乙烯—乙烷精馏装置设计化工课程设计.docx

乙烷乙烯精馏装置
大连理工大学
课程设计

题目： 乙烯—乙烷精馏装置设计

学 部：
专 业：
班 级：
学 号：
学生姓名：
指导教师：

目录
目录 1
过程工艺与设备课程设计任务书 4
第一章 概述 9
1.1精馏塔工艺设计 9
1.2.再沸器 9
1.3.冷凝器（设计从略） 9
第二章 方案流程简介 10
2.1.精馏装置流程 10
2.2.工艺流程 10
1）物料的储存和运输 10
2）必要的检测手段 10
3）调节装置 10
2.3.处理能力及产品质量 11
第三章精馏塔工艺设计 12
3.1设计条件 12
工艺条件： 12
操作条件： 12
塔板形式： 12
处理量： 12
3.2物料衡算及热量衡算 12
3.2.1 物料衡算 12
3.2.2 热量衡算 13
3.3塔板数的计算 13
1）相对挥发度的计算： 13
2）塔板数 13
3.4精馏塔工艺设计 15
3.4.1精馏段物性数据（塔顶条取） 15
3.4.2塔径计算 16
3.4.3塔高的估算 17
3.4.4降液管尺寸 18
3.4.5 塔板的校核 19
第四章 再沸器的设计 24
4.1再沸器的设计条件 24
4.1.1选用立式热虹吸式再沸器 24
4.1.2再沸器壳程与管程的设计 24
4.1.3物性数据 24
4.2换热器尺寸的估算 25
4.3传热系数的校核 26
4.3.1显热段传热系数KL 26
4.3.2蒸发段传热系数KE的计算 27
4.3.3 显热段及蒸发段长度 29
4.3.4平均传热系数 29
4.3.5传热面积裕度： 30
4.4循环流量的校核 30
（1）计算循环推动力 30
（2）循环阻力 31
第5章 辅助设备设计 34
5.1 辅助容器的设计 34
5.1.1进料罐 34
5.1.2回流罐 34
5.1.3塔顶产品罐 34
5.1.4 釜液罐 35
5.2传热设备 35
5.2.1.冷却器和塔顶冷凝器的集成 35
5.2.2.釜液冷却器 36
第6章 管路设计 37
6.1泵的设计 37
6.1.1进料泵 37
6.1.2回流泵 37
6.1.3釜液泵 38
6.2管路设计 39
第7章 控制方案 40
附录一 主要符号说明 42
附录二 主要参考文献 43
附件三：泡点及塔板计算程序 44
附录四：计算结果表 46
第八章 经济核算 49
8.1精馏塔 49
8.2再沸器 49
8.3项目总投资估算 51
8.4 项目成本分析 51
8.5 项目经济效益评价 52
总结 53

过程工艺与设备课程设计任务书
(一)

