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乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书

化工原理课程设计

乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书

学 院（系）： 化工与环境生命学部
专 业： 能源化学工程
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评 阅 教 师：
完 成 日 期： 2016年7月7日

- 1 -

乙烯-乙烷精馏塔工艺设计说明书
目 录
第 1章概述 - 4 -
第2章 方案流程简介 - 5 -
2.1精馏装置流程 - 5 -
2.2 工艺流程 - 5 -
2.2.1工艺流程 - 5 -
2.2.2能量利用 - 5 -
2.3 设备选用 - 6 -
2.4 处理能力及产品质量要求 - 6 -
2.5 设计的目的和意义 - 6 -
第3章 精馏塔工艺设计 - 7 -
3.1 设计条件 - 7 -
3.1.1 工艺条件 - 7 -
3.1.2 操作条件： - 7 -
3.1.3 塔板形式： - 7 -
3.1.4 处理量： - 7 -
3.1.5 安装地点： - 7 -
3.1.6 塔板设计位置： - 7 -
3.2 物料衡算及热量衡算 - 7 -
3.2.1 物料衡算 - 7 -
3.2.2 热量衡算 - 8 -
3.3 塔板数的计算 - 9 -
3.3.1相对挥发度的查取 - 9 -
3.3.2最小回流比计算： - 9 -
3.3.3 逐板计算过程： - 10 -
3.4 精馏塔工艺设计 - 10 -
3.4.1 物性数据 - 11 -
3.4.2 板间距和塔径的初步选取 - 12 -
3.4.3校核 - 13 -
3.4.4塔板负荷性能图 - 14 -
3.4.4 塔高的计算 - 16 -
第4章 再沸器的设计 - 16 -
4.1设计任务与设计条件 - 16 -
4.1.1再沸器的选择 - 16 -
4.1.2再沸器壳程与管程的设计 - 16 -
4.1.3物性数据 - 17 -
4.3 传热系数的校核 - 18 -
4.3.1显热段传热系数KL - 18 -
4.3.2 蒸发段传热系数KE计算 - 19 -
4.3.3显热段及蒸发段长度 - 20 -
4.3.4传热系数 - 21 -
4.3.5传热面积裕度： - 21 -
4.4 循环流量校核 - 21 -
4.4.1循环系统推动力： - 21 -
4.4.2循环阻力⊿Pf： - 22 -
第5章 辅助设备设计 - 24 -
5.1 辅助容器的设计 - 24 -
5.1.1进料罐（低温高压贮料） - 24 -
5.1.2回流罐（-17℃低温保存） - 25 -
5.1.3塔顶产品罐（-17℃低温保存） - 25 -
5.1.4 釜液罐（4℃低温保存） - 25 -
5.2泵的设计 - 25 -
5.2.1进料泵 - 25 -
5.2.2回流泵 - 26 -
5.2.3釜液泵 - 27 -
第6章 管路设计 - 29 -
第7章 控制方案 - 30 -
第8章 经济分析 - 31-
第9章 设计评述及心得 - 33 -
附录一 主要符号说明 - 33 -
附录二 第一次逐板计算数据 - 35 -
附录三 塔计算结果表 - 36 -
（1）操作条件及物性参数 - 36 -
附录四 参考资料： - 39 -

第 1章概述
乙烯是用途最广泛的基本有机化工基础原料，大量由烃类裂解制得。为无色、略甜、易燃、易爆气体，可在加压和低温下液化,沸点-103.71°C,临界温度9.2°C，临界压力5.042MPa。
乙烯是重要的有机化工基本原料，主要用于生产聚乙烯、乙丙橡胶、聚氯乙烯等；石油化工最基本原料之一。在合成材料方面，大量用于生产聚乙烯、氯乙烯及聚氯乙烯，乙苯、苯乙烯及聚苯乙烯以及乙丙橡胶等；在有机合成方面，广泛用于合成乙醇、环氧乙烷及乙二醇、乙醛、乙酸、丙醛、丙酸及其衍生物等多种基本有机合成原料；经卤化，可制氯代乙烯、氯代乙烷、溴代乙烷。现在，乙烯衍生物包括大量有机产品和高分子材料，因此，世界各国均以乙烯产量作为衡量一个国家石油化工生产水平的标志
 精馏是分离过程中的重要单元操作之一，是实现乙烯分离和提纯的重要步骤。
精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置。蒸气由塔底进入。蒸发出的气相与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向气相中转移，气相中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，气相愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，从而达到组分分离的目的。较常用的精馏塔包括筛板式、泡罩式以及浮阀式等。
再沸器（也称重沸器）顾名思义是使液体再一次汽化。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，加热蒸发成气相返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。物料在重沸器受热膨胀甚至汽化，密度变小，从而离开汽化空间，顺利返回到塔里，返回塔中的气液两相，气相向上通过塔盘，而液相会掉落到塔底。由于静压差的作用，塔底将会不断补充被蒸发掉的那部分液位。
冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，可分为部分冷凝器和全凝器两种，一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
原料（乙烯和乙烷的混合液体）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。

