毕业设计化工原理设计精馏塔及辅助设备设计.doc

（精馏塔及辅助设备设计）

班 级： 化学工程0205
姓 名： 肖少华
学 号： 200248171
指导老师： 孙力、都健
设计日期： 2005年9月

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，本设计中还存在错误，希望各位老师给予指导.
感谢老师的指导和参阅！

目录

第一章、 概述…………………………………………………………4
第二章、 流程简介……………………………………………………5
第三章、 精馏塔工艺设计……………………………………………6
第四章、 再沸器的设计………………………………………………15
第五章、 辅助设备的设计……………………………………………22
第六章、 管路设计……………………………………………………26
第七章、 控制方案……………………………………………………27
附录一 主要符号说明………………………………………………27
附录二 参考文献……………………………………………………30

第一章 概述

精馏是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）
1. 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 设计条件
1 工艺条件：
饱和液体进料，进料乙烯含量xf＝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——热水
加热方法——间壁换热
3）冷却剂： 液氨
4）回流比系数： R/Rmin=1.3
3．塔板形式： 浮阀
4．处理量： F=180kmol/h
5．安装地点： 大连
6．塔板设计位置： 塔底

第三章 精馏塔工艺设计
一、精馏过程工艺流程
1.分离序列的选择
对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。
2.能量的利用
精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。
1）. 精馏操作参数的优化 在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。
2）. 精馏系统的能量集成 着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。
3.辅助设备（略）
4.系统控制方案（略）
二、精馏过程工艺计算
一）、理论板个数的计算
精馏塔的分离计算是精馏装置过程设计的关键。通过分离计算确定给定原料达到规定分离要求所需理论级数、进料位置、再沸器及冷凝器的热流量；确定塔顶、塔底以及侧线采出产品的流量、组成、温度及压力；确定精馏塔内温度、压力、组成及气相、液相流量的分布。在实际工程设计中，通过建立严格的物料衡算方程（M）、气液相平衡方程（E）、组分归一方程（S）以及热量衡算方程（H），即描述复杂精馏塔的基本方程（MESH）.基本方程中热力学性质及由热力学性质决定的关系，如热焓及相平衡关系，由热力学方程进行推算。根据不同物系选择不同的方法对基本方程进行求解。
1.处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）
◎物料衡算
= +
=+
解得：=117.55 kmol/h ，=62.45kmol/h
※塔内气、液相流量
精馏段：=R , =
提馏段：= , =
◎热量衡算
再沸器热流量
再沸器加热蒸汽的质量流量
冷凝器热流量
冷凝器冷却剂的质量流量
2.塔板计算
1）.假设塔顶温度T=258.15K，且压力P=2600kpa，查乙烯乙烷PTK图，利用归一法试差得到塔顶相对挥发度为= 1/0.7=1.429；同理，预设塔板数为100每块板的压降为100毫米水柱，得踏底压力2700 kpa，塔底温度T=278.15K，查乙烯乙烷PTK图，利用归一法试差得到塔底相对挥发度为= 1.5/1=1.5；取算术平均得相对挥发度为1.465。
2）.根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=和q线方程q=0.65解得，=0.65，解得=0.73。==3.25，则R=1.3=4.225。
3）.根据得到的R值计算精馏段操作方程
, =0.8086+0.1895
即可计算第二快塔板上升到第一块板值。
4）编程运算，得到理论板数=44块，进料板为第22块。
3.摩尔流量
=R *=496.65kmol/h
==614.2 kmol/h
= =676.65 kmol/h
==614.2 kmol/h
kmol/h
4.操作线方程
精馏段操作方程: , =0.8086+0.1895
提馏段操作方程： ，=1.102-0.0010168
5,程序:
#include<math.h>
#include<stdio.h>
main()
{ int i=0,nf,nt;
float x[200], y[300];
float f=180,d=117.55,w=62.45,l=496.45,v=614.2,
a=1.465,xf=0.65,yf=0.887,r=4.225,xd=0.99,
xw=0.01,q=1.0;
y[1]=xd;
do{i++;
x[i]=y[i]/(a-(a-1)*y[i]);
y[i+1]=r*x[i]/(r+1)+xd/(r+1);
printf("x%i=%f,y%i=%f\n",i,x[i],i,y[i]);
}while(x[i]>xf);
nf=i;x[nf]=x[i];

