化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計-- 精餾

1、<p>　　化工單元過程及設(shè)備課程設(shè)計</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　前言 ………………………………………………………………………… 2</p><p>　　第一章 任務(wù)書…………………………………………………………………3</p><p>　　第二章 精餾過程工藝及設(shè)備概述…

2、………………………………………4</p><p>　　第三章 精餾塔工藝設(shè)計………………………………………………………6</p><p>　　第四章 再沸器的設(shè)計………………………………………………………18</p><p>　　第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計……………………………………………………26</p><p>　　第六章 管路設(shè)計……………

3、………………………………………………32</p><p>　　第七章 塔計算結(jié)果表………………………………………………………33</p><p>　　第八章 控制方案……………………………………………………………33</p><p>　　總結(jié) …………………………………………………………………………34</p><p>　　參考資料……………

4、…………………………………………………………35</p><p><b>　　前言</b></p><p>　　本課程設(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)計和控制方案共七章。</p><p>　　說明書中對精餾塔的設(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)計也做了說明。</p><p&g

5、t;　　鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多錯誤，希望各位老師給予指正。</p><p>　　感謝老師的指導(dǎo)和參閱！</p><p><b>　　第一章 概述</b></p><p>　　精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。</p><p><b>　　1．1精餾

6、塔</b></p><p>　　精餾塔是一圓形筒體，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。</p><p>　　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

7、兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。</p><p>　　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。</p><p><b>　　1．2再沸器</b></p><p>　　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

8、相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。</p><p>　　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。</p><p><b>　　立式熱虹吸特點：</b></p><p>　　循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 </p><p>　　結(jié)

9、構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。</p><p>　　殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。</p><p>　　塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。</p><p>　　1．3冷凝器 （設(shè)計從略）</p><p>　　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

10、器是管殼式換熱器。</p><p>　　第二章 方案流程簡介</p><p><b>　　2．1精餾裝置流程</b></p><p>　　精餾就是通過多級蒸餾，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。</p><p><b>　　流程如

11、下：</b></p><p>　　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)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)液位時，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，在下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。

12、當(dāng)流至塔底時，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。</p><p><b>　　2．2工藝流程</b></p><p>　　2．2．1物料的儲存和運輸</p><p>　　精餾過程必須在適當(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，從而保證裝置能連續(xù)

13、穩(wěn)定的運行。</p><p><b>　　2必要的檢測手段</b></p><p>　　為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。</p><p>　　另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。</p><p>　　2．2．3 調(diào)節(jié)裝置</p>

14、<p>　　由于實際生產(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)，即自動和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進(jìn)行切換。</p><p><b>　　設(shè)備選用</b></p><p>　　精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再沸器。</p><p><b>　　處理能力及產(chǎn)品質(zhì)

15、量</b></p><p>　　處理量： 100kmol/h</p><p>　　產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾百分?jǐn)?shù)計）</p><p><b>　　進(jìn)料：xf＝65％</b></p><p>　　塔頂產(chǎn)品：xD＝99％</p><p>　　塔底產(chǎn)品: xw≤1％</p>&l

16、t;p>　　第三章 精餾塔工藝設(shè)計</p><p><b>　　3．1設(shè)計條件</b></p><p>　　3．1．1工藝條件：</p><p>　　飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量xf＝65％（摩爾百分?jǐn)?shù)）</p><p>　　塔頂乙稀含量 xD＝99％，釜液乙稀含量 xw≤1％，總板效率為0.6。</p>

17、<p>　　3．1．2操作條件：</p><p>　　1）塔頂操作壓力：P=2.5MPa（表壓）</p><p>　　2）加熱劑及加熱方法：加熱劑——熱水</p><p>　　加熱方法——間壁換熱</p><p>　　3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水</p><p>　　4）回流比系數(shù)：R/Rmin=1.5<

18、/p><p>　　3．1．3塔板形式：篩板</p><p>　　3．1．4處理量：F=100kmol/h</p><p>　　3．1．5安裝地點：大連</p><p>　　3．1．6塔板設(shè)計位置：塔頂</p><p>　　3．2物料衡算及熱量衡算</p><p><b>　　3．2．1物料

