《乙烯-乙烷體系對篩板塔頂精餾塔的設(shè)計（處理量：100回流比系數(shù)：1.3）》由會員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《乙烯-乙烷體系對篩板塔頂精餾塔的設(shè)計（處理量：100回流比系數(shù)：1.3）（27頁珍藏版）》請在裝配圖網(wǎng)上搜索。

1、（精餾塔及輔助設(shè)備設(shè)計） 設(shè)計日期： 2005年7月2日 班 級： 化機0201 姓 名： 陳躍飛 學(xué) 號： 200242076 指導(dǎo)老師： 前言 本設(shè)計說明書包括概述、流程簡介、精餾塔、再沸器、輔助設(shè)備、管路設(shè)計和控制方案共7章。 說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、輔助設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的說明。 鑒于本人經(jīng)驗有限，設(shè)計中難免存在錯誤和不妥之處，希望老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！ 目 錄第一章 任務(wù)書4第二章精餾過程工藝及設(shè)備概述4第三章 精餾塔的設(shè)計5第一節(jié) 設(shè)計條件.6第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算.6第三節(jié) 塔板數(shù)的計算.6第四節(jié) 精餾塔工藝設(shè)計計算.8第五節(jié)

2、 塔板的校核11第六節(jié) 負荷性能圖.12第四章 再沸器14第一節(jié) 物性數(shù)據(jù).14第二節(jié) 估算設(shè)備尺寸.14第三節(jié) 傳熱系數(shù)效核.15第四節(jié) 循環(huán)流量效核.17第五章 輔助設(shè)備21第一節(jié) 傳熱設(shè)備.21第二節(jié) 泵的設(shè)計.21第三節(jié) 罐的設(shè)計.22第六章 管路設(shè)計23第七章 控制方案第一章、任務(wù)書處理量：100koml/h產(chǎn)品質(zhì)量：（以乙烯摩爾質(zhì)量計）進料 65% ，塔頂產(chǎn)品 99% 塔底產(chǎn)品1%。*設(shè)計條件1.工藝條件：飽和液體進料， 進料乙烯含量=65%（摩爾分數(shù)，下同）塔頂乙烯含量=99%釜液乙烯含量1%，總板效率為0.62.操作條件塔頂壓力2.5MPa（表壓）加熱劑及加熱方式：加熱劑：熱水

3、；加熱方式：間壁換熱冷卻劑：循環(huán)冷卻水回流比系數(shù)：R/Rmin=1.3塔板形式：篩板處理量：100 kmol/h，安轉(zhuǎn)地點：大連塔板位置：塔頂*第二章、 精餾過程工藝及設(shè)備概述 精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時傳熱、傳質(zhì)的過程。為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。1.精餾裝置流程精餾就是通過多級蒸餾，使混合氣

4、、液兩相經(jīng)過多次混合接觸和分離，并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，是混合物中的組分達到高程度的分離，進而得到高純度的產(chǎn)品。其流程如下：原料（乙烯和乙烷混和液體）經(jīng)過料管由精餾塔的某一位置（進料板處）流入精餾塔內(nèi)，開始精餾操作，塔底設(shè)再沸器加熱釜液中的液體，產(chǎn)生蒸汽通過塔板的篩孔上升，與沿降液管下降并橫向流過塔板的液體在各級篩板上錯流接觸并進行傳熱及傳質(zhì)，釜液定期作為塔底產(chǎn)品輸出;塔頂設(shè)冷凝器使上升的蒸汽部分冷凝回流，其余作為塔頂產(chǎn)品輸出精餾塔。2.工藝流程（1）精餾裝置必須在實彈的位置設(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲罐，泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，從而保證精餾裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運

5、行。（2）必要的檢測手段為了隨時了解操作情況及各設(shè)備的運行狀況，及時地發(fā)現(xiàn)操作中存在問題并采取相應(yīng)的措施予以解決，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的測量儀表，以及時獲取壓力，溫度等各項參數(shù)，從而間接了解運行情況。另外。常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期檢修各設(shè)備及檢查裝置的運行情況。（3）調(diào)節(jié)裝置由于實際生產(chǎn)過程中各種狀態(tài)參數(shù)都不是定值，都會或多或少隨著時間有所波動，應(yīng)在適當(dāng)位置設(shè)置一定數(shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，有時還可以根據(jù)需求設(shè)置雙調(diào)節(jié)，即自動調(diào)節(jié)和手動調(diào)節(jié)兩種調(diào)節(jié)方式并可以根據(jù)需要隨時進行切換。3.設(shè)備簡介及選用所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器和冷凝器。1）、精餾塔精餾塔是一圓

