乙烷乙烯精餾裝置課程設計

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文檔簡介

1、　　課程設計　　題目：乙烯—乙烷精餾裝置設計 　　學部： 　　專業(yè)： 　　班級：

2、 　　學號： 　　學生姓名： 　　指導教師： 　　過程工藝與設備課程設計任務書&l

3、t;p>　　(一)　　乙烯——乙烷精餾裝置設計　　學生姓名班級化工1306 學號 201325034 　　表1中圈上序號的設計方案包括了個人本次課程設計的參數(shù)。　　一、設計條件</

4、b>　　工藝條件：飽和液體進料，進料乙烯含量(摩爾百分數(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：大連。<

5、;b>　　其他條件見表1。　　表1設計方案　　續(xù)表1　　續(xù)表1　　續(xù)表1

6、　　續(xù)表1　　續(xù)表1　　二、工藝設計要求　　1 完成精餾塔的工藝設計計算；　　(1) 塔高、塔徑&l

7、t;/p>　　(2) 溢流裝置的設計　　(3) 塔盤布置　　(4) 塔盤流動性能的校核　　(5) 負荷性能圖　　2 完成塔底再沸器的設計計算；&

8、lt;p>　　3 管路尺寸的確定、管路阻力計算及泵的選擇；　　4 其余輔助設備的計算及選型；　　5 控制儀表的選擇參數(shù)；　　6 用3#圖紙繪制帶控制點的工藝流程圖及主要設備(精餾塔或再沸器)的工藝條件圖各一張；　　(塔板設計位置為塔頂?shù)耐瑢W完成精餾塔的工藝條件圖；塔

9、板設計位置為塔底的同學完成再沸器的工藝條件圖。)　　7 編寫設計說明書。　　三、其它要求　　本課程的設計說明書分兩本裝訂，第一本為工藝設計說明書，第二本為機械設計說明書。　　1-2周完成工藝設計后，將工藝設計說明書交上來，計算結果表經(jīng)

10、指導教師審核簽字合格后，方可進行3-4周的機械設計（注：應用化學專業(yè)只進行工藝設計）。　　圖紙一律用計算機（電子圖板）出圖。　　本課程要求獨立完成，發(fā)現(xiàn)抄襲行為取消該門成績。最終成績由工藝設計、機械設計的完成情況和最后的考試（核）情況綜合給定。　　四、參考資料</p&g

11、t;　　《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。　　《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》（有機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。　　《化工物性算圖手冊》，劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。　　《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》，

12、盧煥章，劉光啟、馬連湘、劉杰主編,化學工業(yè)出版社，1982年。　　《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，1993年。　　《石油化工設計手冊》，王松漢，化學工業(yè)出版社，2002年。　　指導教師 　　任務書下達日期

13、　　前言　　本精餾塔極其輔助設備設計書包括概述，流程簡介，設計任務書，精餾塔設計，再沸器設計，輔助設備設計，管路設計，控制方案，附錄共九個部分。　　設計書中對篩板精餾塔和再沸器的設計做了詳細的說明，對輔助設備和管路的設計做了簡要說明。　　由于設計者經(jīng)驗有限

14、，設計時間有限，因此有設計不妥之處在所難免，歡迎老師予以指正。　　感謝老師的指導。　　第一章概述　　1.1精餾塔工藝設計　　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

15、工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到了廣泛應用。精餾過程在能量劑驅動下（有時加質量劑），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移，難揮發(fā)組分由汽相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱傳質過程。　　常規(guī)或簡單精餾塔設有一個進料口，進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，氣、液兩相的溫度和壓

16、力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。　　本設計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結構簡單、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，目前應用較為廣泛。 　　本設計回流比為最小回流比的1.7倍，回流比增大雖然可以提高產(chǎn)品的質量，可以在塔頂產(chǎn)品純度一定的情況下，減少塔板數(shù)，減少了設備費用，但是增加了能耗，綜合各類因素

17、，本設計回流比設計為最小回流比的1.7倍。　　1.2.再沸器　　再沸器是精餾裝置的重要附屬設備，用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行。　　本設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

