乙烯——乙烷精馏塔设计.doc

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1、过程工艺与设备课程设计乙烯乙烷精馏塔设计 设计日期： 2014年6月25日 班 级： 化高1102班 姓 名： 黄磊 指导老师： 贺高红 目 录前言 第一章 任务书 第二章 精馏过程工艺及设备概述 第三章 精馏塔工艺设计 第四章 再沸器的设计 第五章 辅助设备的设计 第六章 管路设计 第七章 控制方案 附录 主要符号说明 参考资料 前言精馏工艺的设计能够极大地体现学生对知识的应用能力，而设计说明书即是这种能力的结晶。本设计说明书包括概述、流程简介、精馏塔、再沸器、辅助设备、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详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了正确的说明。 鉴

2、于设计者经验有限，本设计中还存在一些错误，希望各位老师给予指正 感谢老师的指导和参阅！第一章、 任务书处理量：210 koml/h产品质量：（以乙烯摩尔质量计）进料 65% ，塔顶产品 99% ， 塔底产品1% ，总板效率 0.6。*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：液氨回流比系数：R/Rmin=1.3塔板形式：浮阀处理量：210 kmol/h，安装地点：大连塔板位置：塔底第二章、 精馏过程工艺及设

3、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，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。其流程如下：原

4、料（丙烯和丙烷混和液体）经过进料管由精馏塔的某一位置（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

5、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。（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

6、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。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。本设计为浮阀塔，浮阀的突出优点是操作弹性大，阻力相对来说较小，生产能力大，塔板效率高。缺点则是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或卡住，操作失常。浮阀塔已经在工业上得到广泛的应用。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

7、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。精馏塔选用浮阀塔，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

8、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）。3.1.2.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

9、) 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

10、解。1. 处理能力及产品质量（物料衡算及热量衡算）物料衡算（1）全塔 代入=210kmol/h,=0.99,=0.01,解得： =137.15kmol/h，=72.85kmol/h（2）精馏段 (3) 提馏段 热量衡算冷凝器冷却剂的质量流量 冷凝器热流量 再沸器加热蒸汽的质量流量 再沸器热流量 2. 塔板计算(1).塔顶露点及相对挥发度假设塔顶温度T=258.15K，由P-T-K图查得,故=0.99/1.05=0.943,=0.01/0.73=0.0137。显然，+=0.95671。重新假设T=256.15K,同理由。P-T-K图查得，故有，+=1.0041。因而假设成立，即=256.15K，

11、塔顶相对挥发度=/=1.00/0.70=1.43。（2）.塔底泡点及相对挥发度查相关数据，可取混合液体中乙烷密度为420kg/,乙烯密度为386kg/，则有混合液体密度为 即=0.65*28+0.35*30/0.65*28/386+0.35*30/420=407kg/。 又有: 假设=76,则=2600+75*0.1*407*9.81=2633kPa,同上根据P-T-K图有=1.46，=1.0，=1.46，=277.15K。（3）.塔板数计算 由上有=（+）/2=1.45，即有：平衡线方程 = q线方程 =0.65 两线交点为E(0.65,0.73),又有=，即=(0.99-0.73)/(0.

12、73-0.65)=3.29,即有=1.3=4.28.故有：精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 由逐板计算法可得 板数ynxn10.990.98556520.9863080.98026830.9820170.97456840.97740.9675650.9717240.95951560.9652070.95032870.9577660.93990280.9493210.92815490.9398040.915018100.9291650.900462110.9173740.884488120.9044350.867144130.8903870.848532140.8753110.82880615

13、0.8593330.808176160.8426220.786894170.8253850.765253180.8078550.743563190.7902860.722137200.7729310.701274210.7560320.681241220.7398050.662263230.7244330.64451240.7079610.625729250.6873020.60252260.6617710.574353270.6307890.540918280.594010.502251290.5514760.458861300.5037470.411789310.4519680.36255