乙烯——乙烷精馏装置设计

学生姓名 班级 化工1306 学号 201325034
表1中圈上序号的设计方案包括了个人本次课程设计的参数。
一、设计条件
工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量(摩尔百分数)
塔顶乙烯含量，釜液乙烯含量，总板效率为0.6。
操作条件：建议塔顶操作压力2.5MPa(表压)。
安装地点：大连。
其他条件见表1。
表1设计方案
序号
1
2
3
4
5
√6
7
8
塔板设计位置
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔板形式
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
处理量(kmol/h)
100
100
100
140
140
140
180
180
回流比系数R/Rmin
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
续表1
序号
9
10
11
12
13
14
15
16
塔板设计位置
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔板形式
筛板
筛板
筛板
筛板
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
处理量(kmol/h)
180
210
210
210
100
100
100
140
回流比系数R/Rmin
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
续表1
序号
17
18
19
20
21
22
23
24
塔板设计位置
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔顶
塔板形式
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
处理量(kmol/h)
140
140
180
180
180
210
210
210
回流比系数R/Rmin
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
续表1
序号
25
26
27
28
29
30
31
32
塔板设计位置
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔板形式
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
筛板
处理量(kmol/h)
100
100
100
140
140
140
180
180
回流比系数R/Rmin
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
续表1
序号
33
34
35
36
37
38
39
40
塔板设计位置
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔板形式
筛板
筛板
筛板
筛板
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
处理量(kmol/h)
180
210
210
210
100
100
100
140
回流比系数R/Rmin
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
续表1
序号
41
42
43
44
45
46
47
48
塔板设计位置
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔底
塔板形式
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
浮阀
处理量(kmol/h)
140
140
180
180
180
210
210
210
回流比系数R/Rmin
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
1.3
1.5
1.7
二、工艺设计要求
1 完成精馏塔的工艺设计计算；
(1) 塔高、塔径
(2) 溢流装置的设计
(3) 塔盘布置
(4) 塔盘流动性能的校核
(5) 负荷性能图
2 完成塔底再沸器的设计计算；
3 管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择；
4 其余辅助设备的计算及选型；
5 控制仪表的选择参数；
6 用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔或再沸器)的工艺条件图各一张；
(塔板设计位置为塔顶的同学完成精馏塔的工艺条件图；塔板设计位置为塔底的同学完成再沸器的工艺条件图。)
7 编写设计说明书。

三、其它要求
1． 本课程的设计说明书分两本装订，第一本为工艺设计说明书，第二本为机械设计说明书。
2． 1-2周完成工艺设计后，将工艺设计说明书交上来，计算结果表经指导教师审核签字合格后，方可进行3-4周的机械设计（注：应用化学专业只进行工艺设计）。
3． 图纸一律用计算机（电子图板）出图。
4． 本课程要求独立完成，发现抄袭行为取消该门成绩。最终成绩由工艺设计、机械设计的完成情况和最后的考试（核）情况综合给定。

四、参考资料
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》（有机卷），刘光启、马连湘、刘杰主编，化学工业出版社，2002年。
3. 《化工物性算图手册》，刘光启、马连湘、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，刘光启、马连湘、刘杰主编,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，1993年。
6. 《石油化工设计手册》，王松汉，化学工业出版社，2002年。

指导教师

任务书下达日期

前言
本精馏塔极其辅助设备设计书包括概述，流程简介，设计任务书，精馏塔设计，再沸器设计，辅助设备设计，管路设计，控制方案，附录共九个部分。
设计书中对筛板精馏塔和再沸器的设计做了详细的说明，对辅助设备和管路的设计做了简要说明。
由于设计者经验有限，设计时间有限，因此有设计不妥之处在所难免，欢迎老师予以指正。
感谢老师的指导。

第一章 概述
1.1精馏塔工艺设计
精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到了广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用也想混合物中各组挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相转移，难挥发组分由汽相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热传质过程。
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。
本设计回流比为最小回流比的1.7倍，回流比增大虽然可以提高产品的质量，可以在塔顶产品纯度一定的情况下，减少塔板数，减少了设备费用，但是增加了能耗，综合各类因素，本设计回流比设计为最小回流比的1.7倍。
1.2.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。
1.3.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
2.1.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（乙稀和乙烷的混合液体）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。
2.2.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。
设备选用
精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。
2.3.处理能力及产品质量
乙烯乙烷物系
Rmin=1.7R
处理量：
140kmol/h

