乙烯乙烷

鲁东大学
课程设计
乙烯-乙烷筛板式精馏塔工艺设计说明书
班级：高分本1201
*名：***
学号： ***********
指导老师：邢国秀、刘诗丽
设计日期： 2015/3/9-2015/3/20
成绩：
目录
第一章设计任务书 (3)
第二章精馏过程工艺及设备概述 (3)
第三章精馏塔工艺设计 (4)
第四章系统物料衡算和塔板数计算 (4)
第五章精馏塔塔板设计 (7)
第六章塔板的流动性能校核 (9)
第七章负荷性能图 (11)
第八章再沸器设计 (12)
第九章再沸器循环流量校核 (16)
第八章辅助设备设计 (19)
第十一章管路设计和泵的选型 (22)
第十二章控制方案 (25)
设计心得 (27)
附录一（主要符号说明） (27)
附录二（C语言程序） (28)
附录三参考文献 (30)
第一章 设计任务书
1.1 设计条件
工艺条件：饱和液体进料，进料含乙烯含量x f =65%(摩尔百分数),塔顶乙烯含量
x d ≥99% , 釜液乙烯含量x w 1% , 总板效率为0.6 操作条件：塔顶操作压力P=2.5Mpa(表压), 回流比系数min /R R =1.5 加热剂：热水 加热方法：间壁换热 冷却剂：循环冷却水 塔板形式：筛板 处理量：180 kmol/h 安装地点：烟台 板设计位置：塔底
第二章 精馏过程工艺及设备概述
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，利用液相混合物 2.1精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，使混合气、液两相经过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。

2.2工艺流程
（1）精馏装置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，从而保证精馏装置能连续稳定的运行。

（2）必要的检测手段
为了随时了解操作情况及各设备的运行状况，及时地发现操作中存在问题并采取相应的措施予以解决，需在流程中的适当位置设置必要的测量仪表，以及时获取压力，温度等各项参数，从而间接了解运行情况。

另外。

常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期检修各设备及检查装置的运行情况。

2.3 设备简介及选用
所用设备主要包括精馏塔及再沸器和冷凝器。

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。

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）
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。

精馏塔选用筛板塔，配合使用立式虹热吸式再沸器。

第三章 精馏塔工艺设计
3.1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）。

3.2 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。

第四章 系统物料衡算和塔板数的计算
4.1 塔顶与塔底温度的确定
塔顶压力：P=2500+101.325=2601.325KPa 假设塔顶温度Tto=-17℃
查P-T-K 图 得Ka Kb 因为Ya=0.99 所以ε=0.0029 结果符合 所以α1=Ka ／Kb=1.0／0.71=1.408 同理可得α2=Ka ／Kb=1.15
所以相对挥发度α=(α1+α2) ／2=1.46 4.2 物料衡算
F=D+W 解得 D=117.55h kmol /
w D f x W x D x F ⋅+⋅=⋅ W=62.45h kmol /
塔内气、液相流量：
精馏段： L=RD V=(R+1)D
提馏段： F q V V )1(--=' W V L +'=' 4.3理论塔板数计算
因为饱和液体进料 有==f e x x 0.65 设温度为 D T =－17℃
由Depriester K 图[5]查得A K =1.0 B K =0.7
又因为i i
o i i x y p p K == A y =0.99，B y =0.01
故 1A x =0.99 1B x =0.014
1A x +1B x =1.004 =ε|1.004-1|=0.004，所选温度基本符合
设塔板数为37块由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm 2H O ；
则W p = +D p 4418.9100⨯⨯⨯=2637KPa 设W T =4，查得[6]：A K =1.49 B K =1.00
1A x +1B x =0.9967 =ε|0.9967-1|=0.0033，所选温度基本符合
则 W α=1.49
平均 2/)(W D m ααα+==1.46 由公式1]11[11min -----=
f
D
f D m m y x y x R αα得 min R =3.78 R =1.5min R =5.67
α
lg )1/1lg(min W
W D D
x x x x N --=
=23.32
求得
1
min
+-R R R 由吉利兰图[5]查得1m in +-T T N N N
进而得到T N =36.52，与假设相符，因此确定理论塔板数为37。

计算精馏段、提馏段方程线为：
精馏段： 111++⋅+=
+R x
x R R y D n n =0.8501n x +0.1484 提馏段： W n m x W qF L W
x W qF L qF L y -+--++=
+1=1.0796n x -0.0007
相平衡方程： n n
n y y x )1(--=
αα=n
n y y 46.046.1-
利用逐板计算法得到如下结果：
由此确定进料口为第17块板，理论塔板数为37块，与估算值差不多。