2.2.1 工艺流程
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。
2.2.2 能量利用
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。
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。包括适宜回流比和理论塔板数的选择，进料位置的选择，进料热状态的选择，操作压力的选择等。
精馏系统的能量集成：从全过程系统用能的供求关系进行分析，将过程系统中的反应分离、换热等用能过程与公用工程（加热蒸汽、冷却水、电等）的使用一同考虑，综合利用能量。常用的能量集成策略有多效蒸馏、热泵技术、塔偶合技术等。通过能量集成，可进一步降低有效能损失，提高系统用能的完善程度。
2.3 设备选用
本设计采用筛板式精馏塔。筛板塔结构简单、造价较低、塔板阻力小等突出有点，特别是近年来大孔径筛板塔的发展解决了困扰已久的堵塞问题。筛板塔已发展成为应用日趋广泛的一种塔板。塔釜配以立式热虹吸式再沸器，与卧式热虹吸式和强制循环式相比，立式热虹吸式再沸器以釜液和换热器传热管气液混合物的密度差为循环推动力，能耗小；其结构紧凑、占地面积小、传热系数高等优点。但其壳程不能机械清洗，不适宜高粘度或较脏的传热介质。

2.4 处理能力及产品质量要求
处理量： 180kmol/h
产品质量：（以乙烯摩尔百分数计）
进料：xf＝65％
塔顶产品：xD＝99％
塔底产品: xw≤1％
2.5 设计的目的和意义
通过多级蒸馏，使混合的乙烯乙烷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，进而在塔顶得到高纯度的乙烯，在塔底得到高纯度的乙烷，为制备其他化工产品提供主要原料。
第3章 精馏塔工艺设计
3.1 设计条件
3.1.1 工艺条件
饱和液体进料，进料乙烯含量XF＝65％（摩尔百分数），塔顶乙烯含量 XD＝99％，釜液乙稀含量 XW≤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——30-40℃循环水
加热方法——间壁换热
3）冷却剂：液氨
4）回流比系数：R/Rmin=1.5
3.1.3 塔板形式：
筛板精馏塔
3.1.4 处理量：
Fh=180kmol/h
3.1.5 安装地点：
大连
3.1.6 塔板设计位置：
塔顶

3.2 物料衡算及热量衡算
3.2.1 物料衡算
1.总物料衡算
｛
D+W=F
Dxd+Wxw=Fxf
解得： D =117.55kmol/h ; W= 62.45kmol/h
2塔内气、液相流量：
1）精馏段：L =R*D; V =(R+1)*D;
2)提馏段：=L+q*F; =V-(1-q)*F; =+W;
解得L=573.06kmol/h V=690.61kmol/h
=753.06 kmol/h =690.61 kmol/h

3.2.2 热量衡算
1）再沸器热流量：=1653.987Kw
再沸器热水的质量流量： =29.01kg/s
2） 冷凝器热流量： =1543.7kw
冷凝器冷却剂的质量流量： =43.05kg/s