6、形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適宜位置設(shè)有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。簡單精餾中，只有一股進料，進料位置將塔分為精餾段和提餾段，而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。本設(shè)計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿足生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛。2）.再沸器作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間接觸傳質(zhì)得以進行。

7、本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。立式熱虹吸特點：循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。 結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。3）.冷凝器 （設(shè)計從略） 用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余作回流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的冷凝器是管殼式換熱器。精餾塔選用篩板塔，配合使用立式虹熱吸式再沸器第三章 精餾塔工藝設(shè)計精餾過程工藝流程 1.分離序列的選擇對于雙組分精餾或僅采用單塔對多

8、組分混合物進行初分的流程較為簡單。如果將三個或三個以上組分的混合物完全分離，其流程是多方案的。如何選擇分離序列通常有經(jīng)驗規(guī)則，如有序直觀推斷法來指導(dǎo)選擇。（詳見有關(guān)參考書）。2.能量的利用精餾過程是熱能驅(qū)動的過程，過程的能耗在整個生產(chǎn)耗能中占有相當(dāng)大的比重，而產(chǎn)品的單位能耗是考核產(chǎn)品的重要指標(biāo)，直接影響產(chǎn)品的競爭能力及企業(yè)的生存，故合理、有效地利用能量，降低精餾過程或生產(chǎn)系統(tǒng)能耗量是十分必要的。1）. 精餾操作參數(shù)的優(yōu)化 在保證分離要求和生產(chǎn)能力的條件下，通過優(yōu)化操作參數(shù)，以減小回流比，降低能耗。2）. 精餾系統(tǒng)的能量集成 著眼于整個系統(tǒng)的有效能的利用情況，盡量減少有效能浪費，按照一定的規(guī)則（

9、如夾點技術(shù)理論），實現(xiàn)能量的匹配和集成。3.輔助設(shè)備（略）4.系統(tǒng)控制方案（略）第一節(jié) 設(shè)計條件1. 飽和液體進料 進料含乙烯含量=65%(摩爾百分數(shù),下同)塔頂乙烯含量 =99% , 釜液乙烯含量1% , 總板效率為0.62. 操作條件: 1. 塔頂操作壓力P=2.5Mpa(表壓)2. 回流比系數(shù) =1.33. 塔板形式:篩板4. 處理量:1005. 安裝地點:大連6. 塔板設(shè)計位置:塔頂7. 塔頂溫度的確定第二節(jié) 物料衡算及熱量衡算一.物料衡算 F=D+W 解得 D=65.31 F= W=34.69 塔內(nèi)氣,液相流量: 精餾段: L=RD V=(R+1)D 提留段: 二.熱量衡算 再沸器熱

10、流量 再沸器加熱蒸汽的質(zhì)量流量 冷凝器熱流量 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量 第三節(jié) 塔板數(shù)的計算因為飽和液體進料 有0.65 設(shè)溫度為 16.5查表知 A B C 乙烯 15.5368 1347.01 -18.15 乙烷 15.6637 1511.42 -17.16根據(jù)Antoine公式計算兩物質(zhì)的飽和蒸汽壓 得=2618.664Kpa =1531.136Kpa又因為 =0.99 故 =0.99 =0.0107 +=0.99+0.017=1.0007 0.0007 滿足要求,所選溫度基本符合!8. 其他參數(shù)的計算所以=1.710275/1.16=1.474375 =0.732486 故=3.1219

11、 =1.3=4.05847所以計算精餾段,提餾段方程線為 精餾段: =0.8023+0.1957 提餾段: 相平衡方程 =3塔板數(shù)計算：假設(shè)初值Tto、Tbo、2并輸入Pt(絕)、xf 、xD 、xw 、qmfs 、qmDs 、qmws 、L計算1計算=(1+2)/2計算Rmin、R解得Nf、NPb=Pt0.98104N計算2計算并輸出、Nf、N、R、qmLs、qmVs-(1+2)/2 6mm 堰高h 液流強度 L=27.257 降液管底隙液體流速 =0.151m/s 0.3m/s 符合要求. .塔板布置和其余結(jié)構(gòu)尺寸的選取 1. 浮閥數(shù) 選取F型浮閥，重型，閥孔直徑d=0.039m 初取閥孔