18、殼程內的載熱體供熱。　　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。 　　▲ 結構緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。　　▲ 殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質。<p&

19、gt;　　▲ 塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。　　1.3.冷凝器（設計從略）　　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，使塔內氣液兩相間的接觸傳質得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。　　第二章方案流程簡介　　2.1.精餾裝置流程</

20、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，并進行質量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。　　流程如下：　　原料（乙稀和乙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一位置（進料板處）流入塔內，開始精餾操作；當釜中的料液建立起適當液位時，再沸

21、器進行加熱，使之部分汽化返回塔內。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。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?；亓饕簭乃斞厮飨拢谙陆颠^程中與來自塔底的上升蒸氣多次逆向接觸和分離。當流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。　　2.2.工藝流程&l

22、t;/p>　　1）物料的儲存和運輸　　精餾過程必須在適當?shù)奈恢迷O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，運輸和預熱（或冷卻）所用原料，從而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行。　　2）必要的檢測手段　　為了方便解決操作中的問題，需在流程中的適

23、當位置設置必要的儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項參數(shù)。　　另外，常在特定地方設置人孔和手孔，以便定期的檢測維修。　　3）調節(jié)裝置　　由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應在適當?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門進行調節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設雙調節(jié)，即自動和手動兩種調節(jié)方式并存，且隨

24、時進行切換。　　設備選用　　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)品質量　　乙烯乙烷物系　　處理量：<

25、/b>　　產(chǎn)品質量：（以乙稀摩爾百分數(shù)計）　　進料：　　塔頂產(chǎn)品：　　塔底產(chǎn)品: 　　第三章精餾塔工藝設計&l

26、t;/p>　　3.1設計條件　　工藝條件：飽和液體進料　　進料乙烯含量：（摩爾百分數(shù)）　　塔頂乙烯含量：　　釜液乙烯含量：<

27、/p>　　總板效率：0.6　　操作條件：　　1）塔頂操作壓力：（表壓）　　2）加熱劑及加熱方法：加熱劑——水　　加熱方法——間壁換熱<p&

28、gt;　　3）冷卻劑：循環(huán)冷卻水　　4）回流比系數(shù)：　　塔板形式：篩板　　處理量：=140kmol/h　　3.2物料衡算及熱量衡算　　3.2.1 物料衡算

29、　　解得：　　塔內氣、液相流量：　　1）精餾段：　　2）提餾段：　　3.2.2

30、熱量衡算　　1）再沸器熱流量：　　再沸器加熱蒸氣的質量流量：　　2）冷凝器熱流量：　　冷凝器冷卻劑的質量流量：　　3.3塔板數(shù)的計算&

31、lt;/b>　　1）相對揮發(fā)度的計算：　　塔頂操作壓力（絕壓）：　　泡點迭代計算得　　在P-K-T圖上，查得：　　則<

32、p>　　2）塔板數(shù)　　取塔頂溫度壓力下的各個物性參數(shù)，從化學化工物性數(shù)據(jù)手冊和化工物性算圖手冊上查得：　　乙烷：氣相密度；液相密度；　　液相表面張力　　乙烯：氣相密度；液相密度<

33、;/p>　　液相表面張力　　設實際塔板數(shù)為69　　設每塊塔板的壓差為100mm液柱　　則　　塔底壓力(絕壓)&l

34、t;/b>　　泡點迭代計算得　　由P-K-T圖查得：　?。?lt;/b>　　泡點進料：　　q線方程：<

35、;/b>　　精餾段操線方程：　?。ňs段）第 1 塊塔板的氣相組成y為：0.986255 液相組成x為：0.985565　　（精餾段）第 2 塊塔板的氣相組成y為：0.981697 液相組成x為：0.980192　?。ňs段）第

36、 3 塊塔板的氣相組成y為：0.97617 液相組成x為：0.973677　?。ňs段）第 4 塊塔板的氣相組成y為：0.9695 液相組成x為：0.965814　　（精餾段）第 5 塊塔板的氣相組成y為：0.961491 液相組成x為：0.956373　?。ňs段）第 6 塊塔板的氣相組成y為：0.95194

