乙烯乙烷精馏装置设计(共38页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上过程工艺与设备课程设计任务书乙烯乙烷精馏装置设计前言本设计说明书包括任务书、精馏过程工艺及设备概述、精馏塔工艺设计、再沸器的设计、辅助设备的设计、管路设计和控制方案共7章。说明中对精馏塔的设计计算做了一些阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了比较正确的说明。目 录第1章 任务书 4第2章 精馏过程工艺及设备概述 5第3章 精馏塔工艺设计 83.1 精馏过程工艺流程 83.2 精馏过程工艺计算 93.2.1理论板个数的计算 93.2.2 塔板设计计算 12第4章 再沸器的设计 194.1 再沸器的选型及设计条件 194.2 估算设备尺寸 204.3 传热能力校核

2、204.4 循环流量的校核 23第5章 辅助设备的设计 27第6章 管路设计 32第7章 控制方案 33参考文献 38附表一 主要符号说明 35附表二 核算假设塔板数数据 38第1章 任务书设计条件1.工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯含量=65%（摩尔分数，下同）塔顶乙烯含量=99%，釜液乙烯含量1%，总板效率为0.62.操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：水蒸汽 ；加热方式：间壁换热冷却剂：液氨处理量：140 kmol/h，回流比系数：R/Rmin=1.7塔板形式：筛板塔板位置：塔底安转地点：大连第2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

3、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，利用液相混合物中各组分挥发度不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。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，是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。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液体）经过料管由精馏塔的某一位

4、置（进料板处）流入精馏塔内，开始精馏操作，塔底设再沸器加热釜液中的液体，产生蒸汽通过塔板的筛孔上升，与沿降液管下降并横向流过塔板的液体在各级筛板上错流接触并进行传热及传质，釜液定期作为塔底产品输出;塔顶设冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作为塔顶产品输出精馏塔。2.2 工艺流程（1）精馏装置必须在实弹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，

5、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。（3）调节装置由于实际生产过程中各种状态参数都不是定值，都会或多或少随着时间有所波动，应在适当位置设置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，有时还可以根据需求设置双调节，即自动调节和手动调节两种调节方式并可以根据需要随时进行切换。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

6、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

7、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3章 精馏塔工艺设计3.1 精馏过程工艺流程3.1.1 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。

8、（详见有关参考书）。3.1.2 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）3.2 精馏过程工艺计算3.2.1理论板个数的计算精馏塔的分离计算

9、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）a.物料衡算= + =+=140 kmol

10、/h ，=0.65 , =0.99 , =0.01解得：=91.43 kmol/h ，=48.57 kmol/h塔内气、液相流量精馏段：=R , =提馏段：= , =b.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a.相对挥发度的计算，；设，查P-T-K图得 ；则 ；设塔板数为75块由经验可知每一块塔板之间的压差是100mm；塔底压力为 =2.673MPa设 ，查得 ；则 平均 b.回流比的计算饱和液体进料：q=1 根据此时得到的相对挥发度，由相平衡方程=，解得=0.。=3.，则R=1.7=5.30725。c.操作线方程精馏段操作方程: ,=

11、0.+0.提馏段操作方程： ，=1.08422-0.（3）核算假设的塔板数计算过程包括：给定平均相对挥发度：=1.43精馏段：y1=xD=0.99ynynxn)1(-=aa直至xi< xf 理论进料位置：第i块板ynynxn)1(-=aa进入提馏段：直至xn< xW 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）计算结果得到理论板数=43块（含釜）（各板的计算数据见附表二）进料位置：从上至下第20块实际板数：43/0.6=71.67，取整：72实际进料：从上至下第34块。（4）摩尔流量精馏段: =R *=485.kmol/h=576. kmol/h提馏段: = =625. kmol/h=57

12、6. kmol/h3.2.2 塔板设计计算（1）物性参数（以塔底查取）T=278.15K ,P=2.673Ma塔底（釜液）中乙烯含量相对乙烷少的多，故计算釜液气液相密度时，可近似取乙烷对应密度：液相: = 402.95 kg/m3气相: =37.5kg/m3液相表面张力取=2.7065 mN/m=576. kmol/h=0. m3/s=625.kmol/h=0. m3/s（2）初估塔径两相流动参数 =0.设间距： =0.45m 查费克关联图得=0.055气体负荷因子C：=0.液泛气速： =0.11509泛点率取=0.7操作气速u=0.m/s所需气体流道截面积A：=1.m2选取单流型，弓形降液管

