化工工艺设计要点(二十四点).doc

本文由fengshaheaven贡献 doc文档可能在WAP端浏览体验不佳。建议您优先选择TXT，或下载源文件到本机查看。 工艺设计要点之一：物性数据 某些工程设计实践经验是十分宝贵的。 听说某资深工程师在现场转一转， 瞄着一根管线和旁边流量计的读数， 就能估算出其压降来， 不超过 5%误差；不要做什么复杂的计算，就能目测出容器的大概尺寸；向裸管上吐一口唾 沫，能估计出其表面温度；这些专业特技绝活非一日之功，都是经过长期的实践和体会摸索 得来的。 除了已经定式的一些概念、 数据之外， 肯定还有一些简便的算法、 规则在其脑海里。 但要强调的一点是，这些经验公式只是用于估算，在某些场合下不能替代严格设计计算。它 只适用于远离设计本部的施工现场，手头又没有严格正规的设计计算程序、手册。这时，凭 经验和这些设计要点可以省却很多时间。 实际工程经验的积累是从一个普通工程师到资深工 程师的转折点。对一个化学工程师来说，实际工程经验是十分重要的。估算在某些时候、某 些场合要比严格计算更加实惠、便捷。在以后不定期刊发的“工艺设计要点之”系列选辑 将汇编一些工程设计中常见的数据、图表和关联式。希望广大设计人员，尤其是工艺系统工 程师们搜集工作中的点滴经验、体会，贡献出来，取长补短，共同提高我们的设计水平的技 能。 本期从几个方面陈列一些常用的工程数据，供化学工程师参考。 常用物质的物理性质数据 有机物液体密度与温度的关联式： L(Tc-T)0.3 有机物气体密度可按下式计算： G=(MWP)(ZRT) 水的沸点是压力的函数： Tbp(oC)=(压力 MPa109)0.25 其他常用的工程常数： 在空气中的声速= 346 m / s 光速= 3.0108 m / s 重力常数=980.665 gm cm / gf s2 阿佛迦德罗常数=6.021023 /mol 普适气体定律常数 R= 1.9872 g cal / g mol K =8.31434 J / mol K =8.31434 m3 Pa / mol K 质-能关系=8.991016 J/kg =913.5 MeV / u 介电常数=8.8510-12 F / m =1.2610-6 H / m 普朗克(Planck)常数=6.6310-34 Js =4.14 x 10-15 eVs 波尔兹曼(Boltzmann)常数=1.3810-23 J / K =8.6210-5 eV / K 元素电荷=1.6010-19 C 电子静质量=9.1110-31 kg 质子静质量=1.6710-27 kg 玻尔(Bohr)半径=5.2910-11 m 玻尔(Bohr)磁子= 9.2710-24 J / T =5.7910-5 eV / T 其他常见的无因次数群： 雷诺数(Reynolds)表示惯性力与粘滞力之比； 普兰德数(Prandtl)表示流体物性对传热的影响； 施密特数(Schmidt)表示流体物性对传质的影响； 努塞尔数(Nusselt)表示给热系数； 欧拉数(Euler)表示压差； 马赫数(Mach)表示线速与声速之比； 施伍德数(Sherwood)表示传质系数； 史坦顿数(Stanton)表示传递热量与流体热容量之比； 韦勃数(Weber)表示惯性力与表面张力之比； 弗鲁德数(Froude)表示重力对流动过程的影响； 伽利略数(Galileo)表示重力与粘滞力的关系； 格拉斯霍夫数(Grashof)表示自然对流对传热的影响； 路易斯数(Lewis)表示物性对传热和传质的影响； 彼克列数(Peclet)表示总体传热量与扩散传质量之比。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19246-1-1.html 工艺设计要点之二：精馏塔和管壳式换热器 工艺设计要点之二：精馏塔和管壳式换热器 精馏塔 1。