26萬噸年乙烯精餾塔設(shè)計_畢業(yè)設(shè)計(編輯修改稿)

　

【文章內(nèi)容簡介】 表 9 塔頂各組分重度 組分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 重度 0． 425 0． 465 —— 0 表 10 進(jìn)料各組分重度 組分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 重度 0． 421 0． 462 0． 54 —— 表 11 塔釜各組分重度 組分 C2H4 C2H6 C3H6 CH4 重度 0． 35 0． 427 0． 555 —— 塔頂各組分質(zhì)量流量百分比： qDC2H4= qDC2H6= qDCH4= ?lD?1 4462 6242 LD C HD C HHLD C HDCLD AHDC qqq ??? ?? 解得 γ lD = 塔底各組分質(zhì)量流量百分比： QwC2H4= qwC2H6= qwCH4= 解得γ lWw= 則精餾段液相重度 L? = LFLD ?? * = * = 液相負(fù)荷 SL = 動能參數(shù) ??????VL2/1???????? vL?? = 取板間距 Ht = 塔板上清液層高度為 lh = 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C20 = 查《輕碳化合物》圖 4 42得表面張力 表 12 混合液的表面張力 甲烷 乙烯 乙烷 丙烯 0 mD? = + = 由式?CC20 =（ ?20 ） 得 ?C =20)20(?C = 塔頂最大空塔速度 Wmax=C? ?=空塔氣速 W= W最大 = =精餾段塔徑 D=uVs?4= 取精餾段塔徑 D= 精餾段實 際空塔氣 WK =相應(yīng)的空塔動能因數(shù)為 Fk = = 2）提餾段塔徑 提餾段氣象重度 v? ‘ =V/Vs=43。 52 提餾段液相重度 w? = LWLF?? =430。 69 提餾段液相負(fù)荷 SFSWS VVV *39。 ? =0。 1121m3/s 則提餾段氣相負(fù)荷： Ls’ =RD+qF=查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 C20 = 查《輕碳化合物》圖 4 42得表面張力 Ρ c2h4= Pc2h6= Pc3h6= 混合液的表面張力 m? = ?C =20)20(?C = 最大空塔速度 : Wmax=C? ?=0。 0969 空塔氣速： W= W最大 =0。 0678m/s 提餾段塔徑 D=uVs?4=。 取塔徑 1。 4m 餾段實際空塔氣 WK ’ =第五節(jié) 塔內(nèi)物件的工藝尺寸 1）、溢流程數(shù)的選擇 根據(jù)塔徑 米，液相負(fù)荷 30～ 40m 3/h，查《有機(jī)化合物》表 95可知選單流型即 可滿足要求。采用工型漿液板 ，分塊式塔盤。 2）、校核溢流強(qiáng)度 堰長： lW= D= =。 精餾段校核： i=ls/lw= 3/h。 提餾段校核： I’ =ls’ /lw’ = m 3/h。 3)、塔堰高的確定 Hl=hw+how hl—— 塔板上清液層高度 。 hww —— 出口堰高度 how—— 堰上清液層高度 精餾段： how= 提留段： how’ = 4)降液管面積 查《浮閥塔》表 33 知 DWd = TfAA = 塔板面積 AT = 24D? = = ㎡ 堰寬 Wd = = 溢流面積 Af = AT = ㎡ 5） 校核液體在降液管內(nèi)停留時間 精餾段 t= LHA Tf * =? 5s 提餾段 t39。 =39。*LHA Tf=? 5s 降液管出口處的流體流速： 精餾段： Ud=Ls/Af=。 提餾段： Ud’=ls’/Af=6） 降液管下端距塔盤的距離 h： h=olwwlL wol 降液管下端出口處的流速一般取 ~ 精餾段 ho= 3600** =〈 hl = 提餾段 ho 39。 = 3600** =〈 hl = 取距離為 ： h=0,05m 7）浮盤數(shù) 采用 F1 重閥 , 閥孔直徑為 39。 精餾段臨界 閥孔氣速 ： oku = ) ( =提餾段臨界 閥孔氣速 : oku ’= ) ( =開孔率0uu?? 100%=5。 2% 閥孔總面積： 精餾段： A039。 = ?? *4 2D =0。 08m2 提餾段 : A039。 = ?? *4 2D = 精餾段閥數(shù) : N=0204 udVs? =67 個 提餾段閥數(shù) : N39。 =02039。4 udVs?=70 個 精餾段與提餾段取相同的閥孔數(shù)：為 68 個。 8)塔盤的布置 安定區(qū) Wf=。 無效區(qū) Wc= 按照等邊三角形叉排列 則中心距 t=105mm. 第六節(jié) 流體力學(xué)驗算 1）氣體流過塔板的壓降 正常操作，浮閥全開。 干板壓力降 :hp=hc+hl+h? 全開前 :hc=luAG ?00 = 米液柱 全開后 hc=lvgu ??202 = 米水柱 hl=+how= += 米水柱 克服表面張力壓降 h? 可忽略 hp=hl+ho= 米水柱 2) 液泛校核 逸流管內(nèi)液成高度： Hd=hl+hp+? +hd+hv hd= 20???????? hllws = 米液柱 對 hv 可忽略不計，對 ? 浮閥塔可忽略不計 又因操作壓力小于 30大氣壓 hv可以忽略，故溢流管內(nèi)液層高度 Hd=hl+hp+hd= 米 取充氣因子β =，β（ HT+hw） = (+)= 所以可以避 免液泛。 3）霧沫夾夾帶情況 精餾段 V負(fù) =llvsV ?? ?? 63 8 63 *36 0039 7 ?= 立方米 /秒 提餾段 V負(fù)39。 =llvsV 39。39。 39。39。 ?? ?? * ?= 立方米 /秒 Z=d2Wd= = Aa=AT2Af= = 立方米 K 取 CF查《基本有 機(jī)化學(xué)工程》圖 928 可知 CF= 則精餾段 :F1= %1 3 61 0 0?AKCZLVFs?負(fù) =80% 提餾段 F139。 =%80% 所以產(chǎn)生的霧沫夾帶量不超過 公斤液體 /公斤蒸汽，符合要求。 第七節(jié) 安全操作范圍和操作線 1） 精餾段 （ 1）液相負(fù)荷上限 : 取 t=3 秒 tAHL fT?上= 3 * = 立方米 /秒 液相負(fù)荷下限 : 因采用平直堰 wlL ?下 = = 立方米 /秒 氣相負(fù)荷下限 :: vNV ?005 ?下 = 68* = 立方米 /秒 氣相負(fù)荷上限 —— 液泛線 A=lvN ? ?2 *191000 = B= ? ? wT hH ?? ?? = +() = C== * 2= D=3/= 所以液泛線為： 3/222 2 6 6 8 sss LLV ??? 霧沫夾帶線為： ??? ? AF K CZLV Fssvl v ?????????? ? 136100 ?? ss LV 用計算機(jī)繪出個操作線如圖 1。 操作彈性為： v 上 /v 下 =2。 55 2）提餾段 液相負(fù)荷上限 : 取 t=3 秒 tAHL fT?上=0。 0185 立方米 /秒 液相負(fù)荷下限 : 因采用平直堰 wlL ?下 =0。 00837 立方米 /秒 氣相負(fù)荷下限 :: vNV ?005 ?下 = 60* = 立方米 /秒 氣相負(fù)荷上限 : 液泛線 A=lvN ? ?2 *191000 = B= ? ? wT hH ?? ?? = C== * 2= D=3/= 3/222 sss LLV ??? 所以霧沫夾帶線為??? ? AF K CZLV Fssvl v ?????????? ? 136100 得 ?? ss LV 用計算機(jī)繪出個操作線如圖 2。 操作彈性為： v 上 /v 下 = 圖 2: 提餾段操作線 第八節(jié) 附屬設(shè)備的選擇 1）全凝器的選擇 選用冷凝介質(zhì)為 35℃液氨 塔頂溫度為 24℃，混合蒸汽的汽化熱對全凝器進(jìn)行熱量恒算，以單位時間為基準(zhǔn)并忽略熱損失，所需傳遞的熱量。 