化原课程设计(精馏筛板塔设计)

化工单元过程与设备课程
设计说明书
——乙烯、乙烷精馏装置设计
学生：
班级：
学号：
指导老师:
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第0 章任务书错误！未定义书签。

第1章概述错误！未定义书签。

1.1 精馏塔 ....................................................................................................... 错误！未定义书签。

1.2 再沸器 ....................................................................................................... 错误！未定义书签。

1.3 冷凝器 ....................................................................................................... 错误！未定义书签。

第2章方案流程简介错误！未定义书签。

2.1精馏装置流程 ............................................................................................ 错误！未定义书签。

2.2 工艺流程 ................................................................................................... 错误！未定义书签。

2.2.1.物料的储存和运输......................................................................... 错误！未定义书签。

2.2.2.必要的检测手段 ............................................................................. 错误！未定义书签。

2.3 设备选用 ................................................................................................... 错误！未定义书签。

2.4 处理能力及产品质量要求 ....................................................................... 错误！未定义书签。

第3章精馏塔工艺设计错误！未定义书签。

3.1 设计条件 ................................................................................................... 错误！未定义书签。

3.1.1 工艺条件 ........................................................................................ 错误！未定义书签。

3.1.2 操作条件： .................................................................................... 错误！未定义书签。

3.1.3 塔板形式： .................................................................................... 错误！未定义书签。

3.1.4 处理量： ........................................................................................ 错误！未定义书签。

3.1.5 安装地点： .................................................................................... 错误！未定义书签。

3.1.6 塔板设计位置： ............................................................................ 错误！未定义书签。

3.2.1 物料衡算 ...................................................................................... 错误！未定义书签。

3.2.2 热量衡算 ...................................................................................... 错误！未定义书签。

3.3 塔板数的计算 ................................................................................. 错误！未定义书签。

3.3.1相对挥发度的查取 ......................................................................... 错误！未定义书签。

3.3.2最小回流比计算： ......................................................................... 错误！未定义书签。

3.3.3 逐板计算过程： .......................................................................... 错误！未定义书签。

3.4 精馏塔工艺设计 ....................................................................................... 错误！未定义书签。

3.4.1 物性数据 ........................................................................................ 错误！未定义书签。

3.4.2 板间距和塔径的初步选取 ............................................................ 错误！未定义书签。

3.4.3校核 ................................................................................................. 错误！未定义书签。

3.4.4塔板负荷性能图 ............................................................................. 错误！未定义书签。

3.4.4 塔高的计算 .................................................................................... 错误！未定义书签。

第4章再沸器的设计错误！未定义书签。

4.1设计任务与设计条件 ................................................................................ 错误！未定义书签。

4.1.1再沸器的选择 ................................................................................. 错误！未定义书签。

4.1.2再沸器壳程与管程的设计 ............................................................. 错误！未定义书签。

4.1.3物性数据 ......................................................................................... 错误！未定义书签。

4.3 传热系数的校核 ....................................................................................... 错误！未定义书签。

4.3.1显热段传热系数KL ....................................................................... 错误！未定义书签。

4.3.2 蒸发段传热系数KE计算 ............................................................. 错误！未定义书签。

4.3.3显热段及蒸发段长度 ..................................................................... 错误！未定义书签。

4.3.4传热系数 ......................................................................................... 错误！未定义书签。

4.3.5传热面积裕度： ............................................................................. 错误！未定义书签。

4.4.1循环系统推动力： ......................................................................... 错误！未定义书签。

4.4.2循环阻力⊿Pf：.............................................................................. 错误！未定义书签。

第5章辅助设备设计错误！未定义书签。

5.1 辅助容器的设计 ..................................................................................... 错误！未定义书签。

5.1.1进料罐（低温高压贮料） ............................................................. 错误！未定义书签。

5.1.2回流罐（-17.6℃低温保存） ......................................................... 错误！未定义书签。

5.1.3塔顶产品罐（-17.6℃低温保存） ................................................. 错误！未定义书签。

5.1.4 釜液罐（4.08℃低温保存） ......................................................... 错误！未定义书签。

5.2泵的设计 .................................................................................................... 错误！未定义书签。

5.2.1进料泵 ............................................................................................. 错误！未定义书签。

5.2.2回流泵 ............................................................................................. 错误！未定义书签。

5.2.3釜液泵 ............................................................................................. 错误！未定义书签。

第6章管路设计错误！未定义书签。

第7章控制方案错误！未定义书签。

第8章设计方案心得错误！未定义书签。

附录一主要符号说明错误！未定义书签。

附录二参考资料：错误！未定义书签。

第一章.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 学号
第0章 任务书情况
一、设计条件
工艺条件：饱和液体进料，进料丙烯含量%65=f x (摩尔百分数)
塔顶丙烯含量%99=D x ，釜液丙烯含量%1≤w x ，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。

(本人完成任务书中第6号设计方案，其他条件见板式塔设计部分)
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: 都健
任务书下达日期2012年6月20日
第1章概述
精馏是分离过程中的重要单元操作之一，所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。

1.1精馏塔
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。

简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，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。