产品质量：（以乙稀摩尔百分数计）
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
3.1设计条件
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：0.6
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
加热方法——间壁换热
3）冷却剂：循环冷却水
4）回流比系数：RRmin=1.7
塔板形式：筛板
处理量：qnf=140kmol/h
3.2物料衡算及热量衡算
3.2.1 物料衡算
qnD+qnW=qnFqnD·XD+qnW·XW=qnF·XF
解得：
qnD=91.43kmolh; qnW=48.57kmolh
塔内气、液相流量：
1）精馏段：
qnL=RqnD; qnV=qnL+qnD=R+1qnD
2）提馏段：
qnL'=qnL+qqnF; qnV'=qnV
3.2.2 热量衡算
1）再沸器热流量：
qr=qrv'
再沸器加热蒸气的质量流量：
Gr=QrrR
2）冷凝器热流量：
Qc=V·rv
冷凝器冷却剂的质量流量：
Gc=QcCv·t2-t1
3.3塔板数的计算
1）相对挥发度的计算：
塔顶操作压力（绝压）：
P=2500KPa+101.3KPa=2601.3KPa
lnpi0=Ai-BiT+Ci 泡点迭代计算得T=256.65K
在P-K-T图上，查得：
kA=0.95; kB=0.68;t=-16.5℃
则α顶=kAkB=0.950.68=1.40
2）塔板数
取塔顶温度 T=-16.5℃ 压力 P=2601.3KPa 下的各个物性参数，从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：
乙烷：气相密度ρv=38kgm3；液相密度ρL=435.84kgm3；
液相表面张力σ=5.389mNm4;M=30.07
乙烯：气相密度ρv=36kgm3；液相密度ρL=402.8kgm3
液相表面张力σ=2.471mNm4；M=28.05
设实际塔板数为69
1ρLm=WiρLi=0.35435.84+0.65402.8=0.00241 ρLm=413.7786
设每块塔板的压差为100mm液柱
则∆p=69×0.1×413.7786×9.81=28.01Kpa
塔底压力(绝压)
P=2500+101.3+28.01=2629.31
lnpi0=Ai-BiT+Ci 泡点迭代计算得T=278.65K
由P-K-T图查得：
kA=1.35；kB=0.9,t=5.5℃；
则α底=kAkB=1.350.9=1.5
α平均=α顶+α底2=1.45
泡点进料：
q=1
q线方程：xq=xF=0.65
xe=0.65 ye=αxe1+1-αxe=0.73
Rmin=xD-yeye-xe=3.29
R=1.7Rmin=5.593
xn=ynα-α-1yn=yn1.45-0.465
精馏段操线方程：
yn+1=RR+1xn+xDR+1=0.8483xn+0.1502
（精馏段）第 1 块塔板的气相组成y为：0.986255 液相组成x为：0.985565
（精馏段）第 2 块塔板的气相组成y为：0.981697 液相组成x为：0.980192
（精馏段）第 3 块塔板的气相组成y为：0.97617 液相组成x为：0.973677
（精馏段）第 4 块塔板的气相组成y为：0.9695 液相组成x为：0.965814
（精馏段）第 5 块塔板的气相组成y为：0.961491 液相组成x为：0.956373
（精馏段）第 6 块塔板的气相组成y为：0.95194 液相组成x为：0.945114
（精馏段）第 7 块塔板的气相组成y为：0.940636 液相组成x为：0.931788
（精馏段）第 8 块塔板的气相组成y为：0.92738 液相组成x为：0.916162
（精馏段）第 9 块塔板的气相组成y为：0.912002 液相组成x为：0.898033
（精馏段）第 10 块塔板的气相组成y为：0.894382 液相组成x为：0.877263
（精馏段）第 11 块塔板的气相组成y为：0.87448 液相组成x为：0.853802
（精馏段）第 12 块塔板的气相组成y为：0.852361 液相组成x为：0.827727
（精馏段）第 13 块塔板的气相组成y为：0.828212 液相组成x为：0.79926
（精馏段）第 14 块塔板的气相组成y为：0.802358 液相组成x为：0.768782
（精馏段）第 15 块塔板的气相组成y为：0.775249 液相组成x为：0.736825
（精馏段）第 16 块塔板的气相组成y为：0.74744 液相组成x为：0.704043
（精馏段）第 17 块塔板的气相组成y为：0.719546 液相组成x为：0.671161
（精馏段）第 18 块塔板的气相组成y为：0.69219 液相组成x为：0.638913
精馏段理论塔板数：18
提馏段操作方程：
xn=ynα-α-1yn=yn1.45-0.45yn
yn+1=qnL+qqnFqnL+qqnF-qnWxn-qnWqnL+qqnF-qnWxW=1.081xn-0.0806
（提馏段）第 19 块塔板的气相组成y为：0.656416 液相组成x为：0.607976
（提馏段）第 20 块塔板的气相组成y为：0.61376 液相组成x为：0.568516
（提馏段）第 21 块塔板的气相组成y为：0.564426 液相组成x为：0.522879
（提馏段）第 22 块塔板的气相组成y为：0.509345 液相组成x为：0.471925
（提馏段）第 23 块塔板的气相组成y为：0.450213 液相组成x为：0.417224
（提馏段）第 24 块塔板的气相组成y为：0.389349 液相组成x为：0.36092
（提馏段）第 25 块塔板的气相组成y为：0.329354 液相组成x为：0.305421
（提馏段）第 26 块塔板的气相组成y为：0.272688 液相组成x为：0.253001
（提馏段）第 27 块塔板的气相组成y为：0.221283 液相组成x为：0.205447
（提馏段）第 28 块塔板的气相组成y为：0.176328 液相组成x为：0.163862
（提馏段）第 29 块塔板的气相组成y为：0.13826 液相组成x为：0.128646
（提馏段）第 30 块塔板的气相组成y为：0.10689 液相组成x为：0.0996265
（提馏段）第 31 块塔板的气相组成y为：0.0816167 液相组成x为：0.0762467
（提馏段）第 32 块塔板的气相组成y为：0.0616219 液相组成x为：0.0577502
（提馏段）第 33 块塔板的气相组成y为：0.0460299 液相组成x为：0.0433264
（提馏段）第 34 块塔板的气相组成y为：0.0340074 液相组成x为：0.0322048
（提馏段）第 35 块塔板的气相组成y为：0.0248175 液相组成x为：0.0237035
（提馏段）第 36 块塔板的气相组成y为：0.0178395 液相组成x为：0.0172484
（提馏段）第 37 块塔板的气相组成y为：0.0125677 液相组成x为：0.0123716
（提馏段）第 38 块塔板的气相组成y为：0.00860012 液相组成x为：0.00870132
计算完成共计：38 块塔板