14、6320.3978120.312995330.3432940.264986340.2904850.220184350.2412030.179806360.1967870.144542370.1579970.114582380.125040.089716390.0976870.069477400.0754250.053264410.057590.04044420.0434840.030399430.0324390.022599440.0238590.016577450.0172350.01195460.0121450.008408 =46, =(-1)/=45/0.6=75,与前面假设的=76相

15、差不大，故假设正确。 3.摩尔流量=R *=587.00kmol/h=724.15 kmol/h= + =797.00 kmol/h=724.15 kmol/h4. 确定实际塔板数理论板数：46（含釜）； 进料位置：从上至下第23块；实际板数：45/0.6=75； 实际进料位置：从上至下第39块。3.2.2塔板设计计算3.2.2.1、物性参数（以塔底条件取值）由上知=277.15K，=2.633MPa。塔底(釜液)乙烯只占0.01，因此塔底物性参数均可用乙烷的来取代，即=420kg/，=1.353*2.622/0.10325=35.0kg/，查得277.15K时，乙烷液体表面张力为=2.732

16、mN/m。此外 =724.15*30=21724.5kg/h，=0.1724 =797.00*30=23910.0kg/h，=0.01583.2.2.2、塔径的初步估算（1）、液泛气速 = = 而=（，），=*=0.3178，取0.45m，则查泛点关联图有=0.095，代入上式有： =0.095*=0.0638，=0.0638*=0.212m/s(2)、设计气速选取泛点率为0.7，则=0.7*=0.148 m/s（3）、计算塔径 塔截面积=气体流通截面积+降液管面积 塔径D= 所需气体流通截面积 = 即有=/=0.1724/0.148=1.165。我们选取单流型弓形降液管，取/=0.10，则=

17、/0.9，因此塔径D=1.31m，进行圆整得D=1.4m。 实际塔板截面积=1.539，/取推荐值0.134，即降液管面积=0.207，实际气体流通截面积=1.332，实际气速=/=0.1724/1.332=0.129 m/s，实际泛点率为0.129/0.212=0.608。（4），校核 D=1.4m，=0.45m，与D、经验关系对比满足（D在0.8-1.6区间内，在0.35-0.45区间内）。3.2.2.3、塔高计算 塔高=有效塔高+塔顶空间高度+塔底空间高度+调整板间距+塔底裙高度有效高度=0.45*75=33.75m；顶部空间高度取1.4m； 底部空间，我们取液体停留时间为30min，则

18、塔底液层高度为=/，而=72.85*30/358=6.10,所以=6.10/(1.539*2)=1.98m，另外在液面与上一板之间还应有缓冲带，根据经验取此间距为0.6m。如此，底部空间为2.58m。 调整板间距包含人孔、手孔（可忽略）及进料口处调整间距。人孔设六个，板间距调为0.8m。进料口处板间距调整为0.9m。由此有，调整后多出6*（0.8-0.45）+(0.9-0.45)=2.55。 裙座高度取5m。 塔高=33.75+1.4+2.58+2.55+5=45.5m。3.2.2.4、溢流装置设计（1）降液管形式 降液管：弓形、圆形。 降液管截面积：由前面塔径计算部分知=0.207。 底隙：

19、取40mm。（2）溢流堰 型式：平直堰 堰长：/取0.134时对应的/D推荐值为0.790，即有=0.790*1.4=1.106m 堰高：取50mm（3）核算： =0.0158，溢流强度/=51.436mm 因此，上述设计满足要求。3.2.2.5、塔板布置及其他结构尺寸的选取 塔板厚度 取4mm，由 =0.134查经验表有D=0.161，即降液管宽=0.225m。 (1)、受液区和降液区 =0.225m=225mm(1)、入口安定区和出口安定lW =70mm bcbdbsrx （3）边缘区： =50mm（4）有效传质区=，=（D-2）/2=0.475m，=（D-2）/2=0.65m，代入即有=