13、踏板，取=0.1则=1-=0.9故塔板截面积=1. m2塔径D：=1. m 圆整：取1.5m则实际塔板截面面积=1. m2降液管截面积=0.m2气体流道截面积A=1. m2实际操作气速u=0. m2实际泛点率=0.且=0.45m，D=1.5m 符合经验关系（3）塔高计算实际板数=72，精馏段34，提馏段38（含釜）塔有效高度=0.45*72=32.4m釜液流出量：=48.57kmol/h质量流量为： =1457.1 kg/h体积流量=3.616m3/h设釜液停留时间为20min釜液高度=0.682m进料处两板间距增至0.8m72块塔板，共设置6个人孔，每个人孔处=0.8m裙坐取5m塔顶及釜液上

14、方气液分离高度取 1.5m总塔高= +（0.8-0.45）6+1.52+5=33.3+0.682+=43.182m（圆整取=45m）（4）溢流装置的设计采用弓型降液管=1.5m =1.m2 ； =0.1 =0. m2查得=0.732 ， =0.732=1.098m 即为堰长堰宽 =255 mm， 降液管面积=0.（5）溢流堰取E=1.0；堰上液头高= =0.03453m>6mm堰高取 =0.050m，底隙取=0.030m，溢流强度=0.*3600/1.98=42.397m/（m×h）此值不大于100-130 m/（m×h）符合要求（6）塔板布置及其他结构尺寸的选取由于

15、D>(0.80.9m),采用分块式塔板； 取塔板厚度=4mm;整个塔板面积： 受液区和降液区面积 2A=0.3534入口安定区和出口安定区 bs=70mm=0.07m边缘区 bc=50mm=0.05m选择塔板为单流型，有效传质面积A=堰长 =D*0.732=1.098m堰宽 =0.255m=0.425r=0.7求得=1.筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率=0.907*取d0=6mm,t=4*d0, 得=0.筛孔总截面积 =*=0.筛孔气速 = =2.m/s筛孔个数n=/(*)=2230个（7）塔板流动性能的校核a.液沫夹带量的校核由=0. 泛点率0.7 查得=0.0049=0. kg

16、液体/kg气体<10%,故不会产生过量的液沫夹带。b.塔板阻力计算干板阻力=据d0/=6/4=1.5,查图C0=0.82故=0.m塔板清液层阻力，由=0.m/s气体动能因子=0.查图，得=0.76故hl=0.76*(0.05+0.03453)=0.m液柱表面张力阻力= =0.m液柱所以=+=0.+0.+0.=0.m 液柱c.降液管液泛校核由Hd= ,取=0；其中=0.于是=0.05+0.0288+0.01373+0.00868=0.m液柱取降液管中泡沫层密度=0.6，则=/0.6=0.33656m而+=0.5+0.05>,故不会发生降液管液泛d.液体在降液管内停留时间应保证液体在降

17、液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出=6. >5s 带气体可以释放, 满足要求。e.严重漏液校核=0.0056+0.13（）-=0. m液柱,稳定系数K=/=1.698>1.52.0不会发生严重漏液。（8）塔板性能负荷图a.过量液沫夹带线，带入数据得令=0.1，代入关系式，得到= 7172.154-127.588b.液相下限线令，得到=3.37 m3/hc.严重漏液线 式中：a=15940×Ao×Co×=2701.343b=0.0056+0.13-=0.c=0.所以 =2701.343×(0.+0.×)d.液相上

18、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=63.61725 m3/he.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，式中：a=1.37×10-7b=0.242 c=1.09×10-5 d=4.696×（9）五条曲线联合构成负荷性能图其中:操作点为 =461.337 m3/h，=46.550 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 。由图得：=1075 ， =330 ，操作弹性为： 2.45第4章 再沸器的设计4.1 再沸器的选型及设计条件选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：2.6Mpa（

19、绝对压力）压力降=382pa塔底压力：2.673 Mpa（绝对压力）再沸器壳程与管程的设计条件壳程/加热水管程/釜液温度/100（）5.5（）压力 （绝压）/Kpa101.325 Kpa2.673 Mpa冷凝量/（kg/h)蒸发量（kg/h)17300.156kg/h=576. kmol/h= =625.kmol/h壳程流体在定性温度100下的物性数据潜热=2258.4kJ/kg 热导率 =0.683w/m·K粘度=0.283 密度=958.4kg/ m3逆流传热管程流体在5.5下的潜热=277.5kJ/kg 热导率=0.09 w/(m·K)粘度=0.0566mPa