37、液相組成x為：0.945114　?。ňs段）第 7 塊塔板的氣相組成y為：0.940636 液相組成x為：0.931788　?。ňs段）第 8 塊塔板的氣相組成y為：0.92738 液相組成x為：0.916162　　（精餾段）第 9 塊塔板的氣相組成y為：0.912002 液相組成x為：0.898033</

38、p>　?。ňs段）第 10 塊塔板的氣相組成y為：0.894382 液相組成x為：0.877263　?。ňs段）第 11 塊塔板的氣相組成y為：0.87448 液相組成x為：0.853802　　（精餾段）第 12 塊塔板的氣相組成y為：0.852361 液相組成x為：0.827727

39、　（精餾段）第 13 塊塔板的氣相組成y為：0.828212 液相組成x為：0.79926　?。ňs段）第 14 塊塔板的氣相組成y為：0.802358 液相組成x為：0.768782　　（精餾段）第 15 塊塔板的氣相組成y為：0.775249 液相組成x為：0.736825　?。ňs段）第 16 塊塔板的氣相

40、組成y為：0.74744 液相組成x為：0.704043　?。ňs段）第 17 塊塔板的氣相組成y為：0.719546 液相組成x為：0.671161　　（精餾段）第 18 塊塔板的氣相組成y為：0.69219 液相組成x為：0.638913　　精餾段理論塔板數(shù)：18&l

41、t;b>　　提餾段操作方程：　?。ㄌ狃s段）第 19 塊塔板的氣相組成y為：0.656416 液相組成x為：0.607976　?。ㄌ狃s段）第 20 塊塔板的氣相組成y為：0.61376 液相組成x為：0.568516　　（提餾段）第 21 塊塔板的氣相組成y為：0.564426 液相組成x

42、為：0.522879　　（提餾段）第 22 塊塔板的氣相組成y為：0.509345 液相組成x為：0.471925　?。ㄌ狃s段）第 23 塊塔板的氣相組成y為：0.450213 液相組成x為：0.417224　　（提餾段）第 24 塊塔板的氣相組成y為：0.389349 液相組成x為：0.36092</p&

43、gt;　　（提餾段）第 25 塊塔板的氣相組成y為：0.329354 液相組成x為：0.305421　?。ㄌ狃s段）第 26 塊塔板的氣相組成y為：0.272688 液相組成x為：0.253001　?。ㄌ狃s段）第 27 塊塔板的氣相組成y為：0.221283 液相組成x為：0.205447

44、（提餾段）第 28 塊塔板的氣相組成y為：0.176328 液相組成x為：0.163862　?。ㄌ狃s段）第 29 塊塔板的氣相組成y為：0.13826 液相組成x為：0.128646　　（提餾段）第 30 塊塔板的氣相組成y為：0.10689 液相組成x為：0.0996265　?。ㄌ狃s段）第 31 塊塔板的氣相組

45、成y為：0.0816167 液相組成x為：0.0762467　?。ㄌ狃s段）第 32 塊塔板的氣相組成y為：0.0616219 液相組成x為：0.0577502　　（提餾段）第 33 塊塔板的氣相組成y為：0.0460299 液相組成x為：0.0433264　?。ㄌ狃s段）第 34 塊塔板的氣相組成y為：0.0340

46、074 液相組成x為：0.0322048　?。ㄌ狃s段）第 35 塊塔板的氣相組成y為：0.0248175 液相組成x為：0.0237035　　（提餾段）第 36 塊塔板的氣相組成y為：0.0178395 液相組成x為：0.0172484　?。ㄌ狃s段）第 37 塊塔板的氣相組成y為：0.0125677 液相組成x為

47、：0.0123716　?。ㄌ狃s段）第 38 塊塔板的氣相組成y為：0.00860012 液相組成x為：0.00870132　　計算完成共計：38 塊塔板　　理論板數(shù)：　　實際板數(shù)：</p&g