又因为塔板效率为T E =0.6，所以实际进料在第17/0.6=29块。

实际塔板数P N ==37/0.6=62块。

第五章 精馏塔塔板设计
5.1 物性参数
取塔顶温度T m =－16.2℃，压力Pm=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v ρ=383/m kg ；液相密度L ρ=435.843/m kg ；
液相表面张力σ=5.366mN/m [4] ；M=30.07； 乙烯：气相密度 v ρ=363/m kg ；液相密度L ρ=402.83/m kg ； 液相表面张力σ=2.571mN/m [4]；M=28.05； 平均相对摩尔质量：M=29.0703
按塔顶塔板气液相组成计算混合物物性[]
气相密度 v ρ=36.03/m kg ；液相密度L ρ=403.13/m kg ； 液相表面张力σ=2.599mN/m [4]；M=28.07；
气相流量)1(+=R D V S =822.85h kmol /=23097.4h kg /=641.6h m /3
液相流量DR L S = =733.51h kmol /=20538h kg /=51.08h m /3 5.2 塔径的设计 气液流动参数为： V
L
S S LV V L F ρρ=
=0.266 初选塔板间距H T =0.50m ，L h =80mm ，
则L T h H -=0.42m ；由史密斯关联图[5]可查得C 20=0.065 气体负荷因子2.020)20
(σ
C C ==2
.0)20
599.2(
065.0⨯=0.0398 液泛气速u f V
V
L C
ρρρ-==0.1246m/s 取泛点率为0.75，操作气速和所需的气体流道截面积为： u= 0.75u f =0.09345m/s ； A=Vs/u=0.7984 m 2 选取单流型，弓型降液管塔板，并取A d / A T =0.10， 则A / A T ＝1－A d / A T =0.90
故塔板截面积A T = A / 0.9=1.062m ；
塔径D=
π
T
A 4=1.1304m 按塔设备系列标准圆整，取实际塔径D=1.6m
对照表[5]，所取塔径及液流型式合适。

相应地，所取塔板的有关尺寸为： 塔板截面积T A =πD 2 / 4＝1.0031 m 2 降液管截面积A d =0.10A T = 0.1 m 2 气体流道截面积 A=0.9A T =0.9031 m 2
并可求得：实际操作气速 u= Vs/ A=0.096s m /；泛点率=u /u f =0.72 所以 H T =0.50，塔径为1.6m ，符合经验关系式。

5.3塔高的估算
实际塔板数为62块，则有效塔高 0Z =0.5*62=31m ；
设釜液在釜内停留时间为5min ，由上述数据知h V =51.08h m /3， 则釜液的高度为Z ∆=
)/(12
1
2D V h π⋅=0.530m ，取整为600mm ； 将进料所在板的板间距F H 增至900mm ；
每6块塔板开一个人孔，板间距T H 增至800mm ，共开9个孔； 塔顶端及釜液上方的气液分离空间高度均取D H =B H =1.5m ； 裙座取5m 。

则塔总高为：H =Hl+T H S N )2(--+'
T SH +F H +B H +Z ∆+5=52.5m 5.4降液管设计
由以上设计结果得液管尺寸塔径：D=1.6m ；
T
d
A A =0.10 查表
[10]
得D
l w
=0.732，D b d =0.159
故堰长D l w ⨯=732.06.1732.0⨯==1.171m 降液管宽度D b d ⨯=159.0=0.2544m 降液管面积f A =0.207 m 2 5.5溢流堰溢流堰尺寸
取堰高w h =80mm ；底隙b h =50mm [5]；因为h L =51.08h m /3
所以
5
.2W
h l L =34.4，近似取液流收缩系数E=1
计算堰上方液头高度 32
3
)(1084.2w
h ow
l L
E h -⨯==35.2mm > 6mm
堰高和h w mm h h OW L 8.442.3580=-=-= 溢流强度 W W l L /=43.62
取b h =35mm 。