3.3 塔板数的计算
3.3.1相对挥发度的查取

图3.1.1
塔顶压力为2.6Mpa，假设塔顶温度为-17℃
KA=1.0,KB=0.7 D=KA/KB=1.0/0.7=1.429;
又因为 =0.99，=0.01
故 =0.99 =0.007
+=0.997 |0.997-1|=0.003，所选温度基本符合
以塔顶相对挥发度对全塔进行逐板计算，需理论塔板40（含釜），进料板在第19块理论板上。即需实际板（40-1）/0.6=67块，以每块板100mm乙烯清液注阻力计算，
Pb=Pt+Np=2600+67*0.1*9.8*402.8*=2626.45kpa
塔底压力为2626.45kpa，假设塔顶温度为5.0℃
查图KA=1.48,KB=1.0 W=KA/KB=1.48;
=0.01 =0.99 所以=0.0148 =0.99
+=1.0048 |1.0048-1|=0.0048，所选温度基本符合
=(D+W )/2=1.45;
把校正过的相对挥发度用于对全塔进行逐板计算，需理论塔板41块（含釜），进料板在第20块。
即需实际板（41-1）/0.6=68块。
塔底压力为Pb=Pt+Np=2600+68*0.1*9.8*402.8*9.8*
=2626.5kpa

3.3.2最小回流比计算：
泡点进料：q=1
｛
q线：e= F

代入数据，解得e =0.65;ye=0.73

=3.25

R=1.5Rmin=4.875

3.3.3 逐板计算过程：
y1= D=0.99

｛

直至i< F 理论进料位置：第i块板
进入提馏段：

｛

｛

直至n< W 计算结束。理论板数：Nt=n（含釜）
（详细过程见附件一）

3.4 精馏塔工艺设计
3.4.1 物性数据
常压-17℃下，乙烯的物性数据：
液相密度：ρL =402.8kg/ m3
气相密度：ρV =36kg/ m3（采用两参数普遍化压缩因子计算）
乙烯 PC =5.041Mpa TC =282.34K , T=256.05K P=2.6MPa
Tr=0.907 Pr=0.52
查图 Z=0.7
=PM/ZRT=48.834 kg/m3
液相表面张力：σ=2.598mN/m
3.4.2 板间距和塔径的初步选取
计算两相流动参数：

初选板间距HT=0.4m
依据化工原理（下）图8.2.25查得C20 =0.055

得C=0.0366
泛点气速 =0.1167 m/s
假设泛点率为0.8，则实际气速为 =uf*0.8=0.09336 m/s
所需流通面积A= Vvs/u=1.69 m2
选用单流型弓形降液管，假设Ad / AT=0.09， =1.86m2
则塔直径为=1.54 m 圆整 D=1.6m
则实际气速 =0.086m/s，实际泛点率=0.74（要求在0.6-0.8之间）

溢流装置的选定
取 Ad / AT=0.09，底隙=40mm,堰高=0.06m,依据化工原理（下）图8.2.23查的lw/D=0.7,bd/D=0.14，bd=0.224m =1.12m

取bc =0.05m 得r=D/2-bc=0.75m
取bd=bs=0.06m 得x= D/2-（bd+ bs）=0.636m

选孔直径为5mm（要求3-8mm），孔心距t=5do
开孔数n= Aa*/（/4* do2）=3036
开孔率为= =0.0363
筛孔气速uo=VVS/AO= VVS/(*Aa)=2.646 m/s
3.4.3校核
1)溢流强度校核
=36.9m3/m.h<100-130 m3/m.h
2)液沫夹带量校核
依据化工原理（下）图8.2.27查得=0.006
ev==0.056kg液体/kg气体。（须小于0.1）
3) 阻力校核
选取板厚为3mm 则do/=1.67，依据化工原理（下）图8.2.28查得C0=0.8.
a．干板阻力ho= =0.055m
ua=VVS/(AT -2*Ad)=0.0957m/s Fa==0.57
依据化工原理（下）图8.2.29查得=0.78。
溢流堰高hw=60mm
b．液层阻力hL==0.0702m
c．克服液体表面张力阻力
h==0.000526m
塔板阻力hf= h+ho+hL=0.1257m（阻力适当）
4）降液管液泛校核
a．泡沫层厚度校核
底隙厚度hb=40mm （要求在30-40mm）