20、1.114（5）阀孔的尺寸及排列型式：F1 阀孔直径：=39mm排列：正三角形 取动能因子=10，则阀孔气速为=1.690m/s，阀孔数=，即=85.4=86。 取孔中心矩为=100mm。按此数据排孔来调整实际浮阀数为=101。则有： 实际阀孔气速= =1.429m/s，实际动能因子= =8.5，实际开孔率=0.0780.10（满足设计要求）。 3.2.2.6、塔板校核（1）、液沫夹带量校核 验证泛点率： =或=：液体横过塔板流动行程，单流型=1.4-2*0.225=0.95m；：物性系数，查表有=1；：泛点负荷因子，查图得0.12；：板上液流面积，=-2=1.539-2*0.207=1.12

21、5。 代入有=0.568或0.378，均小于080.82。（2）、塔板阻力校核塔板阻力=干板阻力+液层阻力+克服液体表面张力阻力（a）、干板阻力 联立两式： ，有临界阀孔气速=1.497m/s。显然=1.429，故用阀未全开时的式子求= 0.055m。（b）、液层阻力 对于碳烃化合物，充气系数=0.40.5，这里取0.45。则液层阻力=（+）=0.45*(0.05+0.0306)=0.036m。（c）、克服液体表面张力阻力 由于相对来说，非常小，故其可忽略。 因此塔板阻力=0.055+0.036=0.091m。（3）、降液管液泛校核 降液管中清液柱高度（m） =+（a）、液面落差较小，可不计。

22、（b）、液体通过降液管阻力（包括底隙阻力和进口堰阻力） 底隙阻力=0.153*=0.153*=0.027m，=0。因此=0.05+0.0306+0+0.091+0.027=0.199m泡沫层高度=/，对乙烯乙烷体系=0.5，则=0.199/0.5=0.3981.5，满足设计要求。3.2.2.7、塔板负荷性能图-确定塔的操作弹性(1)、过量液沫夹带线（气相负荷上限线）泛点率：=或=1.215 ， =1.539，=0.790.78,故用第一式来算。取=0.8，即：0.8=，即有 =0.370-4.091即=1332-4.091(2)、液相下限线 =3.07=3.159（3）、严重漏液线（气相下限线

23、） =5=即=18000， 而=0.078*1.539=0.120，即=365.1。（4）、液相上限线 令停留时间=5s，则=3600=67.07。（5）、降液管液泛线令=，将=+以及与，与，与、的关系全代入并整理，可得：=-式中 =1.38*，=0.178，=6.97*，=2.91*即： =1.29*-50.51-2.109*注： ，= =而。 由以上可得塔板负荷性能图：注：降液管线太高对结果无大的影响，故不予画出。由图中有 =67.07，=35.1.。即塔板操作弹性为：/=1.91。操作裕度为（-）/=0.18。第四章 再沸器的设计4.1、 再沸器的选型及设计条件（1）、选型综合考虑，选择

24、立式热虹吸式再沸器。塔顶压力：2.601MPa；塔底压力：2.633MPa（2）、设计条件壳程/水管程/釜液温度/50（）4.0（）压力（绝压）/ 101.325 Kpa2.633 Mpa冷凝量/（kg/h)蒸发量（kg/h)21724.5注：第三章已得=724.15kmol/h，=797.00 kmol/h，选用逆流传热壳程流体在定性温度40下的物性数据热导率=0.634m w/(mK) 粘度=0.653 密度=992.2kg/ 定压比热容=4.174 kJ/(kgK)管程流体4.0下的物性数据：潜热=283.733kJ/kg 热导率=0.0961 w/(mK)粘度=0.0566mPas 密