则降液管底隙液体流速 b
w h
b h l L u ⋅=
3600=0.346m/s ，在规定范围
内。

5.6 塔板布置
取筛孔直径d0=0.005m
取筛孔中心距：t=4d0=4×0.005=0.02m
开孔率：φ=0.907（d0／2）²=0.907×（0.005／0.02）²=0.0567
筛孔总截面积为：A0=φAa=0.0567×0.7141=0.0405㎡；q=0.0746m ³／s 因此筛孔气速：u0=q ／A0=(0.0746／0.0405)m ／s=1.842m ／s 筛孔个数：n=A0／（πd0²／4）=2064个 设堰高为：h=0.04m
取塔板厚度为：δ=0.004m 取底隙：h b =0.04m
液相流量：q VL h =(279.510×29.0703) ／403.1055=20.16m ³／h=0.0056m ³／s 近似取E=1
堰上方液头高度：h OW =2.84×0.001×1×（20.6／0.87）²=0.023m ﹥6mm 合格
第六章 塔板的流动性能校核
6.1液沫夹带量v e 校核
d T b A A A 2-==1.596 ；0912.12=-=d b D Z m
取K=1.0 查图[5]得F C =0.125
F T V
L V S
F
b S V
L V S
KC A V F KC A Z
L V F 78.036.111ρρρρρρ-=
+-=
或
由F
b S V
L V
S
KC A Z
L V F 36.11+-=
ρρρ=0.385；F
T V
L V S
KC A V F 78.01ρρρ-=
=0.260
0.8
0.82
均符合条件，不会产生液沫夹带
6.2塔板阻力f h 的核对 干板阻力0h ：
L L
v
u h g u h ρρρ/9.19 234.5 2
00200=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=阀未全开时阀全开
临界空速： ',0k μ=473.173
825
.11
=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛V ρ
＞0μ
因阀空气速0μ小于其临界阀孔气速',0k μ，故应在浮阀全开状态下计算干板
阻力 L u h ρ/9.192
0==0.0877m 塔板清夜层阻力h l ：
()OW W l h h h +=β=0.5 ()OW W h h +=0.04m
克服液体表面张力阻力σh ：
3104d g h L ⋅⨯=
-ρσ
σ=7.56m 410-⨯ 由以上三项阻力之和求塔板阻力h f ： σh h h h f ++=10=0.1277m 单板压降为g h p L f p ρ=∆=505Pa ，在允许范围内。

6.3降液管液泛校核
由f d ow w d h h h h H ++∆++=, 取∆=0 d h =28
)(
1018.1b
w vL h l q h ⋅⨯-=0.01833m 液柱 则 d H =0.226m
取降液管中泡沫层的相对密度6.0=Φ
Φ
='d
d
H H =0.377m d
H '<w T h H +=0.5492m 故不会产生降液管液泛
6.4液体在降液管中的停留时间τ
s
vL T
d q H A ⋅=
τ=7.08s> 5s 满足要求. 6.5严重漏夜校核
取F 0’=5，则V F u ρ/00'='=0.833 稳定系数0
u u K '=
=1.60>1.5 故满足稳定性要求 不会发生严重漏液 各项校核均满足要求,故所设计的筛板可用,但并非适宜。

第七章 负荷性能图
7.1过量液沫夹带线
d T b A A A 2-==1.596
0912.12=-=d b D Z m 取125.0=F C ，1F =0.8
由公式 F
b S V
L V S
KC A Z
L V F 36.11+-=ρρρ 得 V h h L 74.47.1834-=
7.2液相下限线
令3
23
)(1084.2w
vL ow l q h h -⨯==0.006 得 h L =3.60 h m /3
7.3严重漏液线 由V h A V F ρ0
03600/5=
= 和 V h A V ρ/180000= 得
h V =393h m /3
7.4液相上限线
3600
/h T
d V H A ⋅=
τ=5和d T h A H V 720= 得h m V h /36.723=
7.5降液管液泛线 由公式
W
T b W h W h h L
V h H h l L l L nd V )5.1(1018.11026.41041.32
83
2
32
208
-Φ+Φ=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯+⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯+⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯---ρρ得 V 2h
=2h 32
h 57386L L 1097.21041.1-⨯-⨯
图2.5负荷性能图
7.6讨论
由图知，最大气体流量为：m ax ,h V =908.89h m /3，最小气体流量为：
m in ,h V =393h m /3 所以操作弹性为：min
,max ,h h V V =2.31。