19、衡算</b></p><p>　　D + D + W= F</p><p>　　D·Xd + W·Xw= F·Xf</p><p>　　D=65.3061kmol/h ; W=34.6939kmol/h </p><p><b>　　塔內(nèi)氣、液相流量：</b>&

20、lt;/p><p>　　1）精餾段：L =R·D; V =(R+1)·D;</p><p>　　2）提餾段：L’=L+q·F; V’=V-(1-q)·F; L’=V’+W;</p><p>　　3．2．2 熱量衡算</p><p>　?、旁俜衅鳠崃髁浚篞R=V’·r’</p>

21、<p>　　再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR= QR/rR </p><p>　　⑵冷凝器熱流量：QC=V·r</p><p>　　冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量：GC= QC/(cl·(t2-t1))</p><p>　　假設(shè)塔頂溫度Tto=256K 經(jīng)泡點迭代計算得塔頂溫度Tt=256.4K</p><p

22、>　　塔頂壓力Pt=2500+101.3=2601.325KPa </p><p>　　代入公式 計算并換算得</p><p>　　PAo=2612.46KPa ; PBo=1527.1KPa</p><p>　　又 得： KA=1.004281 ; KB=0.587047</

23、p><p>　　/1.6＝1.4722</p><p>　　3.3.2最小回流比計算：</p><p>　　泡點進(jìn)料：q=1 </p><p>　　q線：x=xf </p><p>　　代入數(shù)據(jù)，解得xe=0.65;ye=0.7322</p><p>&

24、lt;b>　　=3.1439</b></p><p>　　R=1.5Rmin=4.71585</p><p>　　3.3.3 逐板計算過程：</p><p>　　y1=xD=0.99</p><p>　　=0.825xn+0.173</p><p>　　直至xi< xf 理論進(jìn)料位置

25、：第i塊板</p><p><b>　　進(jìn)入提餾段：</b></p><p>　　=1.09298 xn-0.0008503</p><p>　　直至xn< xW 計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜）</p><p>　　由C語言程序算得理論塔板數(shù)精餾段板數(shù)量為19 總板為38（不含釜）</p&g

26、t;<p>　　則進(jìn)料板Nf=19/0.6 =32, 實際板數(shù)Np=(Nt-1)/0.6=64</p><p>　　則塔底壓力Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa</p><p>　　塔底溫度Tb=278.42</p><p>　　α=1.435825誤差值為2.6147%<5%,滿足精度要求。<

27、/p><p>　　所以假設(shè)成立，上述計算結(jié)果均為正確結(jié)果。</p><p>　　3.4精餾塔工藝設(shè)計</p><p><b>　　3.4.1物性數(shù)據(jù)</b></p><p>　　壓力2.601Mpa,溫度256.4K下，乙稀的物性數(shù)據(jù)：</p><p>　　氣相密度：ρV =33kg/ m3</

28、p><p>　　液相密度：ρL =408kg/ m3</p><p>　　液相表面張力：σ=2.5mN/m</p><p><b>　　3.4.2初估塔徑</b></p><p>　　液相流量：L’=21.135m3/h</p><p>　　氣相流量：V’= V =316.72m3/h</p&g

29、t;<p><b>　　兩相流動參數(shù)： </b></p><p><b>　　=0.23</b></p><p>　　初選塔板間距 HT=0.4m,查《化工原理》（下冊）P107篩板塔泛點關(guān)聯(lián)圖，得：C20=0.055</p><p>　　所以，氣體負(fù)荷因子： =0.0367</p

30、><p>　　液泛氣速： ＝0.1392m/s</p><p><b>　　取泛點率0.6</b></p><p>　　操作氣速：u = 泛點率 ×uf=0.0835 m/s</p><p>　　氣體流道截面積： =1.09m2</p><p>

31、;　　選取單流型弓形降液管塔板，取Ad / AT=0.06;</p><p>　　則A / AT=1- Ad / AT =0.94</p><p>　　截面積: AT=A/0.94=1.06m2</p><p>　　塔徑： =1.22m</p><p>　　圓整后，取D=1.2m</p><p>

