. 进料罐（常温贮料）

20℃乙烯 ρL1 =380kg/m3 乙烷 ρL2 =540kg/m3 压力取2.61MPa

由上面的计算可知进料 Xf=65% Wf=63.4%

1003

=426. 207kg/m

63. 41100-63. 41

+380540

进料质量流量：q mfh =4018kg/h

取停留时间：x 为4天，即x=96h

L k 进料罐容积：1292.89m 3 , 圆整后取V=1293m3

2. 回流罐（-17℃）

质量流量 q mLh =R·q mDh =12287.999kg/h

ρL1 =406.36kg/m3

设凝液在回流罐中停留时间为0.5h ，填充系数υ=0.7

V =

q mfh x

21.599m 3

则回流罐的容积，取V=22m3 3. 塔顶产品罐

质量流量q mDh = 2560.00kg/h；

产品在产品罐中停留时间为120h ，填充系数υ=0.7 1079.971 m3

则产品罐的容积取V=1080 m3 4. 釜液罐

取停留时间为5天，即x=120h

质量流量q mWh =1491.142 kg/h 660.314 m 3

则釜液罐的容积取V=661m3

V =

q mWh x V =

q mDh x

V =

q mLh x

ρL 1k

ρL 2k

二、传热设备

1. 冷却器和塔顶冷凝器的集成

采用卧式冷凝器

入口出口

塔顶产品 256.4k 256.4k

液氨 223.4 k 243.4 k 传热温差：

∆t m =

∆t 1-∆t 2

=21. 469K ∆t ln 1

t 2

管内液体流率：F=140kmol/h

Q =4550⨯140⨯28. 7⨯9. 8/3600=60. 420KW

取K=700 ，则传热面积为

A =

Q 2

=4. 02m 2 ，圆整后的 A=5m k ∆t m

2. 釜液冷却器

塔顶产品与进料热交换后，继续与冷却釜液

塔顶产品入口263.2k 出口273.2k 釜液入口 273.2k 出口278.9k 传热温差：

∆t m =

∆t 1-∆t 2

=5.4k

ln ∆t 1/∆t 2

Q =3520⨯72. 86⨯28. 7⨯9. 8/3600=20. 037KW

取K=700 ，则传热面积为

A =

Q 2

=5. 3m 2 , 圆整后取A=6 mk ∆t m

三、泵的设计

1．进料泵(两台，一用一备) 取液体流速：u=0.5m/s

液体密度： =433. 7kg/ m3 取d=83mm 液体粘度; μ=0. 091m Pa ⋅s 取ε=0.2

相对粗糙度：ε/d=0.0024

Re =

ρdu 423. 6⨯0. 083⨯0. 5

==194274. 7253 -3μ0. 091⨯10

查得：λ=0.05

取管路长度：l=80m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

取∆Z =20m

∑

∑l +

hf =(λ

u 2

∑ξ) 2g =0. 798m

u 2

He =∆Z ++∑hf =20. 81m

q VLh =9.26m3/h

选取泵的型号：AY 扬程：30～650m 流量：2.5～600m 3 /s 2．回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/s

L =413. 4kg/ m3 取d=150mm

取ε=0.2

相对粗糙度：ε/d=0.00133

Re =

du ρ

μ=0. 092m Pa ⋅s

=3. 37⨯105

查得：λ=0.0225

取管路长度：l=100m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

∑

∑l +

hf =(λ

u 2

∑ξ) 2g =0. 652m

取∆Z =32m

u 2

He =∆Z ++∑hf =32. 671m

q VLh =30.46m3/h

选取泵的型号：GL 扬程10～1500m, 流量0.1～90m 3/h 3. 釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.5m/s

ρL =387. 125kg/ m

取d=57mm 液体粘度 μ=0. 0088m Pa ⋅s 取ε=0.2

相对粗糙度：ε/d=0.0035

Re =

du ρ

=1. 18⨯106

查得： λ=0.025 取管路长度：l=30m

取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

∑

l ∑hf =(λ+

u 2

∑ξ) 2g =0. 467m

∆Z =-5. 5m

u 2

He =∆Z ++∑hf =-5. 01m

q VLh =3.851m3/h

该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。

选取泵的型号：50F-16

第六章管路设计

进料管线取料液流速 u=0.5 m/s 则

换热器传热面积估算表㈠

总结

化工学院化机0201班胡永超 20024212

附录二参考文献：

1. 《化工单元过程及设备课程设计》，匡国柱、史启才主编，化学工业出版社，2002年。

2. 《化学化工物性数据手册》刘光启，刘杰主编，化学化工出版社，2002年。

3. 《化工物性算图手册》，刘光启、马连缃、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。

4. 《石油化工基础数据手册》，卢焕章，化学工业出版社，1982年。

5. 《石油化工基础数据手册》，（续篇），马沛生，化学工业出版社，1982年。

6. 《石油化工设计手册》，王松汉，化学工业出版书，2002年。

7. 《化工原理》（下册）

2013大连理工大学化原课设(乙烯乙烷)

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