表 12 成分 甲烷 乙烯 乙烷 含量 焓差（千卡 /公斤） 11225 15075 15663 Qc=VIVD（ LILDDICD）， ∵ V=L+D=（ R+1） D， 所以： Qc=（ R+1） D（ IVDILD） =213761kj/h 2) 再沸器的選擇 以再沸器為系統(tǒng)進(jìn)行熱量恒算，各成分的焓差 表 13 成分 乙烯 乙烷 丙烯 含量 焓差（千卡 /公斤） 15075 15880 16068 QB=V/IVW+WILWL/ILW+QL， QL—— 為再沸器的熱量損失， IVW—— 為再沸器中上升蒸汽的焓， ILW—— 為釜液的焓，提餾段底層板下降液的焓。 QB=V/IVW+WILWL/ILW+QL=19396kj/h 3) 回流泵的選擇 回流量 L=RD=441 KMol/h， 所以體積流量： Vs=27 m3/h。 所以泵選擇揚程為 30m. 第九節(jié) 管徑設(shè)計 1） 塔頂蒸汽管 查表得蒸汽氣 速 12~20 立方米 /秒 蒸汽量 ??DV立方米 /秒 D2 = vVD4? 取 v=15m/s 則得 D= 取 Φ 219 6 的管。公稱直徑為 Dg200。 2）回流管管徑 因為回流泵所取 ?Rw 2m/s RslRR wlvwld ?? 43600 4 ?? =0。 0756 取 Rd =Φ 108 4 公稱直徑為 Dg100。 3）進(jìn)料管管徑 料液由高位大槽進(jìn)入塔內(nèi) WF取 0。 6m/s lFF vwFd ?36004? =0。 075 取 Φ 108 6 的管。公稱直徑為 Dg100。 4）塔釜出料管 lWW vwWd ?3 6 0 04? =0。 0216 取 Φ 76 4 的管。公稱直徑為 Dg65。 5）進(jìn)再沸器管 ls vVFd ?4? =0。 122m 取 Φ 2196 的管。公稱直徑為 Dg200。 6） 再沸器蒸汽入塔器 取速度為 5m/s 4 28**58 4 15 *4?d= 取 Φ 194 6 的管。公稱直徑為 Dg175。 第二部分 強(qiáng)度及穩(wěn)定性計算 第一節(jié) 圓筒和封頭的厚度和強(qiáng)度計算 圓筒和封頭材料選用 16MnDR,許用應(yīng)力 [б ]=163mpa. 圓筒計算厚度 : б =PcDi/（ 2[б ]tФ Pc） 其中： Pc—— 計算壓力， Pc==； Ф —— 焊接接頭系數(shù)， 取 1； 按 GB70965, 鋼板厚度負(fù)偏差 C1=1mm，腐蝕余量取 1mm； б = = 取鋼板 名義厚度б n=12mm. 封頭厚度計算 : 標(biāo)準(zhǔn)橢圓封頭 K=1。 б = PcDi/（ 2[б ]tФ ） = 取鋼板 名義厚度б n=12mm. 實驗壓力校合： （ 1） 液壓實驗校合： Pt=[б ]/[ б t]= 163=203 第二節(jié) 載荷的計算 1) 質(zhì)量載荷的計算 : H=53 +4 ++2++3= 塔殼和裙座的質(zhì)量 m01=π /4[（ + 2） ]（ +3） 103 =π /4（ ） 103=15721 ㎏。 人孔、法蘭、接管等附件質(zhì)量 : ma= m01=2873 ㎏。 內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量 m02=π /4 55 75=6235 ㎏。（單位面積重 75 ㎏） 保溫層質(zhì)量 m03=π /4[(+ 2+) 2(+ 2)2] 27 45=582 ㎏ . 平臺、扶梯質(zhì)量： m04=40 30+π /4[(+ 2+ 2) 2(+ 2)2] 150 6 1/2 =1200+=3924 ㎏ . 操作時塔內(nèi)物料質(zhì)量 m05=π /4 450 55=3670 ㎏ . 充水質(zhì)量 mw=π /4 27 1000=38484 ㎏