Hd =0.225m，经过计算发现液面落差可以忽略。
泡沫高度Hd’=取=0.6 则Hd’=0.375m<HT+hw =0.46m
b．液体在降液管中停留时间的校核
=6.475s（大于4-6秒）

c．严重漏液校核
漏液气速：
=0.016774m
稳定常数K=uo/ u0’=1.817>1.5

3.4.4塔板负荷性能图
a.过量液沫夹带线
（具体数据见图1）
b．液相下限线
=3.4384 m3/h
c．严重漏液线

=2414.6
=0.012874
=0.000342（具体数据见图1）
d．液相上限线
=52.0992m3/h
e．降液管液泛线

=1.75*10-7
=0.1692
=5.88*10-6
=0.00424
根据以上公式得到塔板负荷性能图如下：

操作点为VVh =568.07m3/h VLh =40.23m3/h
操作线斜率为VVh/ VLh =13.995
依图2读出VVhmax=700m³/h VVhmix=200m³/h
则操作弹性=VVhmax/ VVhmix=3.5（适宜）

3.4.4 塔高的计算
塔体高度=塔有效高Z+顶部高度+底部高度+ 其它
按经验取值：顶部高度参考：1.2-1.5m；
底部空间高度：与流体的流量和停留时间有关，参考值：液层2m，液面-板：0.5-0.7m；
其它高度：如人孔(φ450-500mm),10-20层板或5-10米设一个，手孔：不用附加高度。这里取5个人孔。
进料口：取决于进料板的形式和进料方式，参考值：2HT=0.8 。
所以，Z=27.2m，塔高h约为35m（不含裙座）。

第4章 再沸器的设计
4.1设计任务与设计条件
4.1.1再沸器的选择
选用立式热虹吸式再沸器
塔底压力：2.626MPa
4.1.2再沸器壳程与管程的设计
项目
物料、物性
壳程
管程
进口
出口
进口
出口
物料
热水
热水
99%乙烯乙烷【1】
同左【2】
温度（℃）
40℃
30℃
5℃
5℃
压力（MPa绝压）
0.101325
0.101325
2.626
2.626
【1】99%是以乙烷含量计，饱和气体进【2】饱和液体出
蒸发量：Db= Vms =5.755kg/s
4.1.3物性数据
1) 壳程定性温度（35℃）下的物性数据：
热导率：λc =0.648w/(m*K)
粘度：μc =0.549mPa*s
密度：ρc =977.8kg/m3
2) 管程流体在（45℃ 2.626MPa）下的物性数据：
潜热：rb=287.4kJ/kg
液相热导率：λb =0.09623w/(m*K)
液相粘度：μb =0.058mPa*s
液相密度：ρb =389.8kg/m3
液相定比压热容：Cpb= 3.407kJ/(kg*k)
表面张力：σb＝0.002846N/m
气相粘度：μv =0.00817mPa*s
气相密度：ρv =48.834kg/m3
查沸点压力图 塔底温度为5℃ ΔP/Δt=70.5Kpa/K
（Δt/ΔP）s=1/(ΔP/Δt)*g=0.000139m2 K/kg
4.2 估算设备尺寸
热流量： =1653.987KW
传热温差： =29.7K

假设传热系数：K=800W/( m2 K)
估算传热面积Ap =69.56540209m2
拟用传热管规格为：Ф25×2.5mm,管长L=3000mm
则传热管数： =296
若将传热管按正三角形排列，按式 得：b=18.9

管心距：t=0.03125m
则 壳径： =634.4mm
取 Ds= 700mm L/Ds=4.73（要求4-6之间）
取管程进口直径： =250mm（700mm换热器最大允许接接管直径250mm）
管程出口直径：=350mm.

4.3 传热系数的校核
4.3.1显热段传热系数KL
假设传热管出口汽化率e =0.2
则循环流量： =28.775kg/s
1. 计算显热段管内传热膜系数
传热管内质量流速： =310.23kg/( m2• s)
=25-2×2.5=20mm
=0.093m2
雷诺数： = 106975.7397

普朗特数： =2.053476047
显热段传热管内表面系数：
=1557.515657w/( m2 K)
2. 壳程传热系数计算
再沸器当量直径的确定
选取折流板间距为B=500mm，一共设4块折流板。