第八章 再沸器设计
8.1物性数据
壳程凝液(水)在定性温度26ºC 下的物性数据： 密度： c ρ=976.8Kg/3
m 比热：p C =4.178KJ/Kg 热导率： c λ=0.609W/(m·K) 粘度：c μ=0.891mPa·s 管程流体4.0℃下的物性数据：
气相热导率：b λ=15.91 mW/(m·K) 液相热导率：b λ=96.23mW/(m·K) 液相粘度： b μ=0.058 mPa·s 气相粘度： v μ=0.00817mPa·s 液相密度： b ρ=389.8 Kg/3m 气相密度： v ρ=30Kg/3
m 潜热：b γ=287.4KJ/Kg 液相比热容 ：b p c =3.407KJ/(Kg·K) 蒸汽压曲线斜率：=∆∆s p t )/( 1.452kg K m /1024-⨯ 表面张力：b σ=2.845mN/m 8.2估算设备尺寸
计算热流量 Q=3600/b b r D ⨯=31064.1⨯ KW 计算传热温差
设进口水温为37℃，出口水温度为25℃
)425()
438(ln )
425()438()
()(ln
)()(2121-----=
-----=
∆t T t T t T t T t m =26.98℃ 传热面积p A ：
假设传热系数K=350)/(2K m W ⋅ 则估算传热面积p A 为
p A =m t K Q
∆⋅=98
.263501064.16⨯⨯=173.63 2
m
传热管数T N ：
拟用传热规格为mm 5.225⨯Φ,管长L=4500mm, 则计算传热管数T N ： L
d A N o P
T ⋅⋅=π=491 根
壳径内径D ：
将传热管按正三角形排列，且取t=50 mm ，则b=1.1T N =24.37 因为是单管换热器,所以壳径内径D 为：
05.2)1(d b t D +-==1231mm 圆整到D=1200mm
管程进口管取 i D =150mm 出口管径取 o D =250mm 8.3 传热系数效核 显热段传热系数 L K ：
因为e x 的范围在0.2~0.3，所以设传热管出口汽化率e x =0.26，则计算循环流量 Wt ：Wt =
26
.036001639617
⨯=e b x D =21.94kg/s 显热段传热管内表面传热系数：
计算传热管内质量流速G 为：
49102.014.3494.212
0⨯⨯⨯==
S W G t =142.32)/(2
s m Kg ⋅，（T i N d S ⋅⋅=204
π） 计算雷诺数Re 为：Re=
43
1045.4907610
058.032
.14202.0≥=⨯⨯=
⋅-b
i G
d η
计算普朗特数为：
3
3
10
23.9610058.04178--⨯⨯⨯=⋅=
b
b
pb r C P λη=2.0535 （0.6<Pr<160） 计算显热段传热管内表面传热系数： 4.08.0023.0r e i
b
i P R d ⋅⋅⨯
=λα
)/(03.8350535.245.4907602
.01023.96023.024.08.03
K m W ⋅=⨯⨯⨯⨯=-
计算管外冷凝表面传热系数：
热水的质量流量：
)
2538(10177.41639617
)(321-⨯⨯=-=
T T C Q m p =30.19Kg/s
当量直径：025.0025.042342
2⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-=
ππt d e =0.08532 m 设折流板间距B=0.5 m ，故
20030.0502512.15.0)1(m t d BD S =⎪⎭⎫
⎝⎛-⨯⨯=-
=
30
.010891.019.3008532.0Re 300⨯⨯⨯==
-S G d e η=9635.5 609
.010891.041773⨯⨯=⋅=
λ
η
p r C P =6.11 0.6<Pr<160
管外冷凝表面传热系数0α=14
.03155.036.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯⨯w r
e e P R d ηηλ
此处取14
.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛w η
η=1
所以0α=31
55.011.65.963508532
.0609
.036.0⨯⨯⨯
=729.60)/(2K m W ⋅ 污垢热阻及管壁热阻：
假设： 管内污垢热阻：310176.0-⨯=i R W K m /)(2⋅ 管外污垢热阻：301021.0-⨯=R W K m /)(2⋅
管壁的材质选用钢材，则w λ=45 W/(m·K) 所以，管壁热阻 510556.545
0025
.0-⨯==
=
w
w b R λ W K m /)(2⋅ 计算显热段传热系数L K ：
=+=
2
o
i m d d d 22.5 mm L K =1
)1(
-++⋅+⋅+⋅o
o m o w i o i i i o R d d R d d R d d αα=297.68 )/(2K m W ⋅ 蒸发段传热系数E K ：
计算传热管内的釜液的质量流量 ：
h G =3600G=51012.5⨯)/(2h m kg ⋅
37
.000817.0058.08.38991.351
.05
.01
.05
.0=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯⎪⎭
⎫ ⎝⎛=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=V b D V
ηηρ
ρϕ
取x=e x =0.26时 tt X /1=ϕ/]/)1[(9.0e e x x -=1.0565， 查图得 E a =0.8 当==e x x 8.00.208
tt X =4611.0/]208.0/)224.01[(/]/)1[(9.09.0-=-ϕe e x x =1.411
故tt X =0.7088 由h G 及1/tt X 再查图得 a '=1.0
查得0.1'=a a =='
+2
a a E
0.9 计算泡核沸腾表面传热系数nb a ： nb a =31
.033.069.069.0)()1()(
225.0σ
ρρμλi v b b b p i r i
b
d P r A d Q P d ⋅⋅-⋅⋅⋅⋅⨯⨯⨯
()
K .m W/56.3616)10
845.202.010633.2()191
.358.389()058.04.28763.17302.010637.1(053.202.01023.96225.0231.03
6
33
.069.0669
.03=⨯⨯⨯⨯-⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯= 计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数 i α：
i α=4.08.0)]1([)(
023.0r e i
b
P x R d ⨯-⋅⨯⨯λ
＝4.08.03
0535.2)]208.01(45.49076[)02
.01023.96(
023.0⨯-⨯⨯⨯⨯ ＝692.92 )/(2K m W ⋅
()
60.3/15.35
.0=⨯=tt tp x F
92.69260.3⨯==i tp tp F αα=2492.76)/(2K m W ⋅ 沸腾表面传热系数 v α：
v α=56.36169.076.2492⨯+=+nb tp aa α=5860.05)/(2K m W ⋅ 计算沸腾传热系数E K
E K =1
)1(
-++⋅+⋅+⋅o
o m o w i o i v i o R d d R d d R d d αα=481.76 )/(2K m W ⋅ 显热段和蒸发段的长度：
计算显热段的长度BC L 与传热管总长L 的比值
L
L BC
为： 0168
.082
.228.38910407.398.2668.29749102.010452.110
452.1)/()/(34
4
9
=⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯+
⨯⨯=
⋅⋅∆⋅⋅⋅⋅+
∆∆∆∆=--πρπt
b pb m
L T i s BC W C t K N d p t p t L
L
所以 BC L =0.0504m CD L =BC L -5.4=4.45m 计算传热系数 C K ：
C K =
5
.445
.476.4810504.068.297⨯+⨯=⋅+⋅L L K L K CD E BC L
= 481.37 )/(2K m W ⋅
实际需要的传热面积为 ：
=⨯=∆⨯=)89.2637.481/(1639617)(m C C t K Q A 126.25 m 2
传热面积裕度：
C
C P A A A H )
(-==（173.63-126.25）/119.46=37.53 % > 20%
第九章 再沸器循环流量效核
9.1.循环系统的推动力
当08667.0326.03===e x
x 时 ，计算Lockhat-Martinell 参数tt X ：
tt X =4611.0]/)1[(9.0⨯-e e x x =3.07
计算两相流的液相分率L R 为 ：
L R =
5
.025.02)
107.3207.3(07
.3)12(+⨯+=++tt tt tt X X X =0.355 计算两相平均密度：
355.08.389)355.01(71.56)1(⨯+-⨯=+-=L b L v tp R R ρρρ
=161.54 Kg/3m 当x=
e
x =0.23时 tt X =ϕ/]/)1[(9.0e e x x -=0.9465
两相流的相分率 ：
L R =
5
.025.02)
19465.0219465.0(9465
.0)121(+⨯+=+⨯+tt tt tt X X X =0.2029 两相流平均密度tp ρ
2029.08.389)2029.01(71.56)1(⨯+-⨯=+-=L b L v tp R R ρρρ =107.70Kg/3m 参照设计书3-19表 并根据焊接需要取24.1=l m 于是计算循环系统的推动力
D p ∆：
g
l L p tp tp b CD D ])([ρρρ--=∆
81.9]24.170.107)54.1618.389(45.4[⨯⨯--⨯=Pa 8645=
9.2循环阻力
管程进口管阻力1p ∆的计算：
计算釜液在管程进口管内的质量流速G ：
G =
2
2
15.04
94
.214
⨯=
⋅π
π
i t
D W =1242.31 )/(2
s m Kg ⋅
计算釜液在进口管内的流动雷诺数i e R ：
i e R =
3
10
058.031
.124215.0-⨯⨯=
⋅b
i G
D η=61021.3⨯ 计算进口管长度与局部阻力当量长度i L ：
i L =)1914.00254.0/(3426.0)0754.0/(2
-i i D D =12.78 m
计算进口管内流体流动的摩擦系数i λ：
i λ=38
.07543
.001227.0i e R +
=0.01481 故计算管程进口管阻力1p ∆：
1p ∆=8.389231.124215.078.1201477.022
2⨯⨯
⨯=⋅b i i i G D L ρλ=2498.49 Pa 传热管显热段阻力 ：
计算釜液在传热管内的质量流速：
G =
492
02.04
94
.214
22⨯⨯=
⋅π
π
T
i t
N d W =142.32 )/(2s m Kg ⋅
计算釜液在传热管内流动时的雷诺数e R =b
i G
d μ⋅=49076.45
计算进口管内液体流动的摩擦系数：
λ=38
.045
.76.497543
.001227.0+
=0.024715 计算传热管显热段阻力：
2p ∆=8.389232.14202.0044.002415.022
2⨯⨯
⨯=⋅b i BC G d L ρλ=1.618 Pa 传热管蒸发段阻力 ： 汽相流动阻力3v p ∆的计算： G=142.32)/(2s m Kg ⋅
计算汽相在传热管内的质量流速 V G =xG=24.67)/(2s m Kg ⋅
计算汽相在传热管内的流动雷诺数 ev R =
v
v
i G d μ⋅=60389.5
计算传热管内汽相流动的摩擦系数 v λ=38
.07543
.001227.0e R +=0.02377 则计算传热管内汽相流动阻力
3v p ∆=91.35267.2402.045.402377.022
2
⨯⋅
⨯=⋅v v i CD v G d L ρλ= 44.81Pa 液相流动阻力3L p ∆的计算：
计算液相在传热管内的质量流速L G =V G G -=117.65)/(2s m Kg ⋅ 计算液相在传热管内的流动雷诺数eL R =
b
L
i G d μ⋅=40569.87
计算传热管内液相流动的摩擦系数 L λ=38
.07543
.001227.0e R +=0.02565 计算传热管内液相流动阻力
3L p ∆=8.389265.11702.045.402565.022
2
⨯⋅
⨯=⋅b L i CD L G d L ρλ=101.32 Pa 计算传热管内两相流动阻力3p ∆=4
41
34
1
3)(L V p p
∆+∆= 1100.76 Pa
蒸发段管程内因动量变化引起的阻力4p ∆： 管程内流体的质量流速G=142.32)/(2s m Kg ⋅ 蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M
M =1)355.0126.0(91.358
.389355.0)23.01(1)1()1(2222--⋅+-=--⋅+-L e v b L e R x R x ρρ
=2.3063
蒸发段管程内因动量变化引起的阻力
4p ∆=
8
.3893063
.232.14222⨯=
⋅b
M
G ρ=1119.85 Pa 管程出口阻力：
气相流动阻力5v p ∆的计算：
管程出口管中汽,液相总质量流速G
G =
2
2
025.04
94
.214
⨯=
⋅π
π
D W t
= 447.23)/(2s m Kg ⋅
管程出口管中汽相质量流速V G
V G ==⋅G x e 116.28)/(2s m Kg ⋅
管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '
l '=
)1914.00254.0/(3426.0)0254.0/(2
-i i D D =29.31m 管程出口管中汽相流动雷诺数ev R
ev R =
3
010
00817.028.11625.0-⨯⨯=
⋅v
v
G d η=6
1056.3⨯ 管程出口管汽相流动的摩擦系数
v λ
v λ=38
.07543
.001227.0e
R +
=0.01471 管程出口汽相流动阻力
5v p ∆=91.35228.11625.03.2901479.022
2
⨯⨯
⨯=⋅'v v i v G d l ρλ=324.84Pa 液相流动阻力5L p ∆的计算： 管程出口管中液相质量流速L G
L G =V G G -= 447.23-116.28=330.95 )/(2s m Kg ⋅ 管程出口管中液相流动雷诺数eL R
eL R =
3
010
058.095.33025.0-⨯⨯=
⋅b
L
G d η6
1043.1⨯= 管程出口管中液相流动的摩擦系数L λ
L λ=38
.07543
.001227.0e
R +
=0.01573 管程出口液相流动阻力5L p ∆：
5L p ∆=8.389295.33025.032.2901479.022
2
0⨯⋅
⨯=⋅'b L L G d l ρλ=259.14Pa 管程出口管中两相流动阻力5p ∆
5p ∆==∆+∆4
41
54
1
5)(L V p p
4649.57Pa
系统阻力f p ∆ f p ∆=1p ∆+2p ∆+3p ∆+4p ∆+5p ∆=8370.29 Pa 循环推动力D p ∆与循环阻力f p ∆的比值为
()8645/29.83708645/)(-=∆∆-∆f f D p p p =0.0318
在0.010.05之间，符合要求。