12、動能因子F=8，計算閥孔氣速 u=1.374m/s 浮閥個數(shù)n=462. 浮閥排列發(fā)式 取進,出口安定區(qū)寬度75mm 取邊緣區(qū)寬度=50mm =0.239m =0.55m 有效傳質(zhì)面積 =0.539 開孔所占面積 A=0.055m 塔板開孔率 =0.070.1 符合要求第五節(jié) 塔板的流動性能校核a) 液沫夾帶量校核 取K=1.0 查C由=0.2750.80.82 故不會產(chǎn)生過量的液沫夾帶 符合要求.b) 塔板阻力的核對（1）.干板阻力h 臨界空速 = 因閥空氣速大于其臨界閥孔氣速 故應(yīng)在浮閥全開狀態(tài)下計算干板阻力 h （2）.塔板清夜層阻力h =0.5 =0.04 （3）.克服液體表面張力阻力

13、 =8.1 有以上三項阻力之和求塔板阻力h h=hc) 降液管液泛校核由, 取=0 =0.00351m液柱 則 =0.1555m取降液管中泡沫層的相對密度 =0.259m 5s 滿足要求.e) 嚴(yán)重漏夜校核 取F=5=0.857 穩(wěn)定系數(shù)=1.6231.5 故滿足穩(wěn)定性要求 不會發(fā)生嚴(yán)重漏液 各項校核均滿足要求,故所設(shè)計的篩板可用,但并非適宜.第六節(jié) 負荷性能圖1. 過量液沫夾帶線 A Zm 取C 由公式得 V2. 液相下限線令=0.006 得 =2.15 3. 嚴(yán)重漏液線 由 和 得=169.338 4. 液相上限線=5和 得5. 降液管液泛線V=7.84第四章 再沸器的設(shè)計第一節(jié).物性數(shù)據(jù)

14、 1.選用立式熱虹吸再沸器塔頂壓力:2.601.325MP(絕壓) 塔底壓力:2.617605MP(絕壓) 2.再沸器殼程與管程設(shè)計殼程 管程溫度/C 30-70 5.5壓力(絕壓)/MP 0.101325 2.617605蒸發(fā)量/(Kg/h) 9911.07 3物性數(shù)據(jù) 殼程凝液(水)在定性溫度50C下的物性數(shù)據(jù): 密度 =977.8Kg/ 潛熱=2334KJ/Kg 熱導(dǎo)率 =0.668W/(mK) 粘度 =0.406mPas管程流體5.5下的物性數(shù)據(jù): 潛熱 =279.12KJ/Kg 液相熱導(dǎo)率 =0.090714 W/(mK) 液相粘度 =0.0566 mPas 液相密度 =450 Kg

15、/ 液相定壓比熱容 =3.428KJ/(KgK) 表面張力 =2.7mN/m 氣相粘度 =0.0005mPas 氣相密度 =30Kg/蒸汽壓曲線斜率 1.81 第二節(jié).估算設(shè)備尺寸1. 計算熱流量Q為Q=768.44 Kw2. 計算傳熱溫差=41.32 K3. 假設(shè)傳熱系數(shù)K=850 則估算傳熱面積為 =21.88 4. 擬用傳熱規(guī)格為 ,管長L=2500,則計算傳熱管數(shù) =74 根5. 若將傳熱管按正三角形排列,則管子排列面積是一個正六邊形 = 解得 =5 個故正六邊形個數(shù)為5 個, 則取管心距 0.0494 m又因為是單管換熱器,所以殼徑內(nèi)徑D 為 =0.589 m 圓整到D=600mm管

16、程進口管取 =100mm 出口管徑去 =300mm第三節(jié).傳熱系數(shù)效核1. 顯熱段傳熱系數(shù) 設(shè)傳熱管出口汽化率 =0.24 則計算循環(huán)流量 =11.47 kg/s.顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 計算傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速G 為 =33mm 故 =0.0.0633 =181.223計算雷諾數(shù)Re為 Re=計算普朗特數(shù)為 =2.139計算顯熱段傳熱管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) =1327.2.計算管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) 計算蒸汽冷凝的質(zhì)量流量 =0.329 Kg/s 計算傳熱管外單位濕潤周邊上凝液的質(zhì)量流量=0.0373 計算冷凝液膜的=367.2 20%第四節(jié). 循環(huán)流量效核1.循環(huán)系統(tǒng)的推動力 當(dāng)時 計算Lockh