理论板数：
Nt=38（含釜）
实际板数：
Np=NtEt=370.6=61.67≈62
实际塔板数为62块（不含釜）
进料板为
NF=180.6=30
塔底压力为(绝)为：P=2631KPa
3.4精馏塔工艺设计
3.4.1精馏段物性数据（塔顶条取）
取塔顶温度 T=-16.5℃，压力 P=2601.3KPa下的乙烯占0.99故以乙烯纯物质取代各个物性参数从化学化工物性数据手册和化工物性算图手册上查得：
乙烯：
气相密度ρv=36kgm3；液相密度ρL=402.8kgm3
液相表面张力σ=2.474mNm4 M=28.05
3.4.2塔径计算
1）气液流量
精馏段液相流量：
qnL=RqnD=5.593×91.43=511.37kmolh

精馏段气相流量：
qnV=R+1qnD=5.593+1×91.43=602.80kmolh
提馏段液相流量：
qnL'=qnL+qqnF=602.80+1×140=742.8kmolh
提馏段气相流量：
qnV'=qnV=602.8kmolh
质量流量：
qmL=qnL×28.053600=3.985kg/s

qmV=qnV×28.053600=4.70 kg/s
两相流动参数：
FLV=qmLqmVρVρL=3.9854.70×36402.8=0.2535
2）塔径的计算
设HT初值为0.4米
查筛板泛点关联图得：C20=0.0615
气体负荷因子：C=C20σ200.2=0.041
液泛气速：uf=cρl-ρvρv=0.1308 m/s
设泛点率为0.7
u=0.7uf=0.7×0.1308=0.092m/s
气体流量：
qVVs=qnv×Mρv×3600=602.8×28.0536×3600=0.1305 m3/s
气体流通截面积：
A=qVVsu=0.13050.092=1.419 m2
单流型、弓形降液管塔板：
AdAT=0.1045
塔板截面积：
AT=A1-AdAT=1.4181-0.1045=1.59m2
塔径：
D=4ATπ=4×1.59π=1.42m
按照塔设备系列化标准圆整取塔径为D=1.4m
因此，塔板截面积
AT=D2π4=1.53938m2
降液管截面积建议取
AdAT=0.1045