本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是效率较高取消了结构复杂的上升管和泡罩。

当气体负荷较低时，浮阀的开度较小，漏夜量不多；气体负荷较高时，开度较大，阻力又不至于增加较大，所以这种塔板操作弹性较大，阻力比泡罩塔板大为减小，生产能力比其大。

缺点是使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。

所以塔板和浮阀一般采用不锈钢材料。

1.2再沸器
作用：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2章方案流程简介
2.1精馏装置流程
精馏是通过多级蒸馏，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（丙稀和丙烷的混合液体）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。

2.3设备选用
精馏塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。

第3章 精馏板式塔设计
——乙烯、乙烷精馏装置设计
3.1设计条件
3.1.1工艺条件：
饱和液体进料，进料丙烯含量x f ＝65％（摩尔分数），塔顶丙烯含量x D ＝99％， 釜液丙烯含量x w ≤1％，总板效率为0.6。

3.1.2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=1.7。

3.1.3．塔板形式：筛板
3.1.4．处理量：q nfh =140kmol/h
3.1.5安装地点：大连
3.1.6．塔板设计位置：塔顶
3.2 计算准备：
3.2.0 单位换算：
1.单位换算
（1）将摩尔百分数换算成质量百分数
W=X ·M A /[X ·M A +(1-X)·M B ]
x f ＝65％ w f ＝63.41％
x D ＝99％ w D ＝98.93％
x w ≤1％ w W ≤0.934％
（2）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 为乙稀摩尔质量 M B 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
进料状态下的质量流量：
nFs q =M ·nFh q /3600=28.7×140/3600=1.116kg/s
3.2.1物料衡算及热量衡算
A ．物料衡算 全塔物料衡算：
nF q =nD q +nW q
nF q F x =nD q D x +nW q W x
nF q =140 kmol/h ， F x =0.65 , D x =0.99 ,W x =0.01
解得：nD q =91.43 kmol/h ，nW q =48.57 kmol/h
混合物平均摩尔质量
D M =0.99*28+0.01*30=28.02 kg/kmol;
W M =0.01*28+0.99*30=29.98 kg/kmol;
B.塔内气、液相流量：
塔内气、液相流量：
1）精馏段：L R D =⋅；(1)V R D =+⋅
2）提馏段：';L L qF =+'(1);V V q F =+-'''L V W =+ C.热量衡算
1）再沸器加热热水的质量流量：t c Q
G ∆=
2）冷凝器热流量：
C Q v r
=⋅
冷凝器冷却剂的质量流量： t
c Q G c
'∆'=
3.2.2 相对挥发度的求算和塔板数的计算
a.塔内温度的确定及相对挥发度的求算
因为已知塔顶操作压力为2.5 Mpa ，查乙烯的饱和蒸汽温度，可得塔顶温度为-19.0 °C ； 便可假设塔顶温度t=-19.0°C 塔顶压力Pt=2.5Mpa ，查P-K-T 图得：K A =0.92；K B =0.63； 根据Σy=1试差，得到塔顶露点温度t=-17.6℃时，
K
A
=1.01；
K
B
=0.68；Σy=
K
A
*x A +K B *x B =1.0067≈1；满足要求。

故塔顶相对挥发度1α=K A /K B =1.01/0.68=1.48；所以依照塔顶的相对挥发度列出相平衡
方程：y=1.48x/（1+0.48x ）,x=y/(1.48-0.48y)又本操作为饱和液体进料，所以q=1,Xe=Xf=0.65；Ye=0.7332； Rmin=(X D -Ye)/(Ye-Xe)=3.085；R=1.7* Rmin=5.245;
则可得塔各段操作线方程如下： 精馏段：y=0.840x+0.1585 提馏段：y=1.0851x-0.0008506
结合相平衡方程和操作线方程，采用逐板计算法计算理论塔板数如下，逐板计算法计算过程包括：
给定平均相对挥发度：α=1.48
饱和液体即泡点状态进料：q=1 y 1=x D =0.99
直至x i < x f 理论进料位置：第i 块板
直至x n < x W 计算结束。

理论板数：Nt=n （含釜）
迭代结果：
进料板Nf=17, 理论塔板数Nt ＝37（含塔釜）
实际板数Np=[(Nt-1)/0.6]=60（取整数） 实际进料板Nf=17/0.6=29(取整数)
所以得到60块实际塔板，每块板的压降为100mmH 2O （即0.9806 KPa ）;所以塔底压力为P=2.559Mpa(表压);查乙烯的饱和蒸汽温度图知在塔底温度T= 4.08°C 时塔底压力Pt=2.559Mpa ，查P-K-T 图得：K A =1.47；K B =1.0；
又以丙烷泡点温度作塔底的迭代初始温度，Σy= K A *X A +K B *x B =1.0047≈1；则满足要求。