17、at-Martinell參數(shù) =3.729計算兩相流的液相分率為 =0.381計算兩相平均密度 =188.02 Kg/當(dāng)x=0.24時計算 Lockhat-Martinell參數(shù) =1.168計算兩相流的相分率 =0.221計算兩相流平均密度 =121.32 Kg/參照設(shè)計書3-19表 并根據(jù)焊接需要去m 于是計算循環(huán)系統(tǒng)的推動力= = 5271.22 (Pa)2. 循環(huán)阻力 .管程進口管阻力的計算 計算釜液在管程進口管內(nèi)的質(zhì)量流速為 = =1430.4 計算釜液在進口管內(nèi)的流動雷諾數(shù) = 計算進口管長度與局部阻力當(dāng)量長度 =12.08 m 計算進口管內(nèi)流體流動的摩擦系數(shù) =0.01503 故

18、計算管程進口管阻力為 =4127.61 Pa .傳熱管顯熱段阻力 計算釜液在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速為 =181.22 計算釜液在傳熱管內(nèi)流動時的雷諾數(shù) =計算進口管內(nèi)液體流動的摩擦系數(shù) =0.02157計算傳熱管顯熱段阻力 =0.73 Pa .傳熱管蒸發(fā)段阻力 汽相流動阻力的計算 =181.22計算汽相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速 =x=29.00計算汽相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù) =計算傳熱管內(nèi)汽相流動的摩擦系數(shù) =0.01536計算傳熱管內(nèi)汽相流動阻力 =16.06 Pa液相流動阻力的計算 計算液相在傳熱管內(nèi)的質(zhì)量流速為 =152.22計算液相在傳熱管內(nèi)的流動雷諾數(shù) =計算傳熱管內(nèi)液相流動的摩擦系數(shù) =0

19、.02221計算傳熱管內(nèi)液相流動阻力 =42.71 Pa計算傳熱管內(nèi)兩相流動阻力 =431.73 Pa .蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力 管程內(nèi)流體的質(zhì)量流速=181.22 計算蒸發(fā)段管內(nèi)因動量變化引起的阻力系數(shù)M =3.682 計算蒸發(fā)段管程內(nèi)因動量變化引起的阻力 =268.71 Pa .管程出口阻力 氣相流動阻力的計算計算管程出口管中汽,液相總質(zhì)量流速 =162.27 計算管程出口管中汽相質(zhì)量流速 =38.94 計算管程出口管的長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和 =35.04 m計算管程出口管中汽相流動雷諾數(shù) =計算管程出口管汽相流動的摩擦系數(shù) =0.0135計算管程出口汽相流動阻力 =39.

20、85 Pa液相流動阻力的計算計算管程出口管中液相質(zhì)量流速 =123.33 計算管程出口管中液相流動雷諾數(shù) =計算管程出口管中液相流動的摩擦系數(shù) =0.01585計算管程出口液相流動阻力 =31.29 Pa計算管程出口管中兩相流動阻力 =566.02 Pa系統(tǒng)阻力 =+=5126.09 Pa循環(huán)推動力與循環(huán)阻力的比值為 =1.0283 在1.0011.05之間 符合要求 循環(huán)推動力略大于循環(huán)阻力,說明所設(shè)的出口汽化率=0.24基本正確,因此所設(shè)計的再沸器可以滿足傳熱過程對循環(huán)流量的要求. 第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計第一節(jié).輔助容器的設(shè)計容器填充系數(shù)取=0.71. 進料罐（低溫貯料）0 乙烯 =380

21、 kg/m3 乙烷 =540 kg/m3壓力取2.6010325Mpa （絕對壓力） 又進料=0.65所以乙烯質(zhì)量分率為63.4% r=426.3kg/m3 進料質(zhì)量流量F=2878 kg/h進料罐容積，其中為停留時間，取4天，=4 24=96hV=923.3m3 圓整取924m32. 回流罐（-16.5）=413.4kg/m3 取停留時間為=0.5 h所以=13.8m3 =19.7 m3 ，圓整后取20 m3 3. 餾出產(chǎn)品罐取產(chǎn)品停留時間為5天，即=120 hD=65.31 kmol/h，所以V=4.42 m3/h=757.7 m 圓整為758 m34. 釜液罐取停留時間為5天，即=120