do{ x[i]=y[i]/(a-(a-1)*y[i]);
y[i+1]=(l+q*f)*x[i]/(l+q*f-w)-w*xw/(l+q*f-w);
printf("x%i=%f,y%i=%f\n",i,x[i],i,y[i]);
}while(x[i++]>xw);
nt=i-1;
printf("nf=%d,nt=%d\n",nf,nt);
}
程序结果输出：
x22=0.641767,y22=0.724101
x23=0.621118,y23=0.706024
x24=0.595562,y24=0.683275
x25=0.564578,y25=0.655119
x26=0.527939,y26=0.620985
x27=0.485869,y27=0.580619
x28=0.439162,y28=0.534269
x29=0.389210,y29=0.482812
x30=0.337877,y30=0.427780
x31=0.287242,y31=0.371225
x32=0.239274,y32=0.315440
x33=0.195543,y33=0.262593
x34=0.157046,y34=0.214415
x35=0.124188,y35=0.172002
x36=0.096873,y36=0.135802
x37=0.074661,y37=0.105709
x38=0.056920,y38=0.081238
x39=0.042952,y39=0.061693
x40=0.032078,y40=0.046304
x41=0.023687,y41=0.034324
x42=0.017256,y42=0.025079
x43=0.012353,y43=0.017994
x44=0.008630,y44=0.012593
nf=22,nt=44
二）、塔板设计计算
1.物性参数（以塔底查取,按纯乙烷计算）
T=278.15K ,P=2.67Ma
液相:乙烷 ρ=389.3kg/m3
气相:乙烷 ρ=55.11 kg/m3
液相表面张力取σ=2.7065mN/m
=614.2 kmol/h=18469kg/h =334/h =0.0931/s
=676.25kmol/h=20334.8kg/h =40.48/h =0.01452/s
2.初估塔径(因为提馏段气液总流量大,故按提馏段估塔径更安全保险)
两相流动参数 =0.415
设间距： =0.6m 查费克关联图得=0.068
气体负荷因子C：=0.0456
液泛气速： =0.1123
泛点率取=0.8 空塔气速u=0.08984m/s
所需气体流道截面积A：=1.036 m2
选取单流型，弓形降液管踏板，取=0.0877
则=1-=0.9123
故塔板截面积=1.036/0.9123=1.1356 m2
塔径D：=1.203 m 圆整：取1.2m
则实际塔板截面面积=1.13 m2
降液管截面积=0.099 m2
气体流道截面积A=1.031 m2
由圆整后的数据可计算得：
实际塔截面积=1.13 m2
实际气相流通面积A=1.031 m2
实际空塔气速u=0.093m/s
设计点的泛点率=0.804
3.塔高计算
实际板数=74，精馏36，提馏段38（含釜）。如精馏段板间距取0.45m, 提馏段取0.6m,则
塔有效高度=0.4535+0.6*38=38.55
釜液流出量：=62.45kmol/h; =1877.9kg/h
体积流量==4.824m3/h
设釜液停留时间为20min
釜液高度==0.474m
进料处两板间距增至0.8
74板，共设置10人孔(精馏段4个提留段6个)，每个人孔处=0.8m
裙坐取5m
塔顶及釜液上方气液分离高度取 1.5m
总塔高= ++（0.8-0.6）6+（0.8-0.45）4+1.52+5=49.6m
4.溢流装置的设计
采用单流型弓形降液管塔板
=1.2m =1.13m2 ；
查得=0.7 ， =0.7=0.84m 即为堰长
降液管宽度 =D=171.5 mm， 降液管面积=0.099
5.溢流堰尺寸:
堰上液头高= =0.0446m
取E=1.0；堰高取=hl-how=0.083-0.0446=0.0384mm
液流强度=52.272/0.84=62.23(m3/m.h)
取底隙=45mm=0.045m，则降液管底隙液体流速=/=0.384
6.塔板布置及其他结构尺寸的选取
1） 阀数 选取型浮阀，重型，阀孔直接=0.039m
初取=11，计算阀孔气速
==1.482(m/s)
浮阀个数 n ==52.6=53（个）
2） 浮阀的排列方式
取塔板上液体进、出口安定区宽度==0.075m，
取边缘区宽=0.05m
有效传质区=2[x+()]，(()取弧度)
其中：x=D/2-(bs+bs)=0.325
r=D/2-bc=0.55
求得=0.8226 m2
开孔所占面积 =n=0.0633 m2
由开孔区内阀孔所占面积分数解得
/=/=0.907
解得t=0.134m 取t=125mm
缩小十倍在纸上作图,取1/4塔板画浮阀的错流分布,把边缘处的浮阀个数乘以2加上其余部分浮阀个数乘以4即为实际浮阀个数,得n=46个,再按实际浮阀数重新计算塔板的个数.
阀孔气速==1.70 m/s
动能因子 ==12.62
塔的开孔率 =/=0.0486
7.塔板流动性能的校核
1）.液沫夹带量的校核