第十章 辅助设备设计
10.1 辅助容器的设计 容器填充系数取k =0.7
进料罐（低温贮料）：
查得2.6MPa ，0℃时的物理性质[8]
乙烯： 1L ρ=346 kg/m3 乙烷： 2L ρ=402 kg/m3 又因为进料x f =0.65， L ρ=365.63/m kg ，M=28.76， 求得进料质量流量F=5176.8 h kg / 取停留时间τ为4天，填充系数k=0.7 则进料罐容积=⨯⨯⨯=
=
-
7
.06.36524
48.5176k
F V L ρτ
1942 m 3，圆整后取2000m 3
回流罐：由前述条件知ρ=403.13/m kg ；
液相回流量)1(+=R D L S =822.85h kmol /=23097.4h kg /=57.3h m /3 取停留时间为τ=0.5 h ，填充系数k=0.7
所以V ＇=28.653m V=k
V '
=40.9 3m ，圆整后取453m
馏出产品罐：
取产品停留时间为5天，即τ=120 h ；填充系数k=0.7 D=117.55h kmol /，所以D V =8.165h m /3 V=
k
V D τ
=1399.73m 圆整为1400 3m
釜液罐：取停留时间为5天，即τ=120 h ；填充系数k=0.7 W=62.45 h kmol /= 4.31h m /3 V=
=⨯=
7
.0120
31.4κ
τ
V =738.33m 圆整取8003m 表2.8 贮罐容积估算表
10.2传热设备的设计
进料冷却器与塔顶冷凝器的集成,但采用卧式壳柱冷凝器： 入口 出口 塔顶产品温度/K 256.5 263.2 进料温度/K 273.2 263.4 传热温差 6.85
.2564.2632.2632.273ln
)
5.2564.263()2.2632.273(=-----=
∆m t K
平均摩尔质量 M =3035.02865.0⨯+⨯=28.78 kmol kg / 管柱液体流率 F=180h kmol /=180⨯28.78=5176.8h kg / 传热速率 Q =t F C P ∆⋅⋅=51.66 KW
假设传热系数K=850)/(2K m W ⋅ 则传热面积为
m
t K Q
A ∆⋅=
=7.072m 圆整后 A=82m
釜液冷却器：塔顶产品与进料热交换后,继续冷却塔釜 入口 出口 塔顶产品温度/K 263.2 273.2 塔釜产品温度/K 278.5 273.2 传热温差)
2.2735.278()2.2632.273(ln
)
2.2735.278()2.2632.273(-----=
∆m t =7.4 K
管柱液体流率F=62.45h kmol /=1873.5h kg / 传热速率 Q =t F C P ∆⋅⋅=16.1KW
假设传热系数 K=850)/(2K m W ⋅ 则传热面积为 m
t K Q
A ∆⋅=
=2.562m 圆整后 A=3 2m
第十一章 管路设计和泵的选型
11.1 管路设计
进料管线取料液流速 u=2.0 m/s ，则d=u
V
π4=0.050m/s ，取φ60×5的管路。