22、 hW=34.7 kmol/h V=2.7 m3 V=426.9m3 圓整取463 m3第二節(jié)傳熱設(shè)備的設(shè)計1.進料冷卻器與塔頂冷凝器的集成,但采用臥式殼柱冷凝器 入口 出口塔頂產(chǎn)品溫度/K 256.5 263.2進料溫度/K 273.2 263.4傳熱溫差 K平均摩爾質(zhì)量 =28.78 管柱液體流率 F=100=10028.78=2878傳熱速率 =39.7 假設(shè)傳熱系數(shù)K=850 則傳熱面積為=5.4 圓整后 A=62.釜液冷卻器 塔頂產(chǎn)品與進料熱交換后,繼續(xù)冷卻塔釜 入口 出口 塔頂產(chǎn)品溫度/K 263.2 273.2 塔釜產(chǎn)品溫度/K 278.5 273.2傳熱溫差=7.4 K管柱液體

23、流率F=34.69=1041傳熱速率 =5.44假設(shè)傳熱系數(shù) K=850 則傳熱面積為 =0.84 圓整后 A=1 第三節(jié)泵的設(shè)計1.進料泵（兩臺，一用一備）管路直徑d=0.065m 流體流速 u=0.564m/s 流體密度 =426.3 kg/m3粘度=0.091mPas 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.003Re=1.7e5 查得=0.026取管路長度為l= 80，取90度彎管4個=0.75，截止閥1個 =7，文氏管流量計 1 個。則=3.81m 取=20m 則=24.1 m = 6.73 m3/h選取泵的型號為40F-252.回流泵（兩臺，一用一備）管路直徑d=0.128m 流體流速

24、u=0.5 m/s 流體密度 =413.4 kg/m3 粘度=0.092 mPas 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.0016Re=2.9e5 查得=0.0225去管路長度為l=100m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=3.6m 取=32 m則=36.1m =23.2 m3/h選取泵的型號為65F-40.3.釜液泵（兩臺，一用一備）管路直徑d=0.041m 流體流速 u=0.394 m/s 流體密度 =448 kg/m3粘度=0.0088mPas 取=0.2，相對粗糙度為/d=0.0049Re=7.1e5 查得=0.03去管路長度為l=30

25、m ，取90度彎管 4 個 =0.75，截止閥 1 個 =7，文氏管流量計 1 個。則=3.71m 取= 5.5m則=1.7m =1.87m3/h選取泵的型號為20F-16.這里揚程為負值，說明工作時不需要開釜液泵 ，但非正常工作或停止工作時，需用該泵，不可忽略。第六章 管路設(shè)計進料管線取料液流速 u=0.5 m/s 則d=0.069m/s取管子規(guī)格為753其他各處管線類似求得管子名稱管內(nèi)液體流速（m/s）管線規(guī)格（mm）進料管0.5753塔頂蒸氣管1410910塔頂產(chǎn)品管0.5623回流管0.51353釜液流出管0.5534.5儀表接管252.5塔底蒸汽回流管141056 貯罐容積估算表序號

26、位號名稱停流時間/h容積/m31V-101原料中間罐969242V-102回流罐0.5203V-103塔頂產(chǎn)品罐1207584V-104塔底產(chǎn)品罐120463系統(tǒng)控制方案表序號位置用途控制參數(shù)介質(zhì)物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01進料流量控制0110kmol/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制0360 kmol/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔壓控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385, 5HIC-02回流罐液面控制02m乙烯=408, 6TIC-01釜溫控制16乙烷=385, 系統(tǒng)所需的主要設(shè)備及主要

27、參數(shù)序號位號名稱揚程/m流量/m/s功率/kw1P-101進料泵25101.22P-102釜液泵2.58.50.53P-103回流泵40257.54P-104塔頂產(chǎn)品泵15140.55P-105塔底產(chǎn)品泵3551.0序號位號設(shè)備名稱形式主要性能參數(shù)操作條件1T-101精餾塔D=1400 Np=64H=33580操作溫度 t=256.51操作壓力 p=2.601Mpa2E-101塔頂冷凝器分塊管板式3E-102塔底再沸器分塊管板式4E-103進料冷凝器分塊管板式5E-104塔底冷凝器分塊管板式6P-101進料泵2臺離心泵Q=10m3/hH=25m乙烯乙烷混合液7P-102釜液泵2臺離心泵Q=8.