由气相密度和塔板间距查图得系数=0.115
塔板上液体流道长及液流面积分别为
=D-2=1.2-20.2=0.8（m）
==0.932()
故得=0.455，或=0.373 都小于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。
2）.塔板阻力计算
※ 干板阻力
临界孔速==1.1665〈
=5.34=0.1113（m）,
故==0.0237m
※ 塔板清液层阻力=0.5=0.50.083=0.042
※ 表面张力阻力
= =0.0000727m液柱
所以=++=0.113+0.042+0.0000727=0.1551m液柱
3）.降液管液泛校核
由Hd= ,取=0；
其中==0.02257m于是
==0.05+0.033+0.01551+0.02257=0.261m液柱
取降液管中泡沫层密度=0.6，则’=/0.6=0.435m
而+=0.6+0.05=0.65>,故不会发生降液管液泛

4）.液体在降液管内停留时间 应保证液体在降液管内的停留时间大于3～5s，才能保证液体所夹带气体的释出
=4.1s >3s 带气体可以释放。
5）.严重漏液校核
当阀孔的动能因子小于5时，将会发生严重漏液，故漏夜点的孔速可取=5的相应孔流气速
==0.674(m/s)
稳定系数K=/=1.482/0.674=2.2>1.5～2.0不会发生严重漏液。

8.塔板性能负荷图
1）过量液沫夹带线
令=0.8，代入关系式，得到
得过量液沫夹带线①
2）液相下限线
令，得到=0.00072m3/s
可见该线为垂直轴的直线，该线记为②。
3）严重漏液线 =
所以=（n）=0.037 m3/s
该线记为③
4）液相上限线——保证液体在降液管中有一定的停留时间
令，则降液管最大流量=0.0198m3/s
该线记为④
5）降液管液泛线
或，显然为避免降液管发生液泛，应使<
将上式表示为与的关系， 记为线⑤

9.五条曲线联合构成负荷性能图
其中:操作点为 =395.28 m3/h, =33.3 m3/h
在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本满足要求 。
=450.38 m3/h, =308.38 m3/h
塔板的操作弹性：=1.46

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
塔顶压力：2.60Mpa（绝）
塔底压力: 2.67 Mpa（绝）
2．再沸器壳程与管程的设计条件