其他各处管线类似求得。

11.2泵的设计
进料泵（两台，一用一备）：
设流速为u=2.0s m /，又因为F=5176.8h kg /=14.16h m /3 所以==u F d π/40.050m
采用φ60×5的管材，其内径为0.050m ，则实际流速为u=1.42s m / 流体密度 L ρ=365.63/m kg ；粘度μ=0.091mPa ·s 取ε=0.2；相对粗糙度为ε/d=0.003；5108.2Re ⨯==
μ
ρ
du
查得[9] λ=0.026
取管路长度为l= 80，取90度弯管4个ε=0.75，截止阀1个 ε=7，文氏管流量计 1 个。

则∑∑∑∆+
++=g
P
g u d
le l hf ρξλ
2)(2=5.67m 取Z ∆=20m 则∑++∆+
∆=hf g u g P Z He f
22ρ=26.3 m Q=36004
2⨯u d π= 14.16m 3/h 选取泵的型号为50F-40回流泵（两台，一用一备）：
设流速为u=1.5s m /，又因为F=57.3h m /3 所以==u F d π/40.116m
采用φ133×8的管材，其内径为0.117m ，则实际流速为u=1.22s m / 流体密度 L ρ=403.13/m kg ；粘度μ=0.091mPa ·s 取ε=0.2；相对粗糙度为ε/d=0.0016；Re=
u
du ρ
＝5103.6⨯ 查得[9] λ=0.0225
去管路长度为l=100m ，取90度弯管 4 个 ε=0.75，截止阀 1 个 ε=7，文氏管流量计 1 个。

则∑∑∑∆+
++=g
P
g u d
le l hf ρξλ
2)(2=6.1m 取Z ∆=32 m 则∑++∆+
∆=hf g u g P Z He f
22ρ=40.2m Q=36004
2⨯u d π =57.3m 3/h 选取泵的型号为100F-92A.
釜液泵（两台，一用一备）：
设流速为u=1.5s m /，又因为F=4.31h m /3所以==u F d π/40.032m 采用φ45×5的管材，其内径为0.035m ，则实际流速为u=1.12s m / 流体密度 L ρ=435.843/m kg ；粘度μ=0.088mPa ·s 取ε=0.2；相对粗糙度为ε/d=0.0049；Re=
u
du ρ
＝5109.1⨯ 查得[9] λ= 0.03
去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 ε=0.75，截止阀 1 个 ε=7，文氏管流量计 1 个。