48、t;　　實際塔板數(shù)為62塊（不含釜）　　進料板為　　塔底壓力為(絕)為：　　3.4精餾塔工藝設計　　3.4.1精餾段物性數(shù)據(jù)（塔頂條?。?lt;/p>　　取塔頂溫度，壓力下的乙烯占

49、0.99故以乙烯純物質取代各個物性參數(shù)從化學化工物性數(shù)據(jù)手冊和化工物性算圖手冊上查得：　　乙烯：　　氣相密度；液相密度　　液相表面張力 M=28.05　　3.4.2塔徑計算<

50、;/b>　　1）氣液流量　　精餾段液相流量：　　精餾段氣相流量：　　提餾段液相流量：<

51、;p>　　提餾段氣相流量：　　質量流量：　　兩相流動參數(shù)：　　2）塔徑的計算　　設HT初值為0.4米</p&

52、gt;　　查篩板泛點關聯(lián)圖得：C20=0.0615　　氣體負荷因子：　　液泛氣速：　　設泛點率為0.7　　氣體流量：&

53、lt;/b>　　氣體流通截面積：　　單流型、弓形降液管塔板：　　塔板截面積：　　塔徑：　　按照塔設備系列化標準

54、圓整取塔徑為D=1.4m　　因此，塔板截面積　　降液管截面積建議取　　實際操作氣速為　　實際泛點率為

55、　　3.4.3塔高的估算　　實際塔板數(shù)為62，設HT初值為0.4米, 有效塔高　　設釜底液在釜中的停留時間為20min，　　釜底液流出量　　釜底液的高度

56、　　設置6個人孔，每個人孔0.8m；　　裙座取5m；　　釜液上方氣液分離高度：1.5m；　　將進料所在板的板間距HF設置：0.9m　　塔頂端及釜液上方的氣液分離空間高度均取：；<p&g

57、t;　　實際塔高為　　3.4.4降液管尺寸　　由以上設計結果塔徑：D=1.4m；，查表得：　　堰長：溢流堰寬度：　　設入口出口安定區(qū)bs=0.07m 邊緣寬度為bc=0.06m<b&g

58、t;　　有效傳質面積Aa=　　因此有效傳質面積為：　　取篩孔直徑為d0=0.005m 　　取篩孔中心距:　　開孔率:

59、;　　篩孔總截面積為：　　因此篩孔氣速：　　篩孔個數(shù)：　　設堰高為：hw=0.05m　　取塔板厚度為：<p&

60、gt;　　取底隙：　　液相流量：　　近似取：E=1　　堰上方液頭高度：　　3.4.5 塔板的校核

61、　　1）液沫夾帶量eV　　由FLV=0.2535，泛點率為，查得　　符合要求　　2）塔板阻力hf　　查表C0=0.8<

62、;/b>　　氣體動能因子：　　查得塔板上層液的充氣系數(shù)5　　塔板阻力：　　3）降液管液泛校核　　液體通過降液管

63、的流動阻力：　　?。?lt;/b>　　降液管中清夜柱的高度：　　取降液管中泡沫層的相對密度：　　合格　　4）液體在降液管中停留時間τ<p&

64、gt;　　合格　　5）嚴重漏液校核　　嚴重漏液時干板阻力　　漏液點氣速　　穩(wěn)定系數(shù)