1+R x D
故塔底相对挥发度2α=K A /K B =1.47/1.0=1.47；
所以全塔相对挥发度平均值： 475.147.148.11=⨯=⋅=n ααα； 所以：
相平衡方程：y=1.475x/（1+0.475x ）, 得: xe=0.65,ye=0.7326,
Rmin=(X D -ye)/(Ye-Xe)=(0.99-0.7326)/(0.7326-0.65)=3.116, R=1.7* Rmin=1.7* 3.116=5.297;
L R D =⋅=5.297*91.43=483.3 kmol/h ; (1)V R D =+⋅=6.297*91.43=575.7 kmol/h
V ’=V+（q-1）*F=575.7+0=575.7kmol/h; L ’=L+q*F= 483.3+140=623.3 kmol/h
精馏段方程： 提馏段方程:
3.4板式塔的化工设计进料板计算
3.4.1物性数据
以塔顶为标准进行设计，
当T=-17.6 °C =255.55 K,P=2.6Mpa （绝压）时， a ．气体密度的计算（修正压缩因子法）
查表Pc=5.04MPa ； Tc=282.4K ；ω=0.085
Pr=P/Pc=
04.56.2=0.516Tr=T/Tc=4
.28255
.255=0.905 根据普遍化维里方程：Z=Tr B Tr B Z Z Pr Pr 110
10ωω++=+
其中：
6.10422.0083.0Tr B -
=；
2.41172.0139.0Tr B -
= 得到：Z=0.759174.45759
.0*55.255*3145.810*02.28*10*26=
3
5Vm ==-RTZ M P ρkg/ m 3 b ．该温度压力条件下纯乙烯的1ρ=409.4 kg/m3 纯乙烷的密度2ρ=439.4kg/ m 3
塔底混合物密度1/
=∑(wi/
) 求得
=409.7kg/ m 3
0.1572+0.841=1297.599.01297.5297
.5=111n n D n n x x R x x R R y ++++++=+0008451
.00845.157.481403.48301
.057.4857.481403.4831403.4831-=-+⨯-
-++=-+--++=+n n W n n x x W F L Wx x W F L F L y
c.液相表面张力：查表得2.738mN/m
d.气相体积流率：s VV q =（NV q ）*Mv/Vm ρ=575.7*28.02/45.174=357.093m /h
=0.099193m /s
e.液相体积流率：s VL q =（NL q ）*Ml/Lm ρ=483.3*28.02/409.7=33.0543m /h
=0.0091823m /s
3.4.2初估塔径(确定原则：防止过量液沫夹带液泛) 所采用的步骤为：
先确定液泛气速u f (m/s)；然后选设计气速u ；最后计算塔径D 。

液、气流动参数：
假设板间距H T =0.43m;并取清液层高度h L =80mm ，则液滴沉降高度H T-h L =0.35m; 查课程设计教材上泛点关联图，得：C 20=0.048;σ=2.907mN/m
所以，由现工艺条件校正得气体负荷因子： =0.03264
液泛气速： ＝ m/s
在本精馏塔设计中，取泛点率0.7，计算空塔气速：
u = 泛点率×u f=0.06490m/s ， 又气体体积流量：s VV q =0.09919 m 3/s
所以气相通过的塔截面积： =0.09919/0.06490=1.528m 2
选取单流型弓形降液管塔板，取Ad / AT =0.08; 则A / AT=1-Ad / AT =0.92
截面积: A T =A/0.92=1.661m 2 所以塔径： =1.454m
圆整后，取D=1.4m
符合《化工原理》中对于塔板间距和塔径的经验关系以及对于液流型式的参考，故假定基本符合，应选取单流型弓形降液管塔板；
实际面积： =1.539m 2 ；降液管实际截面积：Ad=0.08* A T =0.1231 m 2 气体流道实际截面积：A=A T *0.92=1.416m 2 ；实际操作气速： =0.07005 m/s 实际泛点率：u/uf=0.755与所取0.7基本符合
则各实际数值为：
2
.02020⎪⎭
⎫ ⎝⎛=σC C V V L f C
u ρρρ-=u
q A VVs
=π
T A D 4=
2
4D A T
π=A
q u VVs
=
279.0174
.457.40909919.0009182.0===V L VV VL LV s s q q F ρρ09271.0174
.45174.457.40903264.0=-
H T =0.43m ，D=1.4m ，uf =0.09271m/s, 实际空塔气速： u=0.07005m/s, 实际塔截面积：A T =1.539m 2 ； 实际气相流通面积：A=1.416 m 2 ,
设计点液泛率： u/uf=0.07005/0.09271=0.755 3.4.3塔高的估算
塔高包括塔的有效高度、顶部和底部空间及裙座高度。

实际塔板数为Np=60块，理论板数为N T =37（包括再沸器），其中精馏段17块，提馏段20块。

根据4.4.2估算，塔板间距H T =0.43 m 所以塔的有效高度为：Z= H T ×（Np ）=25.8m; 设釜液停留时间为25min ， 釜液高度：ΔZ = 25*60*2
4D
L
mWs
q
πρ
=m 90.04
.11.4394045
.0460252
=⨯⨯
⨯π
将进料所在板的板间距增至为0.6m ，并设置5个人孔，每个人孔所在板间距H T 增至0.8m,裙座取5m, 此外再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取1.5m,
则：总塔高h=25.8+(0.6-0.43)+1.5+1.5+0.9+5*(0.8-0.43) +5=36.72m 。

3.5溢流装置的设计
3.5.1 溢流型式的选择
依据前述塔径及液体流量的求算，查表，应选择单流型弓形降液管塔板。

3.5.2 降液管的型式和底隙
本设计采用弓形降液管。

由上述计算可得：降液管截面积：Ad=A T -A =0.1231 m 2
，由T
A Ad
=0.08,
查《化工原理》（下册）中有关于弓形降液管的面积与lw/D 的关系图中 可得：lw/D=0.68
降液管宽度b D =()2//112
⎥
⎦
⎤⎢⎣⎡--D l D W =0.187m 选取平形受液盘，考虑降液管底部的阻力和液封，选取底隙h b =40mm 。