Ad=0.1045×1.5938=0.161m2
A=AT-Ad=1.378m2
实际操作气速为
u0=qVVsA=0.13051.378=0.0947ms
实际泛点率为
u0uf=0.09470.1308=0.724
3.4.3塔高的估算
实际塔板数为62，设HT初值为0.4米, 有效塔高
Z0=62×0.4=24.8m
设釜底液在釜中的停留时间为20min，
釜底液流出量
qvw=3.383m3h
釜底液的高度
∆Z=4qVw3πD2=0.732m
设置6个人孔，每个人孔0.8m；
裙座取5m；
釜液上方气液分离高度：1.5m；
将进料所在板的板间距HF设置：0.9m
塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取：HD=HB=1.5m；
实际塔高为
H=HD+N-2-SHT+SHT+HF+HB+∆Z+5=1.5+62-2-1×0.4+6×0.8+0.9+1.5+0.732+5=38.032 m(取整Z=39) m
3.4.4降液管尺寸
由以上设计结果塔径：D=1.4m；AdAT=0.1045，查表得：lwD=0.735，
堰长：lw=1.4×0.735=1.029m 溢流堰宽度：bd=0.255m
设入口出口安定区bs=0.07m 边缘宽度为bc=0.06m
有效传质面积Aa=2(xr2-x2+r2π180arcsinxr)
x=D2-bd+bs=1.42-0.255+0.07=0.375
r=D2-bc=1.42-0.06=0.64m
因此有效传质面积为：
Aa=2xr2-x2+r2π180arcsinxr=20.375×0.642-0.3752+0.642π180arcsin0.3750.64=0.902m2
取筛孔直径为d0=0.005m
取筛孔中心距:
t=4d0=4×0.005=0.02m
开孔率:
φ=0.907d0t2=0.9070.0050.022=0.0567
筛孔总截面积为：
A0=φAa=0.0567×0.902=0.05114m2
qVVs=0.1305 m3/s
因此筛孔气速：
u0=qVVsA0=0.13050.05114ms=2.552ms
筛孔个数：
n=A0π4do2=0.05114π40.0052=2605
设堰高为：hw=0.05m
取塔板厚度为：δ=0.004m
取底隙：hb=0.04m
液相流量：
qVLh=qnL×MρL=511.37×28.05402.8=35.62m3h=0.01m3s
近似取：E=1
堰上方液头高度：
how=2.84×10-3EqVLhlw23=2.84×10-3×1×35.621.02923=0.0302m>6mm 合格
3.4.5 塔板的校核
1）液沫夹带量eV

由FLV=0.2535，泛点率为0.724，查得Ψ=0.065
eV=Ψ1-Ψ×qVLsρLqVVsρV=0.0651-0.065×0.01×402.80.1305×36=0.0597 kg液体kg气体<0.1 kg液体kg气体
符合要求
2）塔板阻力hf
hf=h0+h1+hσ
d0δ=0.0050.004=1.25
查表C0=0.8
h0=12g×ρVρLu0C02=12×9.8×36402.82.5520.82=0.0464m液柱
ua=qVVsAT-2Ad=0.13051.53938-2×0.1610=0.1026ms
气体动能因子：
Fa=uaρv0.5=0.1026×360.5=0.616
查得塔板上层液的充气系数β=0.75
h1=βhw+how=0.75×0.05+0.0302=0.06015m液柱
hσ=4×10-3σρLgd0=4×10-3×2.474402.8×9.8×0.005=0.000517m液柱