65、　　符合　　6）塔板的負荷性能圖　　①過量液沫夾帶線（氣相負荷上限線）　　規(guī)定：當　?、谝合嘞聞澗€

66、;　　規(guī)定：　　整理出：　　嚴重漏液線（氣相下限線）　　其中　　整理得：&

67、lt;p>　　式中　　代入得：　　液相上限線　　令　　降液管液泛線</

68、p>　　令：　　將：，how，qVLh，hf，qVVh，qvLh的關系代入前式整理得：　　其中：　　代入得：

69、整理得：　　汽相流量：　　液相流量　　篩板的負荷性能圖如下所示　　由圖可查

70、故操作彈性為：　　第四章再沸器的設計　　4.1再沸器的設計條件　　4.1.1選用立式熱虹吸式再沸器　　塔頂壓力：　　P=2601.3KPa（絕對壓力）

71、;　　壓力降　　塔底壓力：　　4.1.2再沸器殼程與管程的設計　　蒸發(fā)量：　　4.1.3物性數(shù)據(jù)&

72、lt;/p>　　1）殼程凝液在溫度（）下的物性數(shù)據(jù)：　　潛熱：　　熱導率：　　粘度：　　密度：

73、;　　2）管程流體在（）下的物性數(shù)據(jù)：　　潛熱：　　液相熱導率：　　液相粘度：　　液相密度：<

74、;/b>　　液相定比壓熱容： 　　表面張力： 　　氣相粘度： 　　氣相密度： <p&

75、gt;　　蒸氣壓曲線斜率　　4.2換熱器尺寸的估算　　再沸器的熱流量：　　傳熱溫差： 　　設傳熱系數(shù)為</p&g

76、t;　　則傳熱面積為　　擬用傳熱管規(guī)格為：,管長　　計算傳熱管束：　　設傳熱管按正三角形排列：　　管心距：<

77、;p>　　取　　合理　　取管程進口直徑出口直徑　　4.3傳熱系數(shù)的校核　　4.3.1顯熱段傳熱系數(shù)KL　　1）設傳熱管出口的汽化率</p&g

78、t;　　釜液蒸發(fā)質量流量：　　釜液循環(huán)質量流量：　　2）計算顯熱管內傳熱膜系數(shù)　　傳熱管內質量流速　　其中：</

79、b>　　雷諾數(shù)：　　普朗特數(shù)：　　顯熱段傳熱管內表面系數(shù)：　　3）殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算　　蒸汽冷凝的質量流量：<p&

80、gt;　　傳熱管外單位軟是周邊上凝液質量流量：　　雷諾數(shù)：　　4）污垢熱阻及管壁熱阻　　沸騰側：　　冷凝側：<

81、b>　　管壁熱阻：　　5）顯熱段的傳熱系數(shù)KL的計算　　4.3.2蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE的計算　　1）傳熱管內釜液的質量流量：　　當時，計算Martinelli參數(shù)　　查書得。當</b

82、>　　查書得：　　2）泡核沸騰修正因數(shù)　　3）泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)　　4）以液體單獨存在為基礎的管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為　　5）對流沸騰因子：</p

83、>　　6）兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)　　7）沸騰傳熱膜系數(shù)：　　8）蒸發(fā)段傳熱系數(shù)　　4.3.3 顯熱段及蒸發(fā)段長度　　4.3.4平均傳熱系數(shù)　　需要傳

84、熱面積為　　4.3.5傳熱面積裕度：　　所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求　　4.4循環(huán)流量的校核　?。?）計算循環(huán)推動力　　1）當

85、　　兩相的液相分率:　　兩相流平均密度:　　2）當　　兩相流平均密度　　取<

86、/p>　　循環(huán)推動力：　　（2）循環(huán)阻力　　1）管程進口管阻力　　進口管內質量流速：　　釜液

87、在進口管內流動雷諾數(shù)：　　進口管內流體流動摩擦系數(shù)：　　進口管長度與局部阻力當量長度：　　管程進出口阻力：　　2）傳熱管顯熱段阻力　　釜液在傳熱管內的質量流速<p

88、>　　釜液在傳熱管內流動時的雷諾數(shù)　　進口管內流體流動的摩擦因數(shù)為　　傳熱管顯熱段阻力為　　3）傳熱管蒸發(fā)阻力　　氣相在傳熱管內的質量流速　　液相在

89、傳熱管內的質量流速　　液相在傳熱管內的流動雷諾數(shù)　　傳熱管內的液相流動阻力為　　傳熱管內兩相流動阻力為　　4）管程內因動量變化引起的阻力　　傳熱管內的質量流速<p

90、>　　蒸發(fā)管內因棟梁變化引起的阻力系數(shù)為　　蒸發(fā)段管程內因棟梁變化引起的阻力　　5）管程出口阻力　　管程出口管中氣液兩相總質量流速　　管程出口管中汽相質量流速 　　管程出口管的長度與局部