32、　　符合《化工原理》P108表6.10.1及P110表6.10.2的經(jīng)驗關(guān)聯(lián)</p><p>　　實際面積： =1.13 m2</p><p>　　降液管截面積：Ad=AT×0.12= 0.144m2</p><p>　　氣體流道截面積：A=AT-Ad=1.056m2</p><p>　　實際操作氣速：

33、 = 0.083m/s </p><p>　　實際泛點率：u / uf =0.596</p><p>　　塔高的估算Np=64</p><p>　　有效高度：Z= HT ×Np=25.6m</p><p>　　釜液高度（略），進(jìn)料處兩板間距增大為0.7m</p><p>　　設(shè)置6個人孔，每個人

34、孔0.8m</p><p>　　裙座取5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度取1.5m.</p><p>　　設(shè)釜液停留時間為30min</p><p>　　釜液高度：ΔZ =0.77m 取其為0.8m </p><p>　　所以，總塔高h(yuǎn)=Z+0.7+5+1.5+1.5+0.8+2.4=3

35、7.5m</p><p>　　3.5溢流裝置的設(shè)計</p><p>　　3.5.1降液管（弓形）</p><p>　　由上述計算可得：降液管截面積：Ad=AT×0.12= 0.144 m2</p><p>　　由Ad/AT=0.12,查《化工原理》（下冊）P113的圖6.10.24可得：</p><p>&l

36、t;b>　　lw/D=0.62</b></p><p>　　所以，堰長lw=0.75D=0.744m</p><p><b>　　3.5.2溢流堰</b></p><p><b>　　取E近似為1</b></p><p>　　則堰上液頭高：

37、=0.0264m>6mm</p><p>　　取堰高h(yuǎn)w=0.05m,底隙hb=0.04m</p><p>　　液體流經(jīng)底隙的流速：u =0.197m/s<0.5m/s </p><p><b>　　符合要求</b></p><p>　　3.6 塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取</p>

38、<p>　　取塔板厚度б=3mm</p><p>　　進(jìn)出口安全寬度bs=bs’=80mm</p><p>　　邊緣區(qū)寬度bc=50mm</p><p>　　由Ad/AT=0.06,查《化工原理》（下冊）P113的圖6.10.24可得：</p><p>　　bd/D=0.118</p><p>　　所以降

39、液管寬度：bd =0.118D=0.1416m</p><p><b>　　=0.37m</b></p><p>　　r= =0.56m</p><p>　　有效傳質(zhì)面積： = 0.78 m2 </p><p>　　取篩孔直徑：do=5mm,取孔中心距：t=4

40、.26do= 25mm</p><p>　　開孔率： = =0.036</p><p>　　篩孔面積： = 0,0282m2 </p><p>　　篩孔氣速： =3.12m/s</p><p>　　篩孔個數(shù)： =1438<

41、/p><p>　　3.7塔板流動性能校核</p><p>　　3.7.1液沫夾帶量校核</p><p>　　Hf=2.5(hw+how)=0.192m</p><p>　　質(zhì)量夾帶率ev ： </p><p>　　=0.0056kg液/kg</p><p>　　ev<0.1 kg液/kg氣，故

42、符合要求。</p><p>　　3.7.2塔板阻力hf的核對</p><p>　　hf= ho+hl+hσ</p><p>　　又 б=4mm,do=5mm,故do/б=1.25</p><p>　　查《化工原理》（下冊）P118圖6.10.30得：Co=0.81</p><p>　　則

43、 = 0.061液柱</p><p><b>　　又 </b></p><p>　　氣體動能因子 ＝0.65</p><p>　　查《化工原理》（下冊）P118圖6.10.31得：</p><p>　　塔板上液層充氣系數(shù)：β=0.73</p><p>　　=

44、0.00049m液柱</p><p>　　hf= ho+hl+hσ=0.117m液柱</p><p>　　3.7.3降液管液泛校核</p><p>　　Hd 可取Δ=0</p><p>　　式中 =0.00595m液