28、5m3/hH=2.5m乙烷液8P-103回流泵2臺離心泵Q=25m3/hH=40m乙烯液9P-104塔頂產(chǎn)品泵2臺離心泵Q=14m3/hH=15m乙烯液10P-105塔底產(chǎn)品泵2臺離心泵Q=5m3/hH=35m乙烷液11V-101原料中間罐臥式924m30 2.6Mpa12V-102回流罐立式20m3-16.7 2.6Mpa13V-103塔頂產(chǎn)品罐立式758m30 2.6Mpa14V-104塔底產(chǎn)品罐立式463m302.6Mpa15V-105不合格產(chǎn)品罐立式650m302.6Mpa換熱器傳熱面積估算表序號位號名稱熱流量/KW傳熱系數(shù)/(W/m2k)傳熱溫差/傳熱面積/m2備注1E-101塔頂冷

29、凝器39.78508.662E-102塔底再沸器3896.51197113.121.883E-103進料冷凝器39.78508.664E-104塔底冷凝器5.448507.41符號意義與單位符號意義與單位A塔板上方氣體通道截面積，m2FLV兩相流動參數(shù)Ad降液管截面積，m2G質(zhì)量流量，kg/hA0浮閥塔板閥孔總截面積，m2Hd降液管內(nèi)清液層高度，mAT塔截面積，m2降液管內(nèi)泡沫層高度，mb液體橫過塔板流動時的平均寬度，mHT塔板間距，mb塔板上邊緣區(qū)寬度，mhb降液管底隙，mbd降液管寬度，muf液泛氣速，m/sbs塔板上入口安定區(qū)寬度，mhd液體流過降液管底隙的阻力（以清液層高度表示），m塔

30、板上出口安定區(qū)寬度，mhf塔板阻力（以清液層高度表示），mC計算液泛速度的負荷因子hl塔板上的液層阻力（以清液層高度表示），mC20液體表面張力為20mN/m時的負荷因子hL塔板上清液層高度，mC0孔流系數(shù)h0干板阻力（以清液層高度表示），mD塔徑，mlW堰長，md0閥孔直徑，mM摩爾質(zhì)量，kg/kmoldp液滴直徑，mpf塔板阻力降，N/ m2E液流收縮系數(shù)Q熱流量，WET塔板效率NT理論塔板數(shù)eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量Np實際塔板數(shù)F0氣體的閥孔動能因子，n浮閥個數(shù)F1實際泛點率q進料熱狀態(tài)符號意義與單位符號意義與單位R回流比相對揮發(fā)度r摩爾汽化潛熱，kj/kmol液面落差，mT溫度，

31、K（）液體粘度，Past閥孔中心距，m密度，kg/ m3u設(shè)計或操作氣速，m/s液體的表面張力，mN/mu0閥孔氣速，m/s時間，s嚴(yán)重漏液時閥孔氣速，m/s降液管中泡沫層的相對密度qnV氣相摩爾流量，kmol/h塔板的開孔率氣相體積流量，m3/h嚴(yán)重漏液時的干板阻力以清液層高度表示），m氣相體積流量，m3/s克服液體表面張力的阻力以清液層高度表示），m qnW釜液摩爾流量，kmol/hhOW堰上方液頭高度，mqnF進料摩爾流量，kmol/hhW堰高，mqnD餾出液摩爾流量，kmol/hK傳熱系數(shù)，W/（Km2）x液相組成，摩爾分數(shù)k塔板的穩(wěn)定性系數(shù)y氣相組成，摩爾分數(shù)qnL液相摩爾流量，kmol/hZ0塔的有效高度，mLh液相體積流量，m3/hxF進料組成，摩爾分數(shù)Ls液相體積流量，m3/s下 標(biāo)A,B組分名稱max最大c冷凝器，冷卻水n塔板序號D餾出液q精、提餾段交點E平衡R再沸器，加熱蒸汽F進料s秒L液相V氣相min最小W釜液上 標(biāo) 提餾段27