则∑∑∑∆+
++=g
P
g u d
le l hf ρξλ
2)(2=5.63m 取Z ∆=-7.34m 则∑++∆+
∆=hf g u g P Z He f
22ρ=-1.6m Q=36004
2
⨯u d π=4.31m3/h 选取泵的型号为40F-26A.
釜液泵（两台，一用一备）：
设流速为u=1.5s m /，又因为F=4.31h m /3所以==u F d π/40.032m 采用φ45×5的管材，其内径为0.035m ，则实际流速为u=1.12s m / 流体密度 L ρ=435.843/m kg ；粘度μ=0.088mPa ·s
取ε=0.2；相对粗糙度为ε/d=0.0049；Re=u
du ρ
＝5109.1⨯ 查得[9] λ= 0.03 去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 ε=0.75，截止阀 1 个 ε=7，文氏管流量计 1 个。

则∑∑∑∆+
++=g
P
g u d
le l hf ρξλ
2)(2=5.63m 取Z ∆=-7.34m 则∑++∆+
∆=hf g u g P Z He f
22ρ=-1.6m Q=36004
2
⨯u d π=4.31m3/h 选取泵的型号为40F-26A.
这里扬程为负值，说明工作时不需要开釜液泵 ，但非正常工作或停止工作时，需用该泵，不可忽略。

表2.9.2系统所需的泵及主要参数
第十二章 控制方案
系统控制方案表
设计心得
通过本次课程设计我明白了许多以前化工原理课程中没有涉猎的知识，丰富了我的知识，拓宽了我的视野，我明白实践才能不断提高自己，我进一步深化了对化工原理课程的认识，对设计过程的每一个环节我都可以大致说出其中的工艺流程，能将平时课堂上的知识运用到实践中让我深深感到了工程设计的艰辛与不易。

与此同时我还学会了运用Excel，C++等软件，进一步丰富了我的知识储备让我受益匪浅。

由于这是初次做课程设计，该设计必定会存在着很大的不足与漏洞，希望老师予以指正，让我提高，让我进步，谢谢。

附录
附录二：C语言程序设计说明
#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=666.5085,v=784.0585,
a=1.46,xf=0.65,yf=0.7306,r=5.67,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);
}
结果
x1=0.985467,y1=0.990000
x2=0.979902,y2=0.986146
x3=0.973097,y3=0.981416
x4=0.964816,y4=0.975631
x5=0.954797,y5=0.968592
x6=0.942761,y6=0.960075
x7=0.928422,y7=0.949843
x8=0.911513,y8=0.937654
x9=0.891807,y9=0.923280
x10=0.869158,y10=0.906529
x11=0.843535,y11=0.887275
x12=0.815063,y12=0.865494
x13=0.784050,y13=0.841291
x14=0.750992,y14=0.814927
x15=0.716560,y15=0.786826
x16=0.681546,y16=0.757555
x17=0.646801,y17=0.727791
x17=0.646801,y17=0.727791
x18=0.612324,y18=0.697522
x19=0.571063,y19=0.660299
x20=0.523262,y20=0.615751
x21=0.469926,y21=0.564143
x22=0.412849,y22=0.506559
x23=0.354438,y23=0.444936
x24=0.297330,y24=0.381872
x25=0.243936,y25=0.320215
x26=0.196062,y26=0.262569
x27=0.154719,y27=0.210881
x28=0.120161,y28=0.166246
x29=0.092051,y29=0.128935
x30=0.069690,y30=0.098587
x31=0.052214,y31=0.074444
x32=0.038744,y32=0.055576
x33=0.028473,y33=0.041034
x34=0.020705,y34=0.029945
x35=0.014867,y35=0.021558
x36=0.010499,y36=0.015254
x37=0.007242,y37=0.010538
nf=17,nt=37
附录3：参考文献
[1]匡国柱，史启才。

化工单元过程及设备课程设计。

北京：化学工业出版社，2002年。

[2]路秀林，王者相。

塔设备。

北京：化学工业出版社，2004年。

[3]大连理工大学。

化工原理（下册）。

北京：高等教育出版社，2002年。

[4]刘光启。

化学化工物性数据手册（有机卷）。

化学化工出版社，2002年。

[5]李功样。

常用化工单元设备设计。

华南理工大学出版社，2003年。

[6]刘光启。

化工物性算图手册。

化学工业出版社，2002年。

[7]柴诚敬。

化工原理课程设计。

天津科学技术出版社，1994年。

[8]卢焕章。

石油化工基础数据手册。

化学工业出版社，1982年。

[9]基础化学工程（上册）。

上海科学技术出版社，1978。

[10]萧成基。

化学工程手册（第13篇）。

化学工业出版社，1979。

31 / 31。