91、阻力的當量長度之和 　　管程出口管中汽相流動雷諾數(shù)　　管程出口管汽相流動的摩擦系數(shù)　　液相流動阻力　　管程出口管中液相質量流量　　計算管程出口管中液相流動雷諾數(shù) <

92、;p>　　管程出口中液相流動的摩擦系數(shù)　　管程出口管中的液流動阻力　　循環(huán)阻力　　循環(huán)推動力和循環(huán)阻力的比值　　在0.01到0.05之間，符合　　第5章輔助設備設計

93、　　5.1 輔助容器的設計　　5.1.1進料罐（常溫高壓貯料）　　1）的物性　　液相密度乙烯：　　液相密度乙烷：

94、　　壓力?。?lt;/b>　　液體粘度：　　進料：，因此：　　平均密度　　進料口的平均相對分子質量</p&

95、gt;　　進料的質量流量　　填充系數(shù) 　　停留時間為 　　進料罐的容量 　　圓整

96、后取 　　5.1.2回流罐（）　　質量流量　　設凝液在回流罐中停留時間為，填充系數(shù)　　回流罐的容積　　取</b

97、>　　5.1.3塔頂產(chǎn)品罐　　質量流量　　產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時間為填充系數(shù) 　　產(chǎn)品罐容積　　則產(chǎn)品罐的容積：

98、;　　取　　5.1.4 釜液罐　　取停留時間為5天，即　　質量流量：　　釜液罐的容積：</b

99、>　　5.2傳熱設備　　5.2.1.冷卻器和塔頂冷凝器的集成　　采用臥式冷凝器：　　傳熱溫差：

100、;　　管內液體流率：　　熱流量：　　取傳熱系數(shù)：　　則傳熱面積為：　　取整后：

101、　　5.2.2.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　　傳熱溫差：　　液態(tài)乙烷的比熱容為　　熱流量

102、　　取　　圓整后取　　第6章管路設計　　6.1泵的設計　　6.1.1進料泵(兩臺，一開一備用)<

103、;/p>　　設液體流速：　　液相密度　　查閱輸送流體無縫鋼管尺寸規(guī)格表，圓整后選取　　取相對粗糙度：　　查的&l

104、t;/b>　　管長　　管路中4個90度彎管，1個截止閥1/2，，1個文史館流量計　　當　　選取泵50Y-60 揚程60m 流量12.5

105、　　6.1.2回流泵（兩臺，一開一備用）　　液體流速為：　　查閱輸送流體無縫鋼管尺寸規(guī)格表，圓整后選取　　核算的實際流速　　取相對粗糙度

106、　　因此　　管路長度　　管路中90度彎管4個，1個截止閥1/2，，1個文氏管流量計　　當　　選用泵型號：選取泵80Y

107、-60 揚程50m 流量60　　6.1.3釜液泵（兩臺，一開一備用）　　流體流速：　　液體密度：　　查閱輸送流體無縫鋼管尺寸規(guī)格表，圓整后選取&l

108、t;p>　　取相對粗糙度　　管路長度：　　查得：λ=0.028　　取90度彎管4個，截止閥一個1/2，，文氏管流量計1個　　當&

109、lt;p>　　停止工作時使用　　選取泵的型號： 65Y-60*2C 揚程9.9m 流量3.13　　6.2管路設計　　進料管

110、　取管子規(guī)格其它各處管線類似求得如下：　　第7章控制方案　　將本設計的控制方案列于下表　　系統(tǒng)所需的主要設備及主要參數(shù)　　附錄一主要符號說明　　附錄二主要參考文獻

111、　　《化工單元過程及設備課程設計》(第二版)，匡國柱、史啟才主編，化學工業(yè)出版社，2010年。　　《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》（有機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。　　《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》（無機卷），劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。　　《化工

112、物性算圖手冊》，劉光啟、馬連湘、劉杰主編，化學工業(yè)出版社，2002年。　　《化工原理》，大連理工大學編，高等教育出版社，2009年。　　附件三：泡點及塔板計算程序　　塔頂溫度計算：　　#include "stdafx.h&