塔板阻力：
hf=h0+h1+hσ=0.0464+0.06015+0.000517=0.107m液柱=422.7Pa
3）降液管液泛校核
液体通过降液管的流动阻力：
hd=1.18×10-8qVLhlwhb=1.18×10-835.621.098×0.04=0.00000957m
取：Δ=0
降液管中清夜柱的高度：
Hd=hw+how+Δ+hd+hf=0.05+0.0302+0+0.00000957+0.107=0.1873m
取降液管中泡沫层的相对密度：Φ=0.6
Hd'=Hdϕ=0.18730.6=0.312m
HT+hw=0.4+0.04=0.44m>0.312m 合格
4）液体在降液管中停留时间τ
τ=AdHTqVLs=0.15938×0.40.01=6.3752s>5s合格
5）严重漏液校核
严重漏液时干板阻力h0'
h0'=0.0056+0.13hw+how-hσ=0.0056+0.130.05+0.0302-0.000517=0.01551 m
漏液点气速u0'
u0'=C02g·ρLρV·h0'=0.8×2×9.8×402.836×0.01551 =1.475ms
稳定系数
k=u0u0'=2.5521.475=1.73>1.5符合
6）塔板的负荷性能图
①过量液沫夹带线（气相负荷上限线）
规定：当ev=0.1kg液体kg气体
qVVh=8.81×103Aσ13.2HT-2.5hW-7.1×10-3qVLhlW23=8.81×103×1.419×2.47413.20.4-2.5×0.05-7.1×10-3×qVLh1.02923=4562.77-115.58qVLh23m3h
②液相下划线
规定：
how=2.84×10-3EqVLhlW23=0.006m液柱
整理出：
qVLh=3.07lW=3.07×1.029=3.59497m3h
① 严重漏液线（气相下限线）
u0'=C02gh0'ρLρV=qVVh3600A0 其中C0=0.8
整理得：
qVVh=ab+cqVLh2312
式中
a=1.594×104A0C0ρLρV=1.594×104×0.05114×0.8402.836=2181.39
b=0.0056+0.13hw-hσ=0.0056+0.13×0.05-0.000571=0.01153
c=3.69×10-4lw23=3.69×10-41.02923=0.00036
代入得：
qVVh=2181.390.01153+0.00036qVLh2312
② 液相上限线
令τ=HTAdqVLh3600=5
qVLh=720HTAd=720×0.4×0.161=46.37m3h
③ 降液管液泛线
令：Hd'=Hd∅=HT+hw
将：Hd=hw+how+hd+hf，how，qVLh，hf，qVVh，qvLh的关系代入前式整理得：
a'qVVh2=b'-c'qVLh2-b'qVLh23
其中：
a'=3.934×10-9ρVρLA0C02=3.934×10-9×36402.80.05114×0.82=2.1×10-7
b'=ΦHT+Φ-β-1hw=0.6×0.4+0.6-0.75-1×0.05=0.2275
c'=1.18×10-8lwhb2=1.18×10-81.029×0.052=4.4577×10-6
d'=2.84×10-31+βlw23=2.84×10-31+0.751.02923=4.876×10-3
代入得：
2.1×10-7qVVh2=0.2275-4.4577×10-6qVLh2-4.876×10-3qVLh23
整理得：
qVVh=0.2275-4.4577×10-6qVLh2-4.876×10-3qVLh2/32.1×10-7
汽相流量：
qVVh=qnv×Mρv=602.8×28.0536=469.682 m3/h
液相流量
qVLh=qnL×MρL=511.37×28.05402.8=35.611m3h
筛板的负荷性能图如下所示

由图可查
qVVh，min=257.785m3h
qVVh，max=802.165m3h
故操作弹性为：
qVVh，maxqVVh，min=802.165257.785=3.112