45、柱</p><p>　　則 Hd =0.1997m液柱</p><p>　　取降液管中泡沫層相對密度：Φ=0.6</p><p>　　則Hd’= =0.333m液柱</p><p><b>　　所以不會發(fā)生液泛 </b></p><p>　

46、　3.7.4液體在降液管中的停留時間</p><p>　　=5.776s>5s，滿足要求。 </p><p>　　3.7.5嚴(yán)重漏液校核</p><p><b>　　=0.015m</b></p><p>　　= 1.619 </p><p>　　k=1.64>1.5-2.0&

47、lt;/p><p><b>　　滿足穩(wěn)定性要求</b></p><p><b>　　3.8負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　3.8.1過量液沫夾帶線</p><p>　　規(guī)定：ev = 0.0056（ kg 液體 / kg氣體） 為限制條件</p><p>　　得：

48、 </p><p>　　由上述關(guān)系可作得線①</p><p>　　3.8.2液相下限線</p><p>　　由上述關(guān)系可作得線②</p><p>　　3.8.3嚴(yán)重漏液線 </p><p>

49、;<b>　　= 3600 </b></p><p>　　由上述關(guān)系可作得線③</p><p>　　3.8.4液相上限線</p><p>　　令 =5s</p><p>　　得： =24.4</p><p>　　由上述關(guān)系可作得線④</p

50、><p>　　3.8.5漿液管液泛線</p><p><b>　　Hd’=HT+hW</b></p><p>　　帶入數(shù)據(jù)整理后得： </p><p>　　上述關(guān)系可作得降液管液泛線⑤</p><p>　　上五

51、條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖</p><p>　　作點為：qVLh =21.136m3/s</p><p>　　qVVh =316.7 m3/s</p><p><b>　　負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　設(shè)計點位于四條線包圍的區(qū)間中間，</p><p>　　操作彈性：qVVhmax / qVV

52、hmin≈24.4/2.28=10.7</p><p><b>　　所以基本滿足要求</b></p><p>　　第四章 再沸器的設(shè)計</p><p>　　第一節(jié) 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件</p><p>　　1、選用立式熱虹吸式再沸器</p><p>　　塔頂壓力：2.601 Mpa（絕對壓力）&

53、lt;/p><p>　　塔底壓力：Pb=Pt+0.98×0.47×Np= 2616.47KPa</p><p>　　2、再沸器殼程與管程的設(shè)計條件</p><p>　　1 殼程凝液在溫度（40℃）下的物性數(shù)據(jù)：</p><p>　　比熱：rc=4174J/(kg.K)</p><p>　　熱導(dǎo)率：λc

54、=0.634w/(m*K)</p><p>　　粘度：μc =0.653mPa*s</p><p>　　密度：ρc =977.8kg/m3</p><p>　　2．管程流體在（6℃ 2.616MPa）下的物性數(shù)據(jù)：</p><p>　　潛熱：rb=327.85kJ/kg</p><p>　　液相熱導(dǎo)率：λb =87.6

55、8mw/(m*K)</p><p>　　液相粘度：μb =0.068mPa*s</p><p>　　液相密度：ρb =505kg/m3 </p><p>　　液相定比壓熱容：Cpb= 1.88kJ/(kg*k)</p><p>　　表面張力：σb＝3mN/m</p><p>　　氣相粘度：μv =0.0005mPa*

56、s</p><p>　　氣相密度：ρv =38kg/m3 </p><p>　　蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.000503 m2 K/kg</p><p><b>　　4.2估算設(shè)備尺寸</b></p><p>　　氣相流量：L’=L+F=2.903kg/s</p><p>　　液相流量：V

57、’= V =6kg/s</p><p>　　熱流量： =951866w</p><p><b>　　傳熱溫差： </b></p><p>　　=22.54℃ </p><p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=400W/( m2 K)</p><p>　　估

58、算傳熱面積Ap =105.57 m2 </p><p>　　擬用傳熱管規(guī)格為：Ф25×2mm,管長L=4.2m</p><p>　　則傳熱管數(shù)： =320 </p><p>　　若將傳熱管按正三角形排列，按式 </p><p><b>　　得：b=22.54&l