113、quot;　　int _tmain(int argc, _TCHAR* argv[])　　{　　using namespace std;　　double t;<p&g

114、t;　　cout<< "input T=";　　cin>> t;　　double pa,pb,pa1,pb1;　　pa = 15.5368 - (1347.01 / (t - 18.15));

115、;　　pa1 = exp(pa);　　pb = 15.6637 - (1511.42 / (t - 17.16));　　pb1 = exp(pb);　　double x;　　x = (2500 + 101.3 - (pb1 / 7.6

116、)) / ((pa1 / 7.6) - (pb1 / 7.6));　　cout<< "x="<< x;　　return 0;　　}

117、塔底溫度計算：　　#include<iostream>　　#include<math.h>　　using namespace std;　　int main()　　{&l

118、t;/b>　　double t;　　cout<< "input T=";　　cin>> t;　　double pa,pb,pa1,pb1;<

119、/p>　　pa = 15.5368 - (1347.01 / (t - 18.15));　　pa1 = exp(pa);　　pb = 15.6637 - (1511.42 / (t - 17.16));　　pb1 = exp(pb);<b

120、>　　double x;　　double allzuli;　　cout<< "input 全塔阻力：";　　cin>> allzuli;　　x = (2500 + 101.3 + allzuli - (

121、pb1 / 7.6)) / ((pa1 / 7.6) - (pb1 / 7.6));　　cout<< "x="<< x<< endl;　　return 0;　　}

122、　　塔板數(shù)計算：　　#include<iostream>　　#include<math.h>　　using namespace std;　　int main() &

123、lt;p>　　{　　using namespace std;　　double alpha;　　cout<< "input alpha=";　　cin>> alpha;

124、;　　double y;　　cout<< "input y1=";　　cin>> y;　　double x;&

125、lt;p>　　int xn = 1;　　do　　{　　x = y / (alpha - ((alpha - 1) * y));　　y = 0.8483* x + 0.1502; </p

126、>　　cout<< "（精餾段）第 "<< xn<< " 塊塔板的氣相組成y為："<< y<< " 液相組成x為："<< x<< endl;　　xn++;<p

127、>　　}　　while (x > 0.65);　　do　　{　　x = y / (alpha - ((alpha - 1) * y));</

128、p>　　y = 1.081 * x - 0.000806;　　cout<< "（提餾段）第 "<< xn<< " 塊塔板的氣相組成y為："<< y<< " 液相組成x為："<< x<< endl;<

129、;p>　　xn++;　　}　　while (x > 0.01);　　cout<< "計算完成共計："<< xn - 1<< " 塊塔板"<<

130、; endl;　　return 0;　　}　　附錄四：計算結果表　　塔計算結果表

131、;　?。?）操作條件及物性參數(shù)　　操作壓力：塔頂 2601.3KPa（絕壓）塔底 2631KPa（絕壓）　　操作溫度：塔頂 -16.5 ℃ 塔底 5.5 ℃　　(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學核算結果

132、;　　再沸器主要結構尺寸和計算結果表　　第八章經(jīng)濟核算　　8.1精餾塔　　8.11精餾塔塔板重量估算　　D為塔體直徑/mm；D=1400mm為實際塔板數(shù)；為板厚/mm；

133、為材料密度，取7.85ton/m3　　8.12精餾塔塔體重量估算　　0.0162　　D為塔體直徑/m，D=1.4m　　φ為焊接效率分數(shù)，取0.8； 　　σ殼體最大許用應力，取189MPa；

134、　　Pc為設計壓力，可取操作壓力的1.15倍　　L為塔高/m，L=36m　　ρ為材料密度7.85t on/m3 　　t為壁厚/m　　8.13精餾塔設備費用估算<p

135、>　　塔體材料CM殼取12000元/噸；　　塔板材料CM板單價取60000元/噸，此材料價格已考慮加工因素。　　8.2再沸器　　為焊接效率分數(shù)，取0.8； 　　σ殼體最大許用應力，取189MPa； <