25、度=420 kg/ m3液相定压比热容=3.431 kJ/(kgK) 气相粘度=0.0088 mPas 气相密度 =35.012 kg/ m3 蒸汽压曲线斜率：1.452 4.2、估算设备尺寸（1）、计算热流量=21724.5*279.733/3600=1688.1kW（2）、计算传热温差，假定壳层出口温度为 30，则=35.1=35.1K（3）、假定传热系数为K=1000 W/( K） （4）、估算传热面积=/(K)=1688.1*/(1000*35.1)=48.09（5）、工艺结构设计 管规格拟用 38*2.5，管长L取3000mm管数= =48.09/(*0.033*3)=155 采用正

26、三角形排列：b=1.1=13.69，管间距取48mm，则壳径=48*12.69+2.5*33=691.9.4mm，圆整得700mm。 L/=4.3,在46之间。取管程进口直径为250mm，出口直径300mm。4.3、 传热能力校核（1）、显热段传热系数计算 设传热管出口处气含率=0.21，所以循环量 =（21724.5/3600）/=28.74kg/s传热管面积 =0.133单位面积上循环量为 =216.09 kg/s管内雷诺数 =0.033*216.09/（0.0566*）=12598910000普朗特数 =（3.431*0.0566）/0.0981=1.98（在0.6160内）显热管内传热

27、膜系数 =1081W/()壳层传热膜系数：热水质量流量=1688.1/4.174*(50-30)=20.22kg/s。壳层当量直径=0.029m设折流板间距为B=0.3m，则壳层流通面积 0.043 雷诺数为=2088310000普朗特数 =4.174*0.653/0.634=4.30（在0.6160内）因此，管外冷凝表面传热系数=，取=1，则=3041 W/()管内污垢热阻：管外污垢热阻： 管质选用不锈钢，则=45 W/(mK)所以，管壁热阻 由上数据代入下式： = (=0.036m)即有：=677（2）、蒸发段传热系数计算a、泡核沸腾因数计算传热管内的釜液的质量流量 ：=3600G=0.3

28、6取x=0.21时 =0.843，查图（教材P71）得=0.4 当0.0841/=0.323由及1/再查图得 =1.0，故 泡核沸腾修正因数=0.7计算泡核沸腾表面传热系数：= b、计算液体单独存在为基准的对流表面传热系数 ：=991 c、沸腾表面传热系数对流沸腾因子：1.99两相对流表面传热系数：1.99*991=1972沸腾表面传热系数：=1972+0.7*9208=8418计算沸腾传热系数 =1326 （3）、显热段和蒸发段的长度： 计算显热段的长度与传热管总长L的比值为：所以 =0.058m =3-0.058=2.942m(4)、实际数据由上有实际计算传热系数 ：=（677*0.058

29、+1326*2.942）/3=1314 实际需要的传热面积为 ： 1688100/(1314*35.1)=36.6 m2传热面积裕度： =（48.09-36.6）/36.6=31.39 % 30%4.4、 循环流量的校核（1）、循环推动力 = 其中，查得推荐值为1.02m，=2.942m，=420kg/s 取=/3，由=有=3.69，又有; ， 代入有=0.3845， =183.78kg/。 同理取=，可得=122.64 kg/。 因而=4796Pa。(2)、循环阻力 =+a、管程进出口阻力=而， ， 代入数据：=585.78kg/()，=2.587*，=0.01503，=29.299m，=7

30、75Pa。b、传热管显热段阻力 =而=0.058m，代入数据有=216.90 kg/()，=1.26*，=0.02096，=2Pac、传热管蒸发段阻力 气相阻力 = 而 ，取=0.14，=2.942m，代入数据有=30.37 kg/()，=1.14*，=0.02131，=25Pa。 液相阻力 = 而，,代入数据有=186.53 kg/()，=1.09*，=0.02147，=84Pa。 则=767Pa。d、管内动量变化产生的阻力 = 而=，带入=0.3845，=0.21，有=4.817，=216.9 kg/()，=539Pa。e、管程出口段阻力 气相阻力 =而，代入数据（=0.3m），有=407