59、t;/b></p><p>　　管心距：t=0.032m</p><p>　　則 殼徑： =0.45m=80mm</p><p><b>　　L/ =5.25m</b></p><p>　　4.3傳熱系數(shù)的校核</p><p>　　1．顯熱段傳熱系數(shù)K&l

60、t;/p><p>　　假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.18</p><p>　　則循環(huán)氣量： = 16.13kg/s </p><p>　　1)計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)αi</p><p>　　傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速： </p><p>　　=110.94

61、kg/( m2? s)</p><p>　　雷諾數(shù)： = 0.021×126.7/(0.068*0.001)=32919>10000</p><p>　　普朗特數(shù)： =1.46</p><p>　　顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： =510.5w/( m2 K)</p><p>　　2

62、)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算αo</p><p>　　蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： qm水 =17.98kg/s</p><p>　　折流板間距B=0.3Ds=0.27m，</p><p>　　殼程流通面積So=BD（1-do/t）=0.0532m2,當(dāng)量直徑 de=1.103t2/do-do=0.02m,</p><p>　　=10393,Pr=4

63、.3,</p><p>　　管外表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)αo =3360w/ (m2 K)</p><p>　　3) 污垢熱阻及管壁熱阻</p><p>　　沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2? K/w</p><p>　　冷凝側(cè)：Ro=0.00026 m2? K/w</p><p>　　管壁熱導(dǎo)率λw =17W/m K<

64、/p><p><b>　　4）顯熱段傳熱系數(shù)</b></p><p>　　= 283.6W/( m2? K)</p><p>　　2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算</p><p>　　傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=110kg/( m2? h)</p><p>　　Lockhut-martinel參數(shù)：&l

65、t;/p><p>　　當(dāng)X=Xe=0.18 </p><p><b>　　=1.39 </b></p><p>　　則1/Xtt=0.717</p><p>　　查設(shè)計書P96圖3－29</p><p><b>　　得：αE=0.97</b></p><

66、p>　　在Xe=0.18 X＝0.4Xe=0.072的情況下</p><p><b>　　=0. 28</b></p><p>　　再查圖3－29，α′=1.5</p><p>　　2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：α=(αE+α′)/2=2.47</p><p>　　泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):</p><p

67、>　　=24.92W/( m2? K)</p><p>　　3）單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：</p><p>　　= 542w/( m2? K)</p><p>　　沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE</p><p>　　對流沸騰因子 ：Ftp=3.5(1/Xtt)0.5 =1.856 </p><p>　　兩

68、相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): </p><p>　　=904.772W/( m2? K)</p><p>　　沸騰傳熱膜系數(shù)： </p><p>　　=935.503 w/( m2? K)</p><p>　　=453.348w/( m2? K)</p><p>　　3.顯熱段及蒸發(fā)段長度

69、 </p><p><b>　　= 0.0417</b></p><p>　　LCD =L- LBC = 4.025m</p><p>　　4．傳熱系數(shù) = 446.26m2 </p><p>　　實際需要傳熱面積： = 94.628m2

70、</p><p>　　傳熱面積裕度：Ap=3.14Nt doL=3.14*580*0.025*4.5=138.47m2 </p><p>　　= (204.89-138.4)/204.89=0.3116>0.3</p><p>　　所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求</p><p><b>　　四 循環(huán)流

71、量校核</b></p><p>　　1．循環(huán)系統(tǒng)推動力：</p><p>　　1）當(dāng)X=Xe/3= 0.06時</p><p><b>　　=4.24</b></p><p>　　兩相流的液相分率： = 0.4078</p><p>　　兩相流平均

72、密度： =228.5kg/m3</p><p>　　2）當(dāng)X=Xe=0.18</p><p><b>　　= 0.317</b></p><p>　　兩相流的液相分率： = 0.114</p><p>　　兩相流平均密度：

73、 = 91.1kg/m3</p><p>　　根據(jù)課程設(shè)計表3－19 得：L=1m,</p><p>　　則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： =10024pa</p><p>　　2．循環(huán)阻力⊿Pf：</p><p>　?、俟艹踢M(jìn)出口阻力△P1 ,管程面積s=0.785Ntdi2=0.145