3.5.3溢流堰
溢流堰的作用是：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。

由前， lw/D=0.68所以，堰长lw=0.68D=0.952 m
根据堰上方液头高度ow h 可由下式计算 ：3/21084.23⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=-w
VL ow l q E h h ； 式中取E 近似为1,则堰上液头高:
m l q E h w
VL ow
h 030.0952.0054.331084.2321084.232
33=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=-- 堰高由清液层高度h L 确定：堰高hw=h L -h ow =0.08-0.030=0.05m ；
溢流强度])([72.34952
.0054.333h m m l q u W
VL L h ⋅===
又底隙hb=0.04m ，所以降液管底隙液体流速:
s
m h l q u b W VL b s
/2411.004.0952.03600054
.33=⨯⨯==
3.6塔板布置和其余结构尺寸的选取
3.6.1.塔板及其布置
①受液区和降液区 ：一般情况下该两区面积相等，均可按降液管截面积Ad 算；
②入口安定区和出口安定区取安定区宽度 bs=bs ’=70mm
③边缘区：供固定塔板之用，取边缘区宽度bc=50mm ④有效传质区：余下塔板上开孔的区域。

对于单流型弓形降液管塔板： 由:
m b D
r c 65.005.07.02
=-=-=
m b b D x s d 443.0)(2=+-=)
sin (21222r x
r x r x A a -+-=
所以有效传质面积：
4.6.2筛孔的尺寸和排列 筛孔：
有效传质区内，常按正三角形排列。

筛板开孔率：
筛孔直径d 0 : 3 ~ 8 mm (一般)取5mm 。

孔中心距t : (2.5~5) d 0 取整。

取t=4d 0,得到: φ =0567.041907.02
=⎪⎭
⎫
⎝⎛
则20598.0055.10567.0m A A a o =⨯==ϕ
板厚δ：碳钢（3 ~ 4mm ）、不锈钢。

取4mm
筛孔气速:
筛孔数:
3.7塔板流体力学性能校核
3.7.1液沫夹带量校核
液沫夹带是引起塔板效率降低和影响正常操作的重要因素.通常将夹带液体流量占横过塔板液体流量的分数称为液沫夹带分数ψ: V
mV
mL
V mL e q q e e
q e +=
+=
ψ
筛板塔的液沫夹带量V e 可有汉特(Hunt)公式进行估算:
2
.33
107.5⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⨯=
-f T V H H u e σ 其中前述以求得:ζ=2.907mN/m; u=0.07005m/s ；T H =0.43m ；
W h =0.05m OW h =0.03m ； 而 )(5.2O W W f h h H +==0.2m
21
22
2055.1)sin
(2m r
x
r x
r x A a =+-=-2
022
0907.060sin 2
14
21⎪
⎭⎫ ⎝⎛=⋅==t d t d A A o a o π
ϕs
m A q u S VV /659.10598
.009919
.000===)(3046005.040598.0785.04220200取整=⨯===π
ϕπd A d A n a
得气体液体kg e V /kg 1037.45-⨯=，满足液沫夹带要求。

3.7.2塔板阻力hf 的计算和核对
塔板阻力包含气体通过塔板以及塔板上清液层的阻力，即干板阻力、清液层阻力以及服上清液表面张力阻力之和：h f = h o +h l +h ζ （1）干板阻力0h
筛板气速0
u ： V
V hg C u ρρρ)
(200
0-=
通过C 0与d 0/δ的关联图，查得：C 0=0.8；
又0ρ=L ρ，且V L ρρ〉〉，测得清液层高度h 正是表示该阻力的清液液柱h 0的高度，即h 0= h ，其阻力可用如下公式求得：
（2）塔板清液层阻力h L
塔板清液层阻力h L 可表示为：
式中 β为液层充气系数，与气体的动能因子有关，动能因子可表示为：5
.0V a a u F ρ=
又s m A A q u d
T VV a s /07672.01231
.02539.109919
.02=⨯-=
-=
，3kg/m 45.174=V ρ
算得：a F =0.5156 根据a F 查图可得：β=0.8
所以塔板清液层阻力：)03.005.0(8.0+=⎪⎭
⎫ ⎝
⎛=+h h ow w
h L β =0.064 m （3）克服表面张力阻力h ζ h ζ可用下式计算：
以上三项阻力之和求得塔板阻力
h f = h o +h l +h ζ=0.0242+0.064+0.000579=0.089m 液柱
液柱
m d g h L 43031079.5005
.08.97.409907.2104104---⨯=⨯⨯⨯⨯=⋅⨯=ρσσ液柱m C u g h L V 0242.08.0659.17.4098.92174.4522
2
00
0=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⋅=
ρρ)(O W W L h h h +=β
3.7.3降液管液泛校核
列伯努利方程得:Hd
在此式中， 可取Δ一般较小，可忽略；
其中hd 为流体流过降液管底隙的阻力，由下式计算：
则 Hd =(0.05+0.03+0.07223+0.0089)m 液柱 =0.16113 m 液柱
取降液管中泡沫层相对密度：θ=0.6则Hd ’= =0.2686m 液柱 HT+hw=0.43+0.05=0.48m> Hd ’=0.2686m 所以不会发生液泛。