136、;p>　　Pc為設計壓力，可取操作壓力的1.15倍　　推薦再沸器殼程設計壓力為1.5Mpa　　ρ為材料密度7.85t on/m3　　8.21再沸器殼體重量估算　　D為殼體直徑/m，D=0.5m　　L為管長/m，L=3m<

137、;/p>　　為封頭深度/m　　8.22再沸器管束重量估算　　D為管直徑/m，D=0.025m　　N為管數(shù) N=270　　L為管長/m，L=3m　　8.2

138、3再沸器折流板重量估算　　為折流板厚度0.005　　為折流板數(shù)為14　　0.086　　8.24再沸器重量估算　　8.25再沸器設備費用估算</p&g

139、t;　　再沸器材料CM再沸器取36000元/噸　　8.3項目總投資估算　　8.31主要設備費用估算 　　課程設計中涉及的主要設備有精餾塔、再沸器、冷凝器。由于冷凝器不進行詳細設計，因此其費用采用比例系數(shù)估算。計算公式如下：　　設備投資額的估算，一般取

140、主要設備的總價，然后乘以與次要設備、備品配件的投資及運雜費相關的費用系數(shù)，通常該系數(shù)可取為1.2。計算公式如下：　　8.32總固定資產(chǎn)投資（1）采用費用系數(shù)法，以項目設備投資為依據(jù)，分別采用不同系數(shù)估算建筑工程費、安裝費、工藝管路費以及其他費用等。計算公式如下：　　建筑工程費用系數(shù)R1，取0.72；安裝工程費用系數(shù)R2，取0.15；工藝管道費用系數(shù)

141、R3，取0.35；其他費用系數(shù)R4，取0.37；　　（2）流動資金：一般取總固定投資的0.2倍（3）建設期貸款利息：取總固定投資的0.12倍總投資 = 總固定投資 + 流動資金 + 貸款利息　　8.4 項目成本分析　　項目成本主要包括直接生產(chǎn)成本和設備折舊成本

142、　8.4.1原材料及輔助材料費由各項原材料、輔助材料（包括催化劑、溶劑、包裝材料等）的消耗量乘以單價而得。=140kmol/h=4025.98 kg/h　　8.4.2 公用工程費按照公用工程的消耗量（水、電、蒸汽、冷劑等）乘以單價來定。釜液循環(huán)質量流量：　　熱水冷凝的質量流量：　　8.4.3設備折舊成本

143、設備折舊是指設備在使用過程中逐年消耗磨損和損耗的補償。對于化工廠而言，一般取總設備費用10%。　　8.5 項目經(jīng)濟效益評價　　項目經(jīng)濟性一般通過投資回收期來評估，即項目的凈收益抵償全部投資所需要的時間。投資回收期（年）= 總投資/年凈利潤年凈利潤又稱稅后利潤，由毛利潤扣除稅費算得，稅率一般可取25%。毛利潤由年度銷售總收入減去總成本算得。一般年度銷

144、售總收入可由年度產(chǎn)品總銷售量乘以全年產(chǎn)品均價進行估算。=91.43kmol/h=2564.61kg/h =48.57 kmol/h=1459.53kg/h　　總結　　這次課程設計歷時兩周，開始發(fā)任務書時候就認為地獄之門向我展開了，果不其然，第一次做化工原理的課程設計，基本上什么也不知道，一切得自

145、學CAD、查物性參數(shù)，真的是好累人?。∮绕涫窃谠嚥钣嬎阒薪o出的初值總要經(jīng)過好多次的計算，，一遍又一遍的算，圖是從零開始學，過程簡直慘不忍睹。但是也通過這次化工原理的課程設計，工程設計有了一個初步的了解，學到了好多以前沒有學到的知識，對于化工原理課上的知識有了更深的認識。　　通過這次設計，我也了解到了實際生產(chǎn)與理論的巨大差異性，也切實體會到了自己所要走的路的不易。做完了這次化工設計，體驗到了小小的

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