20、3;s 密度=402 kg/ m3液相定压比热容=3.438 kJ/(kg·K) 表面张力=2.6897 mN·m气相粘度=0.0096 mPa·s 气相密度 =35 kg/ m3蒸汽压曲线斜率=0.00181m2*K/kg塔底压力下饱和温度为tb=5.54.2 估算设备尺寸（1） 用式计算热流量Q=1333.533 kJ/s（2） 计算传热温差=94.5（3） 假设传热系数K=600W/(m2·K)，则可以用式估算传热面积=23.5194m2（4） 拟用传热管规格为38×2.5mm，管长L=3m，则可用式计算传热管数=66。（5） 若将传热管

21、按正三角形排列，则可以用式b=1.1=10.55 取管心距t=48mm,则壳体内径计算壳径=493.878 ，取D=600mm=0.6m L/ D=5 (46)且取管程进口管直径= 300，出口管直径=4504.3 传热能力校核（1）显热段传热系数a.设传热管出口汽化率=0.18，则用式计算为26.6978 kg/sb.显热段传热管内表面传热系数用式， 计算传热管内质量流量=475.3182 kg/(m2·s)用式计算=雷诺数=.0404，=普朗特数为= 2.1621,>,0.6<<160,显热段管长与管径之比大于50时，用式=计算显热段传热管内表面传热系数=303

22、2.8337W/(m2·K)c.计算管外冷凝表面传热系数计算蒸汽冷凝的质量流量Dc=Q/c=0.5905kg/s计算传热管外单位润湿周边上凝液的质量流量M为M=0.9062/(92)=0.计算冷凝液膜的=4M/=1064.57<2100计算管外表面传热系数为=1.882*g*3/21/3*0.75=6155.35 W/(m2·K)d.污垢热阻及管壁热阻沸腾侧= 0.m2*K/W，冷凝侧= 0.00015 m2*K/W，管壁热阻= 0. m2*K/We.用式计算显热段传热系数=748.3708 W/(m2·K)（2）蒸发段传热系数a.用式计算传热管内釜液的质量

23、流量=.857kg/h当=0.21，用式计算Lockhat-Martinell参数为 0.7208，由及，查垂直管内流型图（Fair）得=0.28当，用式计算Lockhat-Martinell参数= 0.3378，再由及出查垂直管内流型图（Fair）得=0.9；用式计算泡核沸腾压抑系数=0.59b.用式计算泡核沸腾表面传热系数= .359 W/(m2·K)c.用式计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数= 1817.99 W/(m2·K)d.计算沸腾表面传热系数 用式计算对流沸腾因=2.03427用式计算两相对流表面传热系数= 3698.29 W/(m2·K)用

24、式计算沸腾传热膜系数= .96W/(m2·K)e.用式计算沸腾传热系数:=1044.03W/(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.；显热段的长度LBC=0.3526m, 蒸发段长度 =2.6474（4）用式计算传热系数= 1009.28 W/(m2·K)实际需要传热面积为=13.9819m2（5）传热面积裕度用式= 68.21%>30%，该再沸器传热面积合适4.4 循环流量的校核（1） 循环系统的推动力当时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 3.5374用式计算两相流的液相分率= 0.37752

25、用式计算时两相流平均密度=166.8885kg/m3当时，用式计算Lockhat-Martinell参数= 1.13077用式计算两相流的液相分率= 0.22166用式计算的两相流平均密度= 112.0233kg/m3式中值，参照表p98表3-19并根据焊接需要取为0.8，于是计算的循环系统的推动力为= 4809.91Pa（2） 循环阻力a.管程进口管阻力的计算 用式计算釜液在管程进口管内的质量流速=377.696 kg/s用式计算釜液在进口段内的流动雷诺数= .39用式计算进口管长度与局部阻力当量长度 =35.0425m用式计算进口管内流体流动的摩擦系数= 0.用式计算管程进口管阻力= 33

26、0.477 Pab.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= 475.318 kg/s用式计算釜液在传热管内流动时的雷诺数=.04用式计算进口管内流动的摩擦系数= 0.用式计算传热管显热段阻力= 58.5254 Pac.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= 475.318 kg/s当用式计算汽相在传热管内的质量流量=57.0382 kg/s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数=.796用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.01962用式计算传热管内汽相流动阻力=75.3148Pa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=418.28