3.7.4液体在降液管中的停留时间
液体在降液管中的停留时间应大于3-5s
满足要求, 则所夹带气体可以释出，可避免严重的气泡夹带。

3.7.5严重漏液校核
故5.1862.1>=k ，满足稳定性要求。

并可求得漏液点气速s m s m k h u /0129.0/862.10242.000
=⎪⎭
⎫ ⎝⎛==' 故以上各项校核均满足要求，即所设计之筛板可用，但未必适宜。

由此需用负荷性能图来评价其是否适宜。

d f O W W h h h h ++∆++=d f O W W h h h h ++∆++=6
.016113
.0=
φd H s s s q H A VLs T d 539.5009812.043.01231.0>=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯=⋅=
τ液柱m h
l q h b
W VLh
d 0089.004.0952.0054.331018.11018.12
82
8=⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=--m m h h h h O W W 0131.0]00679.0)03.005.0(13.00056.0[)(13.00056.00=-+⨯+=-++='σ537
.00242
.00131
.010
000=='='=h h u u k
3.8 负荷性能图
以气相流量为纵坐标，液相流量为横坐标， 3.8.1过量液沫夹带线
在有关V e 的汉特（Hunt ）公式中，令1.0=V e ，并将有关变量与h VV q ，h VV q 的关系代入整理可得：
将前选的塔板尺寸及有关值代入，得：
由上式即可作得过量液沫夹带线如图中曲线（1）。

3.8.2液相下限线
对于平直堰，其堰上液头高度ow
h 必须大于0.006m ，
取ow h =0.006m ，即令： 即可得: 由上式即可作得液相下限线如图中垂线（2）。

3.8.3 严重漏液线 由前述知,0
036002A q g h C u h VV V
L =
'='ρρ,近似取0
C 为前值不变,并将
h h h h O W W -++=')(13.00056.00
以及OW h 和h VL q 关系代入上式,整理可得: 2
132
)(h
h VL VV cq b a q +=
式中:
006
.01084.23
/23=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯=-W VLh
ow l q E h )
/101.75.2(1081.832
32
3
2
.31
3
W VL W T VV l q
h H A q h
h -⨯--⨯=σ
32
33
2
32
3
2
.31
3
75.1271031.5952
.010
1.705.05.243.0(907
.2416.11081.8h
h
h VL VL
VV q q q -⨯=⨯-⨯-⨯⨯⨯⨯=-h
m h m l q W VL h /923.2/)952.007.3(07.333=⨯==
3
40041030.2174
.457.4098.00598.010594.110594.1⨯=⨯⨯⨯⨯=⨯=V
L
C A a ρρ01152.000058.005.013.00056.013.00056.0=-⨯+=-+=σh h b W
43243
2410817.3952.0/10694.3/1069.3---⨯=⨯=⨯=W l c
于是:2
132
4
3)
10817.301152.0(103.2h h VL VV q q -⨯+⨯= 由上述关系即可作得严重漏夜线如图中曲线（3）。

3.8.4 液相上限线: 令 得：
由上式即可作得液相上限线如图中垂线（4）。

3.8.5降液管液泛线
令将其中 Δ=0 以及OW h 与h VL q ，d h 与h VL q ，f h 与h VV q ，h VL q 的关系全部代入前式整理可得：
3
222h h h
VL VL VV q d q c b q a '-'-'=' 式中：
7
2
92
009
10895.1)
8.00598.0(1
7.409174.4510934.3)(10934.3---⨯=⨯⨯⨯⨯=⨯='C A a L
V
ρρ
198.005.0)18.06.0(43.06.0)1(=⨯--+⨯=--+='W T h H b βφφ
6
28281014.8)04.0952.0(1018.1)(1018.1---⨯=⨯⨯=⨯='b W h l c
3
233
231081.6952.0/)8.01(1084.2/)1(1084.2---⨯=+⨯=+⨯='W l d β由此可得：3
2326271081.61014.8198.010895.1h h
h VL VL VV q q q ---⨯-⨯-=⨯
W
W d d h H H H +=='φ
d f O W W d h h h h H ++∆++=s q H
A h VL T d 53600
/=⋅=τh
m h m A H q d T VL h /11.38/)1231.043.0720(72033=⨯⨯==
由上式即可作得降液管液泛线如图中曲线（5）。

3.8.6 塔板负荷性能图
如下图即为所设计筛板的负荷性能图。

图中还给出了设计点及气液负荷比一定是的操作线。

由图中可以看出:设计点位于正常操作区的中部,表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力。

由图可查得：max ,h VV q =411.7 ，min ,h VV q =260.6
操作弹性：Vmax/Vmin=411.7/260.6=1.580 裕度：（Vmax-V ）/V*100%=15.3%
3.8.7 塔板设计结果：（汇总至表）
由负荷性能图可知，设计点在符合性能图中的位置比较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度。