=0.0215m
=0.0808㎡
循环水的质量流量： = 39.63kg/s
=358.1568631
壳体内水流速为0.502m/s。（对于水要求壳体流速在0.5-1.5之间）
管外表面传热系数：
4046.381969w/( m2 K)
污垢热阻选取
对于有机物污垢热阻=0.176㎡K/Kw
对于热水污垢热阻=0.26㎡K/Kw
换热管壁材料为不锈钢，热导率=45w/mK，则热阻为=5.56E-06㎡K/w
3. 显热段总传热系数KL的计算
=22.94mm
=651.097897 w/( m2• K)

4.3.2 蒸发段传热系数KE计算
传热管内釜液的质量流量：
Gh=3600G= 1116826.722kg/( m2• h)
1.Lockhut-martinel参数：当=e时
=1.269
则1/Xtt=0.788
查设计书P96图3－29
得：= 0.3
当 =0.4e=0.08时
=0.305
再查图3－29， =1
2.泡核沸腾压抑因数： =0.65
泡核沸腾表面传热系数:

=756207.0247w/( m2• K)
3.单独存在为基准的对流表面传热系数 ：

= 1507.472532w/( m2• K)

对流沸腾因子：
两相对流表面传热系数: = 2839.646846w/( m2• K)
沸腾传热膜系数： = 494374.2129w/( m2• K)
=1358.99913w/( m2• K)

4.3.3显热段及蒸发段长度

=0.015363391

=0.046090174m

2.953909826m

4.3.4传热系数
=1348.123366w/( m2• K)
实际需要传热面积： =41.28132711m2
4.3.5传热面积裕度：
=68.5%>30%。
传热面积裕度合适，满足要求。

4.4 循环流量校核
4.4.1循环系统推动力：
i. 当=1/3e时
=4.12

两相流的液相分率： =0.403

两相流平均密度： = 178.0013kg/m3
ii. 当=e时
= 1.344

两相流的液相分率： = 0.2413

两相流平均密度： = 120.612kg/m3
根据课程设计表3－19 得：l=0.9m,则循环系统的推动力： = 5071.036308pa
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： =586.1994964kg/(m2·s)
釜液进口管内流动雷诺数： =2526721.967
进口管内流体流动摩擦系数：
= 0.015053379
进口管长度与局部阻力当量长度：
=29.29864422m

管程进出口阻力:
=777.6076952Pa

2）传热管显热段阻力△P2
=327.1202547kg/(m2·s)

=112800.0878

= 0.021341237
=6.750578333 Pa

3）传热管蒸发段阻力△P3
气相流动阻力△Pv3
=43.61603396kg/(m2·s)
=106771.197

=0.021532571

=86.42859008Pa

a. 液相流动阻力△PL3
GL=G-Gv=283.5042207kg/(m2·s)
= 694012.7802
=0.016818042

= 256.0883954Pa

= 2469.48913Pa

2) 管内动能变化产生阻力△P4
动量变化引起的阻力系数:`
= 2.239504707

= 614.7874821Pa
5.管程出口段阻力△P5
a. 气相流动阻力△Pv5
=299.0813757kg/(m2·s)

=59.81627514kg/(m2·s)
管程出口长度与局部阻力的当量长度之和：
=40.78699237m

=2562508.727
= 0.015038543

=25.94989668

b. 液相流动阻力△PL5
=239.2651006kg/(m2·s)
= 1443841.124
= 0.015712918

=134.4613217 Pa
= 1027.923349Pa

所以循环阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5=4896.5582Pa
又因△PD=5071.036308Pa
所以（△PD-△Pf）/△PD=0.034406788，在0.01~0.05范围内，故满足循环流量校核要求。

第5章 辅助设备设计
5.1 辅助容器的设计
5.1.1进料罐（低温高压贮料,泡点进料）
-9℃【1】乙烯ρL1 =377.95kg/m3
乙烷ρL2 =421.035kg/m3
压力为进口管压力==2.613MPa
:为进料板实际板数减1（由上至下）。
由上面的计算可知 进料=65% =63.41%
则 =392.66 kg/m3

进料状态下的平均分子量：
=0.65*28.05+0.35*30.07=28.757
进料质量流量：Fmh=28.757F=5176.26kg/h
填充系数取：k=0.7
取 停留时间：x为5天，即x=120h
进料罐容积： 2259.87m3
圆整后 取V=1410 m3
【1】-9℃是对应该压力下混合物的泡点。查取方法同求塔底温度类似。
5.1.2回流罐（-17℃低温保存）
质量流量Lmh=28.05L=16074.33kg/h
设凝液在回流罐中停留时间为0.5h，填充系数φ=0.7
则回流罐的容积 28.5m3 取V=30m3