壳程
管程
温度（℃）
25—35
5.0
压力（MPa绝压）
0.1013
2.67
壳程定性温度为30℃，蒸发量为18469kg/h。
1） 壳程凝液在温度（5℃）下的物性数据：
热导率：λc =0.618w/(m*K)
粘度：μc =0.801mPa*s
比热：4.174kJ/(kg.k)
密度：ρc =995.7kg/m3
2)管程流体在（5.55℃ 2.622689MPa）下的物性数据：
潜热：rb=299.05kJ/kg
液相热导率：λb =98.53mw/(m*K)
液相粘度：μb =0.0566mPa*s
液相密度：ρb =502.4kg/m3
液相定比压热容： = 3.54kJ/(kg*k)
表面张力：σb＝2.99mN/m
气相粘度：μv =0.00869mPa*s
气相密度：ρv =55.3kg/m3
蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP）=0.0002695 m2 K/kg
二 估算设备尺寸
热流量： = 1534000w
传热温差：=24.66k
假设传热系数：K=605W/( m2 K)
估算传热面积Ap =102.82 m2
拟用传热管规格为：Ф25×2mm,管长L=3m
则传热管数： =437
若将传热管按正三角形排列，按式 NT = b×b/1. 21
得：b=23
管心距：t=1.2=30mm
则 壳径： =735mm
取 D= 800mm
取 管程进口直径：Di=0.325m
管程出口直径：Do=0.21m
三 传热系数的校核
1．显热段传热系数K
假设传热管出口汽化率 Xe=0.25
则循环气量： =20.52kg/s
1) 计算显热段管内传热膜系数αi
传热管内质量流速：
di=38-2×2.5=33mm
=0.055
= 135.65kg/( m2• s)
雷诺数： = 50870>10000
普朗特数： =2.012
显热段传热管内表面系数： = 831.2w/( m2 K)
②.计算管外冷凝表面传热系数 计算蒸汽冷凝的质量流量 ==14.9 Kg/s
三角形排列 de=4()=0.01472mm
=10137 =0.027
=0.36=3056.87
3) 污垢热阻及管壁热阻
沸腾侧：Ri=0.000176 m2• K/w
冷凝侧：Ro=0.00026 m2• K/w
管壁热阻：Rw=b/λw= 0.000044m2• K/w
4）用式计算显热段传热系数
=811.7W/(m2·K)
（2）蒸发段传热系数
1).用式计算传热管内釜液的质量流量=383000kg/㎡h
※当=0.25，用式计算Lockhat-Martinell参数为 0.739，由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.85
※当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.307，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=1.0；
※用式计算泡核沸腾压抑系数=0.925
2）用式计算泡核沸腾表面传热系数= 4384.77 W/(m2·K)
3）用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 764 W/(m2·K)
4）计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因子
=1.9393
※用式计算两相对流表面传热系数=1481.62 W/(m2·K)
※用式计算沸腾传热膜系数= 5537.5W/(m2·K)
※用式计算沸腾传热系数:
=943.5W/(m2·K)；
（3）显热段和蒸发段的长度 用式计算显热段长度与传热管总长的比值= 0.0168；LBC=0.0504
= L-LBC=2.95
（4）用式计算传热系数=940.8W/(m2·K)
实际需要传热面积为= 66.12m2
（５）传热面积裕度
用式= 55.5%，该再沸器传热面积合适
3.循环流量的校核
（1） 循环系统的推动力
※当=0.083时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 3.467
用式计算两相流的液相分率= 0.389
用式计算出的两相流平均密度=229.22kg/m3
※当=0.25时，用式计算Lockhat-Martinell参数=1.205
用式计算两相流的液相分率= 0.229
用式计算的两相流平均密度=157.69 kg/m3
式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为1.02，于是计算的循环系统的推动力为= 6327.8Pa
（2） 循环阻力
1）管程进口管阻的计算
用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=1457.63kg/㎡s
用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= 8455700
用式=计算进口管长度与局部阻力当量长度 =37.9m
用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.01403
用式计算管程进口管阻力=3460Pa
2）传热管显热段阻力的计算
用式计算釜液在传热管内的质量流速= 135.64 kg/s
用式=计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=1970000
　　　　用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.01533
　　　　用式计算传热管显热段阻力= 0.668Pa
3）传热管蒸发段阻力 的计算
　　※汽相流动阻力的计算
　　　釜液在传热管内的质量流速= 135.64kg/s
　　　当=0.17
　　　用式计算汽相在传热管内的质量流量=32.32kg/h
　　　用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=12120
　　　用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.03344
　　　用式计算传热管内汽相流动阻力=44.37Pa
　　※液相流动阻力的计算
　　　用式计算液相在传热管内的质量流速=103.32kg/s
　　　用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=38745
　　　用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.0259
　　　用式计算传热管内汽相流动阻力=38.7Pa
　　※用式=计算传热管内两相流动阻力=663Pa
　４）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力的计算
　　　管程内流体的质量流速（釜液在传热管内的质量流速）=135.64kg/(s)
　　　用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.2
用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻=80.3Pa
5）管程出口阻力的计算
※气体流动阻力的计算
　　　用式计算管程出口管中汽、液相总质量流速=592.7 kg/(s)
　　　用式计算管程出口管种种汽相质量流速=148.19 kg/(s)
　　　用式L=计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=24.7m　（）　　　　　
　　　用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=555712.5
用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.01722
用式计算管程出口管汽相流动阻力=402
※液体流动阻力的计算=
用式计算管程出口管种种汽相质量流速=444.51
　　　用式=计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=1666912.5
　　　用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.01553
　　　用式=计算管程出口管汽相流动阻力=42.9
　　※用式=计算管程出口阻力=2108.6Pa
　６）=计算系统阻力阻力=6312Pa
循环推动力与循环阻力的比值为=1.01
循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.25基本正确，因此所设计的再沸器可以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 =420kg/m3
乙烷 ρL2 =470kg/m3
压力取2.62MPa
由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4%
则 =437.02 kg/m3