第4章 再沸器的设计
4.1 设计任务与设计条件
4.1.1．选用立式热虹吸式再沸器
其壳程以热水为热源，管程为塔底的釜液。

釜液的组成为（摩尔分数）乙烯=0.01，乙烷=0.99 塔顶压力：Pd=2.6MPa （绝压）； 塔底压力：Pw=2.659Mpa （绝压）； 4.1.2．再沸器壳程与管程的设计
4.1.3物性数据
1）
壳程热水的物性数据：
由壳程出入口温度，知定性温度：℃40℃2
30
50=+=t 故查得热水在30℃下的物性数据如下： 密度： ρ=992.2kg/m 3
定压比热容：Cp=4.174Kg KJ /·K 热导率： λ=0.634W/(m ·K) 黏度： μ =0.653mPa ·s
2）
管程流体在（4.08℃ ，2.659MPa ）下的物性数据：
气化潜热：r b =280.77Kg KJ / 液相热导率：λ
b =0.0963w/(m ·K)
液相黏度：μb =0.0576mPa ·s 液相密度：ρb =391.64kg/m 3 液相定比压热容：Cpb=3.48Kg KJ /·K 表面张力：ζb ＝2.816mN/m 气相热导率：λ
v
=0.0155W/(m ·K) 气相粘度：μv =0.00876mPa ·s
气相密度：ρv =46.08kg/m
3
气相定比压热容：Cpv=1.654Kg KJ /·K
蒸气压曲线斜率（Δt/ΔP ）=0.00215 m 2 K/kg
4.2估算设备尺寸
4.2.1热流量：
kW kW M q D Q b W nV b b R 1.13463600/77.28098.297.5753600/=⨯⨯='==γγ
则可求得热水流量：s m s m t C Q V p R /0162.0/)
3050(174.47.9951
.1346330=-⨯⨯=∆=ρ
4.2.2 传热温差:
4.2.3假设传热系数：取K=400W/( m 2 K)
4.2.4估算传热面积Ap : 拟用传热管规格为：Ф25×2.5,管长L=4500mm, 则传热管数：
若将传热管按正三角形排列，按式 得：b=18.2 查表，取管心距：t=32mm
则 壳径： =724.9mm 取 Ds=800m m=0.8m 此时L/Ds=5.6符合L/D S 在4~6的范围，满足要求。