5.1.3塔顶产品罐（-17℃低温保存）
质量流量Dmh=28.05D=3297.28kg/h；
产品在产品罐中停留时间为120h，填充系数φ=0.7
则产品罐的容积 1403.3m3取V=1405m3
5.1.4 釜液罐（5.0℃低温保存）
取停留时间为5天，即x=120h
质量流量Wmh=30.07W =1877.87 kg/h
则釜液罐的容积 738.62m³取V=740m3
5.2泵的设计
5.2.1进料泵(两台，一用一备)
取液体流速：u=2.0m/s
液体密度： kg/ m3
=0.00365 m3/s

依据化工原理（上）附录S-S2.1可以选取mm型无缝钢管。
=52mm
液体混合粘度粘度 =0.06221
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.0035

查得：λ=0.026
取管路长度：l=80m
取90度弯管4个=0.75，截止阀一个=6.4，文氏管流量计1个=12
突然扩大=1，突然缩小=0.5

=20m（估计值）
则
=10.015m3/h

选取泵的型号：65Y-60B 扬程：38m流量：19.8m3 /h
5.2.2回流泵（两台，一备一用）
取液体流速：u=2m/s
=0.0114m3/s
管规格为Ф
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.00225

查得：λ=0.025
取管路长度：l=80m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个
(估计值)
则
Lvh =45.91m3/h
选取泵的型号：80Y-60 扬程：60m 流量：50m3 /h
5.2.3釜液泵（两台，一备一用）
取液体流速：u=2m/s
=0.0012m/s

取管路规格
液体粘度
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.00526

查得：λ=0.03
取管路长度：l=80m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

=5m（估计值）
则
Lvh =4.3m3/h
选取泵的型号：50Y-60B 扬程：38m 流量：9.9m3 /h

5.2.4塔顶产品泵（两台，一备一用）
取液体流速：u=2m/s
=0.00267m/s

取管路规格
取ε=0.2
相对粗糙度：ε/d=0.0044

查得：λ=0.03
取管路长度：l=80m
取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个

=35m（估计值）
则
Lvh =8.2m3/h
选取泵的型号：50Y-60A 扬程：49m 流量：11.2m3 /h

5.3塔顶冷凝器的设计
设计条件
项目
物料、物性
壳程
管程
进口
出口
进口
出口
物料
液氨
氨的气液两相
99%乙烯1乙烷
汽态
同左
液态
温度（℃）
-50.0℃
-33.4℃
-17℃
-17℃
压力（MPa绝压）
0.101325
0.101325
2.6
2.6
利用液氨蒸发吸热的性质可以把塔顶乙烯汽体冷凝。常压下液氨沸点为-33.4℃。
=1543.7Kw
假设换热系数K=1200w/㎡.K
需要换热面积为=54.3㎡
若选择252型换热管 管心距为32mm，管长3m,则需要管数231根。

第6章 管路设计
进料管线取料液流速：u=2m/s

则

取管子规格Ф57×2.5。其它各处管线类似求得如下：
名称
管内流体流速（m/s）
管线规格（mm）
进料管
2.0
Ф57×2.5
顶蒸气管
10
Ф159×2.5
顶产品管
2.0
Ф45×2.5
回流管
2.0
Ф89×2.5
釜液流出管
2.0
Ф38×2.5
塔底蒸气回流管
10
Ф159×2.5
仪表接管
/
Ф25×2.5

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温度。
将本设计的控制方案列于下表
序号
位置
用途
控制参数
介质物性ρL(kg/m3)
操作参数
1
FIC-01
进料流量控制
0~8700kg/h
乙烷、乙烯
ρL=392.6
8640 kg/h
2
FIC-02
回流定量控制
0~20100kg/h
乙烯
ρL=390.1
20057 kg/h
3
PIC-01
塔压控制
0~3MPa
乙烷
ρV=44.63
2626KPa
4
HIC-02
回流罐液面控制
0~1m
乙烯
ρL=390.1
0.8m
5
HIC-01
釜液面控制
0~3.5m
乙