74、m2</p><p>　　設(shè)進(jìn)口管內(nèi)徑Di=18.2mm,則進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： G=Wi /(πDi2/4)=620.32 kg/(m2*s) </p><p>　　釜液進(jìn)口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： </p><p>　　Re=Di/μb=1660268</p><p>　　進(jìn)

75、口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)： </p><p>　　λi =0 .01227+0.7543/Re0.38=0.0155</p><p>　　進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度：</p><p><b>　　=285.37m</b></p><p>　　管程進(jìn)出口阻力: </p><p

76、>　　=9280.37Pa</p><p>　　傳熱管顯熱段阻力△P2 : di=0.021;NT=580</p><p>　　=110.94kg/(m2·s)</p><p><b>　　Re=37596</b></p><p><b>　　=0.026</b></p>

77、;<p><b>　　=1.58Pa</b></p><p>　　傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3 : di=0.021m;μv =5*Pa*s</p><p>　　ρv =38kg/m3 </p><p>　　a. 氣相流動阻力△Pv3</p><p>　　x為該段平均氣化率 , 取x=(1/3)Xe=0.

78、06</p><p>　　=6.66kg/(m2·s)</p><p><b>　　=31927</b></p><p><b>　　=0.0277</b></p><p><b>　　=3.093Pa</b></p><p>　　液相流動阻力

79、△PL3</p><p>　　G=G-Gv=104.28 kg/(m2·s)</p><p>　　ReL =di *GL /μb =36778</p><p><b>　　= 0.0268</b></p><p><b>　　= 55.46Pa</b></p><p&g

80、t;　　= 270.40Pa</p><p>　?、芄軆?nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△P4</p><p>　　動量變化引起的阻力系數(shù): </p><p><b>　　= 1.376</b></p><p>　　ΔP4 =G2 M/ρb =33.53Pa </p><p>　　管程出口段阻

81、力△P5</p><p>　　a.氣相流動阻力△Pv5</p><p><b>　　=95780</b></p><p><b>　　= 0.0276</b></p><p><b>　　=32.3Pa</b></p><p>　　b.液相流動阻力△PL

82、5</p><p>　　=104.28 kg/(m2·s)</p><p><b>　　= 32083</b></p><p><b>　　= 0.027</b></p><p><b>　　=57.87Pa</b></p><p><b

83、>　　=282.16Pa</b></p><p>　　所以循環(huán)阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5</p><p>　　=9868.04Pa</p><p>　　又因△PD=10024Pa</p><p>　　所以 =1.015,大致在1.01到1.05之間，故符合要求&l

84、t;/p><p>　　第五章 輔助設(shè)備設(shè)計</p><p>　　5.1 輔助容器的設(shè)計</p><p>　　容器填充系數(shù)取：k=0.8</p><p>　　5.1.1進(jìn)料罐（常溫貯料）</p><p>　　-13℃乙烯 ρL1 =408kg/m3 </p><p>　　乙烷 ρL2 =435k

85、g/m3 </p><p>　　壓力取2.601MPa</p><p>　　由上面的計算可知 進(jìn)料 Xf=65% Wf=63.93% </p><p>　　進(jìn)料質(zhì)量流量：qmfh=3600 qmfs=3600*1.116=4017.6kg/h</p><p>　　取 停留時間：x為60h</p><

86、;p>　　進(jìn)料罐容積： 722m3</p><p>　　圓整后 取V=720m3</p><p>　　5.1.2回流罐（-18.7℃）</p><p>　　質(zhì)量流量qmLh=3600R·qmDs =8623kg/h</p><p>　　設(shè)凝液在回流罐中停留時間為0.25h，填充系數(shù)φ=0.7</p>

87、<p>　　則回流罐的容積 7.54m3</p><p>　　取V=7.54 m3</p><p>　　5.1.3塔頂產(chǎn)品罐</p><p>　　質(zhì)量流量qmDh=3600qmDs =3600*0.72=2160 kg/h；</p><p>　　產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為72h，填充系數(shù)φ=0.7&