确定管程和壳程的最大接管尺寸：
查表（3-16），壳程接管直径：125mm ，管程接管直径：300mm 。

4.3传热系数的校核
取 管程进口直径：Di=0.3m 管程出口直径：Do=0.45m 4.3.1显热段传热系数K L
1)
计算显热段管内传热膜系数αi
假设传热管出口汽化率 Xe=0.20
℃
97.34)08.430()
08.450(ln 30
50)
()(ln )()(=---=-----=
∆b b b
d b b b d m t T t T t T t T t 23
23.9697
.34400101.1346m t K Q A m R p =⨯⨯=∆⋅=
03)1(d b t D S +-=b
D )
(2735
.4025.023
.960取整=⨯⨯=
=
ππL
d A N p
T T N b 1.1=
则循环气量： =4.794/0.20=23.97kg/s
传热管内质量流速： 其中di=25-2×2.5=20mm
所以：
雷诺数: =>10000
普朗特数：
显热段传热管内表面系数： =1449.6W/( m 2 *K)
2) 壳程传热膜系数计算αo
壳程流体无相变传热，根据克恩（Ken ）法有： 式中：
30.4634.0653
.0174.4Pr =⨯=
=
λ
μ
p C μρ00Re u d e =而0
00S V u =而1(00t d BD S -=
取B=200mm=0.2m 代入前述数据可得：7.1421010653.02
.992463.00202.0Re 3
0=⨯⨯⨯=-
于是：
3) 污垢热阻及管壁热阻
管程：Ri=0.0002 m 2•K/w 壳程：Ro=0.0006m 2•K/w
管壁热阻：Rw=b/λm 由教材表3-11查得λm=51.6W/（m*K ）
则Rw=b/λm= 0.0025/51.6 m 2•K/W =510845.4-⨯m 2•K/W
4）显热段传热系数 0
s W G t =2
2200858.027302.04
4
m N d s T i =⨯⨯=
=
π
π
)/(4.2790858
.097.2320s m kg s W G t ∙===9704210
0576.04.27902.0Re 3=⨯⨯==-b i G d μ0815
.20963
.0100576.01048.33
3=⨯⨯⨯==-b
b
Pb r C P λμ4
.08.08.00815.27.5979102
.00963
.0023.0Re 023
.0⨯⨯⨯
==n
r i
i
i P d λα12525251
1
1
d d d K L =
=
14.03155.000)/(Pr Re 36
.0W
e
d μμλ
α=)
/(3.3244)00
.1653.0(30.47.142100202.0618.036.0)/(Pr Re 36
.0214
.03155.014.0155.00
0K m W d W e
∙=⨯⨯⨯⨯==μμλ
αm m d d t d e 2.2025
)2543223(4)423(4220202=⨯⨯-⨯=-=
ππππ
4.3.2. 蒸发段传热系数KE 计算
1)传热管内釜液的质量流量：Gh=3600 G=3600*279.5=1006200kg/( m 2•h ) xe=0.2时 计算Martinel 参数： Xe=0.2：在X=Xe 的情况下
则1/Xtt =0.6935 查图3－29，αE=0.2 而X=0.4Xe=0.08时 再查图3－29得：α’=0.8
2）泡核沸腾修正因数：α=(αE +α’)/2=0.5
泡核沸腾表面传热系数:
)
/(2.449810816.202.010659.2108.4664.391100576.077.28047.15602.01.13460815.202.00963.0225.01Pr 225.0231
.03633
.069
.0369.031
.033
.069
.069.0K m W Pd A Qd d i v b b b p i
i
b nb ∙=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯⨯⎪⎭
⎫
⎝⎛-⎪⎭⎫
⎝⎛⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=⎪⎭
⎫
⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛-⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=--σρρμγλα3）计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数 ：
4）沸腾表面传热系数：K E 对流沸腾因子 ： 两相对流表面传热系数: 沸腾传热膜系数： =2426.4+0.5*4498.2=4675.5W/( m 2•K )
()[]
)/(5.1212
0815
.2)8.07.97042(02
.00963.0023
.0P r 023
.024
.08.04.08
.01K m W e x R i
b i
∙=⨯⨯⨯==-λ
α
()
001
.2)3269.0(5.35
.35.05
.01=⨯==X F tt tp )
/(4.24265.1212001.22
K m W i tp tp F ∙=⨯==ααnb
tP
V a
ααα+=1⎫⎛
4.3.3.显热段及蒸发段长度
=0.1954
所以： L BC =0.1954L= 0.1954*4.5=0.8793m
L CD =L- L BC =4.5-0.8793=3.6207m
4.3.4．传热系数
实际需要传热面积： 4.3.5．传热面积裕度：
>30%
所以，传热面积裕度合适，满足要求
4.4循环流量校核
5.4.1循环系统推动力： 1）蒸发段两相流平均密度： 取X=Xe/3= 0.067时：
两相流的液相分率：
两相流平均密度： =46.08*（1-0.4164）+0.4164*391.64 = 189.97kg/m 3
97.2364.391348058.241.48227302.000215.000215.0⨯⨯⨯⨯⨯⨯+
=
∆+⎪⎪⎭⎫
⎝⎛∆∆⎪
⎪⎭⎫ ⎝⎛∆∆=
πρπt
L PwL m L T i s
s
BC
W C t
K N d p t p t L L ()())
/(3.6545
.46207.31.6968793.01.4822K m W L L K L K K
CD E Bc L C
∙=⨯+⨯=+=2
2383.58)97.343.654(101.1346m m Q t
K A m
C
C =⨯⨯=∆=()%6.6383.58/)83.5823.96(=-=-=A
A A C
C P H ()[]()()
453
.400876.00576.064.39108.46067.0933.01
.05
.09
.01
.05
.09
.01=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⎪⎭
⎫ ⎝⎛==
-μμρρv b b v
x x X
tt
()
()
4164
.01
453.421453
.4453
.425
.02
5
.0121=+⨯+=
=
++X X X
R tt tt tt
L
()=+-=R R L b
L v tp ρρρ1_
2）管程出口两相流密度： 取X=Xe=0.2时：
两相流平均密度： = 121.54kg/m 3
根据课程设计表3－19 得：l=1.02m,
则循环系统的推动力：
4.4. 2循环阻力⊿Pf ： 1、管程进出口阻力△P1
进口管内质量流速： =339.1kg/(m 2·s)
釜液进口管内流动雷诺数：
进口管内流体流动摩擦系数：
进口管长度与局部阻力当量长度：
管程进出口阻力:
2、传热管显热段阻力△P2
(
)[442
.1'1
.01==-x X tt ()3
/47.13264.39125.0)25.01(08.461m kg R R L b L
v tp =⨯+-⨯='+'-=ρρρ223.0497.234⨯==π
πi i D W G 1766178
100576.01
.3393.0Re 3
=⨯⨯=
=-b
i G
D μ01546.01766178
7543
.001227.07543.001227.038
.038.0=+=+
=i e i R λm
D D L i i 0.37)1914.00254.0/3.0(3246.0)0254.0/3.0()1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(22=-=-=()[]Pa
g
l tp tp b CD D L P 1.589581.947.13202.197.18964.3916207.3_=⨯⨯--⨯=⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣⎡-⎪⎪⎭⎫
⎝⎛-=∆ρ
ρρ1455729
100576.05
.2793.0Re 3
=⨯⨯=
=
-i G
D μ0157.01455729
7543
.001227.07543.001227.038
.038.0=+=+
=R λ)
/(5.27927302.04
97.234222s m kg N d W G T i i ∙=⨯⨯==ππPa Pa G D L p b i i i 92.27964
.39121.3393.00.3701546.022
21=⨯⨯⨯=⨯=∆ρλ
则有：
3、传热管蒸发段阻力△P3 ：
a. 气相流动阻力△Pv3
G=279.5kg/(m 2·s) 取X=2/3Xe =0.133则
=37.27kg/(m 2
·s)
b. 液相流动阻力△PL3
GL=G-Gv=279.5-37.27=242.2kg/(m 2·s)
4、管内动能变化产生阻力△P4 动量变化引起的阻力系数:`
所以可得：
5、管程出口段阻力△P5
xG G V =8508410
00876.027.3702.0Re 3
=⨯⨯==-V V i V G d μ02237.085084
7543
.001227.07543.001227.038.038.0=+=+=V e V R λPa Pa G d L P V V i CD V V 04.4608
.46237.3202.06207.302237.022
23=⨯⨯⨯=⨯=∆ρλ84108
100576.02
.24202.0Re 3
=⨯⨯=
=
-b
L
i L G d μ0224.084108
7543
.001227.07543.001227.038
.038.0=+=+
=L e L R λPa
Pa G d L P b L i CD L L 86.30364
.39122.24202.06207.30224.022
2
3=⨯⨯⨯=⨯=∆ρλPa 1.2113)86.30304.46( )P P (P 4
14141/4L 1/4V 333
=+=∆+∆=∆013
.3)250.01(2.008.4664.391250.0)2.01(1)1()1(2222=-⨯+-=--+-=L e V b L e R x R x ρρξPa Pa G P b 0.60164.391/013.35.279/224=⨯==∆ρξPa
Pa G d L p b i BC 85.6864
.39125.27902.08793.00157.022
22=⨯⨯⨯=⨯=∆ρλ
a. 气相流动阻力△Pv5
kg/(m 2
·s)
管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：
b. 液相流动阻力△PL5
kg/(m 2·s)
所以循环阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5=5795.7pa
又因△PD=5831.7Pa ， 所以满足要求
循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率Xe 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。