进料质量流量：qmfh= 5049.72 kg/h
取 停留时间：x为4天，即x=96h

进料罐容积： 1584.7m3
圆整后 取V= 1585m3
2．回流罐（-15℃）
质量流量qmLh=614.2 28.054=17230.8kg/h
设凝液在回流罐中停留时间为0.25h，填充系数φ=0.7
则回流罐的容积 14.08
取V=14.1
3．塔顶产品罐
质量流量qmDh=3600qmDs =3534.7kg/h；
产品在产品罐中停留时间为72h，填充系数φ=0.7
则产品罐的容积 832
取V=832
2． 釜液罐
取停留时间为5天，即x=120h
质量流量qmWh=3600qmWs =1751.97 kg/h
则釜液罐的容积 565.097
取V=566
二 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： kg/ m3
qVfs = qmfs / =0.00321m3/s

取d=91mm
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.0022

查得：λ=0.023
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
取
则
qVLh =11.7m3/h
选取泵的型号：AY 扬程：30～65m 流量：2.5～60m3 /s
2．回流泵（两台，一开一用）
取液体流速：u=0.5m/s
液体密度： kg/ m3
qVLs = qmLs / =0.0106m3/s

液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.00741

查得：λ=0.02
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
取
则
qVLh =1.03m3/h
选取泵的型号：DSJH 扬程：38～280m 流量：95～1740m3 /s
3.釜液泵（两台，一开一用）
取液体流速：u=0.4m/s
液体密度： kg/ m3
qVWs = qmWs / =0.00108m/s

液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.00571
查得：λ=0.04
取管路长度：l=40m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个
取
则
qVLh =3.24m3/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：GI 扬程：10～1510m 流量：0.1～90m3 /s
第六章 管路设计
进料管线取料液流速：u=0.5m/s
则
取管子规格Ф81×3。其它各处管线类似求得如下：
名称
管内液体流速（m/s）
管线规格（mm）
进料管
0.5
Ф70×3
顶蒸气管
15
Ф325×10
顶产品管
0.5
Ф60×3
回流管
0.5
Ф180×3
釜液流出管
0.5
Ф100×4.5
仪表接管
/
Ф25×2.5
塔底蒸气回流管
15
Ф159×4