88、lt;/p><p>　　則產(chǎn)品罐的容積 460.98m3</p><p><b>　　取V=460m3</b></p><p><b>　　5.1.4釜液罐</b></p><p>　　取停留時間為80h,質(zhì)量流量qmWh=3600qmWs =3600*0.405=1040.4kg/

89、h </p><p>　　則釜液罐的容積 273.45 m3</p><p><b>　　取V=273m3</b></p><p><b>　　5.2 傳熱設(shè)備</b></p><p>　　5.2.1 進(jìn)料預(yù)熱器</p><p>

90、;　　用25℃水為熱源，出口約為15℃走殼程</p><p>　　料液由20℃加熱至45℃，走管程傳熱溫差：</p><p>　　管程液體流率：qmfh=3600 qmfs=3600*1.1116=4018kg/h</p><p>　　管程液體比熱容：Cp=1840J/K.kg</p><p>　　傳熱量：Q= qmfsCp（tb-ta）=6

91、.16kW</p><p>　　殼程水比熱：Cp=4.183kJ/kg.K</p><p>　　殼程水流量：q=0.147kg/s</p><p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700w/(m2?K)</p><p><b>　　則傳熱面積：</b></p><p>　　5.2.2塔頂冷凝器</p&

92、gt;<p>　　擬用液氨為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為-50℃，-20℃。走殼程。</p><p>　　管程溫度為-18.7℃</p><p>　　液氨比熱容Cp=2.16Kj/K.kg,料液汽化焓△H=550kJ/kg</p><p>　　管程流量：qmVs=24.64kg/s</p><p>　　傳熱速率：Q= qmVs?r=15

93、96.85kW</p><p>　　則殼程流量：qc =2518/2016/40=29.15kg/s</p><p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700w/(m2?K)</p><p>　　則傳熱面積： </p><p>　　圓整后 取A=170m2</p><p>　　5.2.3塔頂產(chǎn)品冷卻器</p&

94、gt;<p>　　擬用液氨為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為-60℃，-45℃,走殼程。</p><p>　　管程溫度由-18.7℃降至-28℃</p><p>　　取潛熱：r=1.8kJ/kg</p><p>　　則傳熱速率：Q= qmDs?r=8.5kw</p><p>　　則殼程流率：qc=Q/ΔH=0.26kg/s</p>

95、;<p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700 w/(m2?K)</p><p>　　則傳熱面積 </p><p>　　5.2.4釜液冷卻器</p><p>　　擬用液氨為冷卻劑，進(jìn)出口溫度為-50℃，-20℃,走殼程。管程溫度由-18.7℃降至-10℃</p><p>　　傳熱速率：Q= qmVs

96、?ΔH =8.37kw</p><p>　　則殼程流率：qc=Q/ΔH=0.129kg/s</p><p>　　假設(shè)傳熱系數(shù)：K=700 w/(m2?K)</p><p>　　則傳熱面積： </p><p><b>　　5.3 泵的設(shè)計</b></p><p>　　1．進(jìn)料泵(兩臺

97、，一用一備)</p><p>　　取液體流速：u=0.55m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　qVfs = qmfs / =0.00194m3/s</p><p><b>　　選用</b></p><p>　　實際流速u=0.381&

98、lt;/p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2mm</b></p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.0025</p><p>　　查得：λ=0.0255</p><p>　　取管路長度：l=30m ；流量計當(dāng)量長度le/di=12

99、;</p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，孔板流量計1個,查書求阻力系數(shù)，2突然擴大2突然縮小，ξ=3</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =6.98m3/h</p><p>　　選取泵的型

100、號：臥式化工流程泵：IH 揚程：5～125m 流量：6.3～400m3 /h 溫度:-20-105度</p><p>　　5.3.2回流泵（兩臺，一開一用）</p><p>　　取液體流速：u=0.55m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　qVLs = qmLs /

101、 =0.00587 m3/s</p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2</b></p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.00248</p><p>　　查得：λ=0.032</p><p>　　取管路長度：l=84m &

102、lt;/p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1個</p><p><b>　　取</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　qVLh =21.136m3/h</p><p>　　選取泵的型號：臥式化工流程泵：AY 揚程：30～65