27、01 kg/s用式计算液相在传热管内的流动雷诺数=.84用式计算传热管内汽相流动的摩擦系数=0.用式计算传热管内汽相流动阻力=285.779Pa用式计算传热管内两相流动阻力=2480.844Pad.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）=475.32kg/s用式计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数=2.5061用式计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 =1466.83Pae.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=167.865 kg/s用式计算管程出口管种种汽相质量流速=30.2157 kg/s用式计算管

28、程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和=52.2768m用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=.8用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.用式计算管程出口管汽相流动阻力=7.6748 Pa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=137.6492 kg/s用式计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数=用式计算管程出口汽相流动的摩擦系数=0.用式计算管程出口管汽相流动阻力=45.8907 Pa用式计算管程出口阻力=331.561Paf.=计算系统阻力阻力=4668.24Pa循环推动力与循环阻力的比值为=1.03循环推动力略大于循环阻力，说明所设的出口汽化率=0.18基本正确，因此所设计的

29、再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第5章 辅助设备的设计5.1 辅助容器的设计容器填充系数取=0.75.1.1 进料罐（低温贮料） 0乙烯 L1 =346kg/m3 乙烷 L2 =402kg/m3 压力取2.63MPa 由上面的计算可知 进料 =65% =63.4% 平均密度=100/（63.4/346+36.6/402）=364.6kg/ 进料质量流量：=4018kg/h 取停留时间：取2天，即=48h 进料罐容积：=755.7m3 圆整得7605.1.2 回流罐（-20） 液相回流量 =485*28=13580 kg/h近似取L=398kg/m3 取停留时间为=0.5 h=24.4，

30、圆整后取25 m35.1.3 馏出产品罐取产品停留时间为2天，即=48 h=91.43 kmol/h，V=441.1 m3 圆整为450 m35.1.4 釜液罐取停留时间为5天，即=120 h=48.57 kmol/h=594.4 m3 圆整取600m3贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101进料罐487602V-102回流罐0.5253V-103塔顶产品罐484504V-104釜液罐1206005.2 泵的设计5.2.1 进料泵（两台，一用一备）管路直径d=0.065m流体流速 u=0.5 m/s流体密度 =364.6 kg/m3粘度=0.091 mPa·s取=

31、0.25mm，相对粗糙度为/d=0.003Re=1.302查得=0.024取管路长度为l= 80m，取90度弯管4个=0.75，截止阀1个 =7，文氏管流量计 1 个。则=）=2.496m取=50m 则=52.51 m= 5.973 m3/h选取泵的型号为SJA，扬程为 17-220m ，流量为5-900m3/h5.2.2 回流泵（两台，一用一备）取液体流速：u=0.5m/s，液体密度=398kg/ m3 ，黏度=0.098mPa·s取d=0.128m=0.2，相对粗糙度：/d=0.0016 ，则查得：=0.0225取管路长度：l=100m 取90度弯管4个=0.75，截止阀一个，文

32、氏管流量计1个1 个 =7取=23.2m3/h选取泵的型号：100F-575.2.3 釜液泵（两台，一用一备）管路直径d=0.02m流体流速 u=0.3 m/s流体密度 =364.6 kg/m3粘度=0.091 mPa·s取=0.2，相对粗糙度为/d=0.01Re=2.4*104查得=0.033去管路长度为l=30 m ，取90度弯管 4 个 =0.75，截止阀 1 个 =7，文氏管流量计 1 个。则=2.39456m取= 5.2 m 则=2.8m=0.34 m3/h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。5.3 传热设备5.3.1

33、冷却器和塔顶冷凝器的集成入口出口塔顶产品温度/K256.15263.2塔底产品温度/K273.15263.4传热温差： =8.6K管内液体流率：=140kmol/h平均摩尔质量:=28.7则传热量取K=600 ，则传热面积为 =9.6，圆整后得 A=10m25.2.2釜液冷却器入口出口塔顶产品/K263.15273.15釜液/K273.15277.15 传热温差：=5.4K传热量取K=600 ，则传热面积为=4.1 m2,圆整后取A=5 m2第6章 管路设计进料管线取料液流速 u=0.5 m/s进料乙烯（摩尔质量）=65% M=0.65*28+0.35*30=28.7质量分数为 65*28/（

34、65*28+35*30）*10063.4进料密度364.6 kg/m3则d=0.088m取管子规格为1027，其他各处管线类似求得管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.5102×7塔顶蒸气管1515214塔顶产品管0.583×7.5回流管0.5180×11釜液流出管0.560×5仪表接管45×2.5塔底蒸汽回流管15121×6.5第7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