31、.08 kg/()，=56.99 kg/()，=1.94*，=0.01535，=35.04m，=83Pa。 液相阻力 =而,，代入数据有=350.09 kg/()，=1.88*，=0.01539，=274Pa。 因而管程出口段阻力=2522Pa。由上可得循环阻力=775+2+767+539+2522=4605Pa（3）、循环推动力与循环阻力的比值计算 =(4796-4605)/4796=0.040，在0.010.05之间。第五章 辅助设备设计5.1、辅助容器的设计（容器填充系数取：k=0.7）5.1.1.进料罐（低温贮料） 0乙烯 L1 =346kg/m3 乙烷 L2 =402kg/m3 压力

32、取2.63MPa 由上面的计算可知 进料 Xf=65% Wf=63.4% 平均密度=100/（63.4/346+36.6/402）=364.6kg/ 进料质量流量：=6027kg/h 取停留时间：x为4天，即x=96h 进料罐容积：=2267m3 圆整得26705.1.2.回流罐（-17）液相回流量 =587*28=16436kg/h 液相密度 =398kg/m3设凝液在回流罐中停留时间为=0.5h，填充系数=0.7=29.50 m3 圆整并考虑预量得=35 m35.1.3.塔顶产品罐质量流量=3840.2kg/h；产品在产品罐中停留时间为=120h，填充系数=0.7即有=1654.1 m3则

33、产品罐的容积取V=1660 m35.1.4.釜液罐取停留时间为5天，即x=120h, 填充系数=0.7质量流量=2185.5 kg/h =892.04 m3则釜液罐的容积取V=900m3贮罐容积估算表序号位号名称停流时间/h容积/m31V-101原料中间罐9626702V-102回流罐0.5353V-103塔顶产品罐12016604V-104釜液罐1209005.2、传热设备5.2.1.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：=210kmol/h平均摩尔质量:=28.7则传热量取K=700

34、 ，则传热面积为 =12.4，圆整后得 A=13m25.2.2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=700 ，则传热面积为=5.3 m2,圆整后取A=6 m25.3、泵的设计5.31.进料泵(两台，一用一备)取液体流速：u=0.564m/s液体密度：=364.6kg/ m3 取d=65mm液体粘度; 取=0.2，相对粗糙度：/d=0.003即有雷诺数=1.47*查得：=0.026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，因而有：=3.81m取=24.1m= =0.00187 m3

35、/s=6.74m3/h选取泵的型号：AY 扬程：3065m 流量：2.560m3 /s5.3.2.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=0.098mPas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，截止阀一个，文氏管流量计1个取=23.2m3/h选取泵的型号：100F-575.3.3.釜液泵（两台，一备一用）取液体流速：u=0.394m/s液体密度=420kg/ m3 ，=0.068 液体粘度=0.0088取=0.2，相对粗糙度：/d=0.0049雷诺数=1

36、.29*查得： =0.03取管路长度：l=30m 取90度弯管4个，截止阀一个，文氏管流量计1个则令，即有而液体流量=5.15 m3/h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工作时，需要使用。选取泵的型号：50F-16系统所需的泵及主要参数型号进料泵AY回流泵100F-57釜液泵50F-16第六章 管路设计进料管线取料液流速 =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/（65*28+35*30）*10063.4进料密度364.6kg/m3管径d=0.108m取管子规格1216.5。其它各处管线类似求得如下：

37、名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.51216.5塔顶蒸气管1515910塔顶产品管0.5956回流管0.519410釜液流出管0.5683.5仪表接管/452.5塔底蒸气回流管151336第七章 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。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=4072FIC-02回流定量控制01500kg/h乙烯L=3863PIC-01塔压控制03MPa乙烯V=35.014HIC-02回流罐液面控制01m乙烯L=3865HIC-01釜液面控制03m乙烷L=4206TIC-01釜温控制56乙烷L=420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-乙烷精馏塔浮阀塔D=1400mm,Np=75H=45.5m操作温