103、0m 流量： 2.5～600m3 /h 溫度：-45-420度</p><p>　　5.3.3釜液泵（兩臺，一開一用）</p><p>　　取液體流速：u=0.69m/s</p><p>　　液體密度： kg/ m3 </p><p>　　qVWs = qmWs / =0.504m/s&l

104、t;/p><p><b>　　液體粘度 </b></p><p><b>　　取ε=0.2</b></p><p>　　相對粗糙度：ε/d=0.0043</p><p>　　查得：λ=0.031 取管路長度：l=20m </p><p>　　取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流

105、量計1個</p><p><b>　　取</b></p><p>　　qVLh =2.393m3/h</p><p>　　選取泵的型號：臥式化工流程泵：ZA 揚程：2-250 m 流量： 2～2100m3 /h 溫度：-80-450度</p><p>　　第六章. 塔計算結(jié)果表</p><p&

106、gt;　?。?）操作條件及物性參數(shù)</p><p>　　操作壓力：塔頂2.601 MPa（絕壓） 塔底 2.616MPa（絕壓）</p><p>　　操作溫度：塔頂 -18 .7℃ 塔底 6 ℃</p><p>　　(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果</p><p>

107、<b>　　管路設(shè)計</b></p><p>　　進(jìn)料管線取料液流速：u=0.53m/s</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　取管子規(guī)格Ф73×4。其它各處管線類似求得如下：</p><p><b>　　第八章 控制方案</b></p&

108、gt;<p>　　精餾塔的控制方案要求從質(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。</p><p>　　將本設(shè)計的控制方案列于下表</p><p><b>　　總結(jié)</b></p><p>　　完成了兩周的設(shè)計，經(jīng)歷

109、的過程是痛苦和曲折的，從選擇計算參數(shù)，到計算設(shè)計，再到驗證校核，其中的經(jīng)驗過程基本上是課堂教學(xué)中學(xué)不到的。這次課程設(shè)計使我初步體會到作為一個工程設(shè)計人員，所必需具備的工程意識。在我確定參數(shù)時，一些參數(shù)的取值似乎讓設(shè)計進(jìn)入了死胡同，進(jìn)行校核時，經(jīng)常把前幾天的設(shè)計否定，要從新計算，經(jīng)常，為了兩個參數(shù)要反復(fù)整個計算過程十幾遍。面對這樣的困難，我覺得這些試驗，這些反復(fù)就是設(shè)計的經(jīng)驗，每一絲進(jìn)展都是對我莫大的鼓勵，這些是先前紙上談兵所體會不到的。

110、</p><p>　　我們學(xué)完了化工原理課程，可以應(yīng)付考試，到了真正做設(shè)計的時候，才發(fā)現(xiàn)自己真的知之甚少，有時候甚至覺得無從下手。當(dāng)設(shè)計終于做完的時候，其中必定充滿了很多很多的錯誤，但我完全可以坦然面對這些錯誤，因為進(jìn)步正是在錯了再改，一改再改的前提下產(chǎn)生的。經(jīng)過這次課程設(shè)計，我深刻的體會到：從書本上的理論知識到真正的生產(chǎn)實踐，期間的距離真是差了很遠(yuǎn)?，F(xiàn)在我們是作設(shè)計，已經(jīng)覺得很困難，到了下工廠操作的時候，必然又

111、會遇上新的問題。但我們從來就是不懼怕困難的，在不斷的征服困難的過程中，我們才能也必然會掌握這門技術(shù)。</p><p>　　這次課程設(shè)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(shè)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(shè)計的過程中復(fù)習(xí)并掌握了許多計算機知識，例如，EXCEL，AUTO-CAD等。總之，通過這次課程設(shè)計，豐富了我各個方

112、面的知識，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設(shè)計中的錯誤與不足之處，使我能不斷提高進(jìn)步。</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　1.《化工原理課程設(shè)計》，王國勝主編 大連理工大學(xué)出版社</p><p>　　2.《化工傳遞與單元操作課程設(shè)計》 柴誠敬主編 天津大學(xué)出版社</p><p>