35、温度。系统控制方案序号位置用途控制参数介质物性L(kg/m3)1FIC-01进料流量控制03000kg/h乙烷、乙烯L=3922FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3863PIC-01塔压控制03MPa乙烯=35.04HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3865HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4026TIC-01釜温控制56乙烷L=402系统所需的主要设备及主要参数序号位号设备名称形式主要结构参数或性能操作条件1T-101乙烯-乙烷精馏塔筛板塔D=1500mmNp=72H=45m操作温度t=4操作压力P=2.6Mpa2E-101原料预热器3E-102塔T-101顶冷凝器4

36、E-103塔T-101再沸器5E-104塔顶产品冷却器6E-105塔底产品冷却器7P-101进料泵2台离心泵乙烯、乙烷混合液8P-102釜液泵2台离心泵乙烷液9P-103回流泵2台离心泵乙烯液10P-104塔顶产品泵2台离心泵乙烯液11P-105塔底产品泵2台离心泵乙烷液12V-101原料中间罐卧式13V-102回流罐卧式14V-103塔顶产品罐立式常压15V-104塔底产品罐立式常压16V-105不合格产品罐立式常压参考资料1. 化工原理（上册）2. 化工原理（下册）3. 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。4. 化学化工物性数据手册刘光启，刘杰主编，

37、化学化工出版社，2002年。5. 石油化工基础数据手册，卢焕章，化学工业出版社，1982年附表一 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，m2FLV两相流动参数Ad降液管截面积，m2G质量流量，kg/hA0浮阀塔板阀孔总截面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2降液管内泡沫层高度，mb液体横过塔板流动时的平均宽度，mHT塔板间距，mb塔板上边缘区宽度，mhb降液管底隙，mbd降液管宽度，muf液泛气速，m/sbs塔板上入口安定区宽度，mhd液体流过降液管底隙的阻力（以清液层高度表示），m塔板上出口安定区宽度，mhf塔板阻力（以清液层高度表示），mC计算液

38、泛速度的负荷因子hl塔板上的液层阻力（以清液层高度表示），mC20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子hL塔板上清液层高度，mC0孔流系数h0干板阻力（以清液层高度表示），mD塔径，mlW堰长，md0阀孔直径，mM摩尔质量，kg/kmoldp液滴直径，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收缩系数Q热流量，WET塔板效率NT理论塔板数eV单位质量气体夹带的液沫质量Np实际塔板数F0气体的阀孔动能因子n浮阀个数F1实际泛点率q进料热状态符号意义与单位符号意义与单位R回流比相对挥发度r摩尔汽化潜热，kj/kmol液面落差，mT温度，K（）液体粘度，Pa·st阀孔中心距，m密度，kg/ m3

39、u设计或操作气速，m/s液体的表面张力，mN/mu0阀孔气速，m/s时间，s严重漏液时阀孔气速，m/s降液管中泡沫层的相对密度qnV气相摩尔流量，kmol/h塔板的开孔率气相体积流量，m3/h严重漏液时的干板阻力以清液层高度表示），m气相体积流量，m3/s克服液体表面张力的阻力以清液层高度表示），mqnW釜液摩尔流量，kmol/hhOW堰上方液头高度，mqnF进料摩尔流量，kmol/hhW堰高，mqnD馏出液摩尔流量，kmol/hK传热系数，W/（K·m2）x液相组成，摩尔分数k塔板的稳定性系数y气相组成，摩尔分数qnL液相摩尔流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相体积流量，

40、m3/hxF进料组成，摩尔分数Ls液相体积流量，m3/s下 标A,B组分名称max最大c冷凝器，冷却水n塔板序号D馏出液q精、提馏段交点E平衡R再沸器，加热蒸汽F进料s秒L液相V气相min最小W釜液上 标提馏段附表二 核算假设塔板数数据YX200.0.1 0.990.210.0.20.0.220.667980.30.0.230.0.5475140.0.240.0.50.0.250.0.60.0.260.0.70.0.270.0.80.0.280.0.90.0.290.0.25862100.922720.300.0.110.0.310.0.120.0.320.18920.130.0.330.0.140.0.340.120820.150.0.350.0.160.0.360.0.170.0.370.0.180.0.380.0.190.0.390.0.400.0.410.0.420.0.430.0.总结专心-专注-专业