第四章 再沸器的设计
4.1再沸器的设计条件
4.1.1选用立式热虹吸式再沸器
塔顶压力：
P=2601.3KPa（绝对压力）
压力降
∆P=422.7Pa×62=26.21KPa
塔底压力：
2627KPa（绝对压力）
4.1.2再沸器壳程与管程的设计

壳程
管程
温度（℃）
40
5.5
压力（kPa绝压）
101.3
2627

蒸发量：
Db=qVms=4.70 kg/s
4.1.3物性数据
1）壳程凝液在温度（30℃）下的物性数据：
潜热：rc=2334kJkg
热导率：λc=0.660wmK
粘度：μc=0.4078mPa∙s
密度：ρc=0.982gcm3=982.61kgm3
2）管程流体在（5.5℃,2627kPa）下的物性数据：
潜热：rb=283.72kJkg
液相热导率：λb=86.42mwmK
液相粘度：μb=0.0531mPa∙s
液相密度：ρb=386kg/m3
液相定比压热容： CPb=3.325kJkg∙K
表面张力： σb=0.0027Nm
气相粘度： μv=0.0088mPa∙s
气相密度： ρv=36kgm3
蒸气压曲线斜率ΔtΔP=0.000158m2Kkg
4.2换热器尺寸的估算
再沸器的热流量：
qnV'=602.8 kmolh qmVh'=18084kgh
ΦR=qmVh'rb=16920×283.72=5.1×106kJh=1425.22kJs
传热温差：
Δtm=T-tb=34.5K
设传热系数为
K=650Wm2K
则传热面积为
Ap=ΦRKΔtm=1425.22kJs650Wm2K×34.5K =63.5m2
拟用传热管规格为：Φ25×2mm,管长L=3000mm
d0=25mm
计算传热管束：
NT=Apπd0L=63.5m2π25mm×3000mm=270
设传热管按正三角形排列：b=1.1NT=1.1270=18.1
管心距：t=0.032m
Ds=tb-1+2~3d0=0.02515.52 -1+3×191000=0.419m
取Ds=0.5m
LDs=300010000.5=6 合理
取管程进口直径Di=0.2m 出口直径Do=0.45m
4.3传热系数的校核
4.3.1显热段传热系数KL
1）设传热管出口的汽化率
Xe=0.21
釜液蒸发质量流量：
Db=602.8kmolh×30.00kgkmol=5.023kgs
釜液循环质量流量：
Wt=DbXe=5.0230.21=23.92kgs
2）计算显热管内传热膜系数αi
传热管内质量流速
G=Wts0
其中：
di=19-2×2=15mm
s0=π4di2NT=π4×1510002×361=0.0934m2
G=Wts0=23.920.0934=255.92kgm2s
雷诺数：
Re=diGμb=0.025×255.920.0531×10-3=101210.48
普朗特数：
Pr=CPbμbλb=3.325×0.053186.42×10-3=2.04
显热段传热管内表面系数：
αi=0.023λbdiRe0.8Pr0.4=0.023×86.42×10-30.015×101210.480.8×2.040.4=1271.78Wm2K
3）壳程冷凝传热膜系数计算α0
蒸汽冷凝的质量流量：
m=Φcrc=1425.222334=0.611kgs
传热管外单位软是周边上凝液质量流量：
M=mπdoNT=0.6113.14×0.025×270=0.048kgm·s
雷诺数：
Re0=4Mμc=4×0.0480.4078×10-3=472
α0=1.88Re0-13μc2ρc2gλc313=1.88×353-130.4078×10-32982.612×0.6603×9.813=6132.58Wm2K
4）污垢热阻及管壁热阻
沸腾侧：Ri=0.000176 m2KW
冷凝侧：R0=0.00021 m2KW
管壁热阻：Rw=bλw=0.000052 m2KW
5）显热段的传热系数KL的计算
dm=d0+di2=0.017m
KL=1d0αidi+Rid