)
/(1.3393.04
97
.234
22
20
s m kg D G W
t
∙=⨯=
=
π
π
82.671.3392.0=⨯==XeG G V ()()m D D L 28.521914.00254.045.03426.00254.045.01914.00254.03426
.00254.02
020=-=-=154843
1000876.082
.6702.0Re 3
=⨯⨯=
=
-V
V
i V G d μ0203.0154843
7543
.001227.07543.001227.038
.038.0=+=+
=V e V R λPa Pa G D L
P V V V V 8.11708
.46282.6745.028.520203.022
2
05=⨯⨯
⨯=⨯=∆ρλ28.27182.671.339=-=-=V L G G G 94194
100576.028.27102.0Re 3=⨯⨯==-b L i L G d μPa
G D L P b L i L L 0.24064
.391228.27145.028.52022.022
2
5=⨯⨯⨯=⨯=∆ρλPa 9.2732)2408.117( )P P (P 4
414141/4L 1/4V 5
55=+=∆+∆=∆017.17
.57951
.5895==∆∆P P f D 0220.094194
7543.001227.07543.001227.038
.038.0=+=+
=L e L R λ
第5章 管路设计和泵设计
5.1管路设计
5.1.1．进料管线管径：
进料管线取料液流速 u=0.5 m/s
进料乙烯（摩尔质量）f x =65% M=0.65*28+0.35*30=28.7 kg/kmol 质量分数为 65*28/（65*28+35*30）*100％＝63.4％ 进料密度ρ＝416.6kg/m 3
取料液流速：u=0.5m/s 进料体积流量： V=s m M q nF /10679.26
.41636007
.28140360033-⨯=⨯⨯=⨯ρ
，
则m
u V
d 0843.05.0002793
.044=⨯⨯==
π
π
按国家标准应选取Ф89×3管材，其内径为di=0.083m 。

实际流速：s m d V u /516.0083
.0002793
.0442
2=⨯⨯==ππ
5.1.2塔顶蒸汽管：
取塔顶蒸汽流速：u=6m/s 体积流量：V=0.09919s m /3则
π
u V d 4=
=0.145m
故取管子规格Ф159×6. 其内径为147mm ，其实际流速为：
s m d V u /84.5147
.009919
.0442
2=⨯⨯==
ππ
5.1.3塔顶产品管
取塔顶产品流速u=0.5m/s ，其体积流量：V=0.01094s m /3则
π
u V d 4=
=0.167m
取管子规格Ф194×10. 其内径为0.174m ，其实际流速为
s m d V u /460.0174
.001094.0442
2=⨯⨯==ππ
5.1.4回流管
取原料流速：u=0.5m/s 体积流量：
s m M q V nL /0092.07.409360002.283.48336003=⨯⨯=⨯=ρ则π
u V d 4==0.153m
取管子规格Ф159×3 . 其内径为0.153m ，其实际流速为
s m d V u /50.0153.00092
.0442
2=⨯⨯==
ππ
5.1.5．釜液流出管
取原料流速：u=0.5m/s 体积流量：
s m M q V nW /00103.06
.391360098.2957.4836003=⨯⨯=⨯=ρ则π
u V
d 4=
=0.051m
取管子规格Ф57×3. 其内径为0.051 m ，其实际流速为：
s m d V u /50.0051
.000103
.0442
2=⨯⨯==
ππ
5.1.6．仪表接管 选管规格：Ф32×3 .
6.1.7．塔底蒸汽回流管
取原料流速：u=10m/s 体积流量：
s m M q V nV /104.008.46360098.297.57536003=⨯⨯=⨯'=ρ则π
u V d 4=
=0.115m 取管子规格Ф127×6. 其内径为0.115mm ，故其实际流速为：
s m d V u /0.10115
.0104.0442
2=⨯⨯==ππ
列表如下：
5.2泵的设计
5.2.1．进料泵（两台，一用一备）
液体流速：u=0.5m/s ，di=0.083m=83mm
进料液体密度： kg/ m 3
液体粘度 s mPa ⋅=091.0μ, 取ε=0.2mm
相对粗糙度：ε/d=0.00241
53
1090.110
091.06
.4165.0083.0Re ⨯=⨯⨯⨯=
=
-μ
ρ
du 查得：λ=0.025 取管路长度：L =100m 设进料管路中：90度弯头：2个， d
l i
e 1
=35 l e 1=2.905m
半开口截止阀：2个，d l i
e 2=475 l e 2=39.425m 文氏管流量计：1个，d
i i
e 3
=12 l e 3=0.996m
6
.416=L ρ。