第七章 控制方案
精馏塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精馏塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。
将本设计的控制方案列于下表
序号
位置
用途
控制参数
介质物性ρL(kg/m3)
1
FIC-01
进料流量控制
0~3000kg/h
乙烷、乙烯
ρL=437.02
2
FIC-02
回流定量控制
0~1500kg/h
乙烯
ρL=420
3
PIC-01
塔压控制
0~3MPa
乙烯
ρV=28
4
HIC-02
回流罐液面控制
0~1m
乙烯
ρL=420
5
HIC-01
釜液面控制
0~3m
乙烷
ρL=450
6
TIC-01
釜温控制
0~20℃
乙烷
ρL=450

附录一 主要符号说明
符号
意义与单位
符号
意义与单位
A
塔板上方气体通道截面积 m2
Z
塔高 m
Aa
塔板上有效传质区面积 m2
α
相对挥发度
Ad
降液管截面积 m2
Fa
气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)
Ao
板孔总截面积 m2
Nt
理论塔板数
AT
塔截面积 m2
Np
实际塔板数
b
液体横过塔板流动时的平均宽度 m
n
浮阀个数
bc
塔板上边缘宽度 m
p
系统总压力 kPa
组分分压 kPa
bd
降液管宽度 m
-Δpf
塔板阻力降 N/ m2
bs
塔板上入口安定区宽度 m
Φ
热负荷 w(kw)
b’s
塔板上出口安定区宽度 m
qnD
馏出液摩尔流量 kmol/h
C
计算液泛速度的负荷因子
qnF
进料摩尔流量 kmol/h
C20
液体表面张力20mN/m时的负荷因子
qm
质量流量 kmol/h
Co
孔流系数
qnL
液相摩尔流量 kmol/h
D
塔径 m
qnv
气相摩尔流量 kmol/h
do
浮阀孔直径 m
qnW
釜液摩尔流量 kmol/h
ET
塔板效率
液流收缩系数
qVLh
液相体积流量 m3 /h

qVLs
液相体积流量 m3 /s
hσ
克服液体表面张力的阻力 m
qVVh
气相体积流量 m3 /h
how
堰上方液头高度 m
qVVs
气相体积流量 m3 /s
hw
堰高 m
R
回流比
K
相平衡常数
r
摩尔汽化潜热 kj/kmol
k
塔板的稳定性系数
T
热力学温度 K
lw
堰长 m
t
摄氏温度 ℃
M
摩尔质量 kg/kmol
FLV
两相流动参数
ρ
密度 kg/m3
hd
液体流过降液管底隙的阻力m
σ
液体表面张力 mN/m
Hd
气相摩尔焓 kj/kmol
τ
时间 s
H’d
降液管内清液层高度 m
Φ
降液管中泡沫层的相对密度
Hf
降液管内泡沫层高度 m
φ
浮阀的开孔率
HT
塔板间距 m
hb
降液管底隙 m
hf
塔板阻力（以清液层高度表示 m）
u
设计或操作气速 m/s
ht
塔板上的液层阻力（以清液层高度表示 ）m
ua
通过有效传质区的气速 m/s
ho
干板阻力 （以清液层高度表示）m
uf
液泛气速 m/s
h’o
严重漏液时的干板阻力m
uo
阀孔气速 m/s
u’o
严重漏液时相应的筛孔气速 m/s
zf
进料的摩尔分数
x
液相摩尔分数
y
气相摩尔分数
下标
A.B
组分名称
min
最小
c
冷却水
max
最大
D
馏出液
n
塔板序号
e
平衡
opt
适宜
F
进料
q
精馏段、提馏段交点
h
小时
R
再沸器
i
组分名称
s
秒
j
组分名称
V
气相
l
液相
w
釜液
’
提馏段
°
饱和
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）
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