填料塔： (a)根据每米填料层高度的压降，来判断是否会液泛。 通常每米填料的液泛压降为 0.0170.025 Kg/cm2 (b)而在载点以下操作，则是正常稳定的操作条件。 通常每米填料的载点压降为 0.00430.009 Kg/cm2 在此操作条件下的填料等板高度 HETP 是最低的， 也即分离效率最高。 2。由于风载和地基等原因，塔的高度一般不超过 53 米。 3。对于小于 900 mm 直径的小塔，通常采用填料塔。这是基于小直径板式塔制造费用高昂 的考虑。 4。典型的全塔效率通常在 6090 %之间。 5。通常筛板塔盘间距为 300400 mm；真空塔盘间距为 500750 mm。 如果考虑方便维修，相应的板间距要大一些，机械设计上的最低要求为 460 mm。 管壳式换热器 1。换热介质的流向配置： (a)将腐蚀性强的流体安排在管内，这样只需少量的贵重合金管材即可。 如果壳间走腐蚀性流体，不仅需要昂贵的壳体材料，而且壳内的管子也需耐腐材料。 (b)将易结垢的流体安排在管内，通过流速控制可以适当清除污垢。 检修期间，不用抽出管束就可以机械清洗直管段。 (c)对于高温/高压操作的流体安排在管内，可以省却特殊、昂贵的制造材料。 (d)将较低流速的介质安排在壳侧，可以体现出其经济性能。因为低流速流体在壳侧比在管 内更易产生有利于传热的湍流现象。 2。在各种操作压力条件下，换热器中较为合理的压降如下： 操作压力 合理的压降 真空常压 操作绝压的十分之一 11.7 Kg/cm2 操作表压的二分之一 1.7 kg/cm2 以上 0.35 Kg/cm2 或更高 3。当冷却粘度较大流体时，顺流操作比逆流换热要好。 因为冷流体可以获得较高的传热系数。 4。壳径与列管根数的经验关联式为： D=1.75d(nNp)0.47 其中 D 为壳内径，mm d 为管外径,mm n 为每程的列管根数 Np 为每壳程内的管程数。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19247-1-1.html 工艺设计要点之三：材料选择 优点 缺点 碳钢 便宜、易成型、最常用、耐微碱性环境 不耐酸、强碱物料、相对易脆(尤其低温环境下) 不锈钢 相对便宜、易成型、相对碳钢更适合于各种酸、碱性环境 不耐含氯物料、在高温环境下降低性能参数 254 SMO 中等价格、相对易成型、相对不锈钢更适合于各种酸、碱性环境 稍耐含氯物料、在高温环境下稍降低性能参数 钛合金 耐含氯物料(海水环境)、高强度薄材 稍昂贵、难成型、焊接难 铅钛合金 耐含氯物料(高温、海水环境) 非常昂贵、难成型 镍 耐碱性物料(高温、海水环境) 昂贵、焊接难 哈氏合金 耐酸性物料(适应范围广) 相当昂贵、易焊接 石墨 耐弱盐酸性物料 非常昂贵、易脆、难成型 钽 其他材料的替代品(非常苛刻的场合) 极其昂贵、慎重选用 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19248-1-1.html 工艺设计要点之四：凉水塔 1。在工业凉水塔设计中，取决于空气的温度和湿含量， 湿球温度就是水可以被冷却到的最低理想温度，实际上可以达到环境饱和空气 90 %左右的 冷却等级。 2。凉水塔的尺寸大小是与水温、湿球温度有关的。其相对大小比例如下： T 水-T 湿，oF 相对尺寸大小 5 2.4 15 1.0 25 0.55 3。循环水量通常在 510 m3/hr-m2，空气速度通常在 1.52 m/s 4。逆流诱导式通风塔是最常见的。 这些塔的操作条件可达湿球温度的 1 oC 之内，通常在 36 oC 的温差之内。 5。对于需要每冷却 6 oC 左右的凉水塔，约有 1 %的循环量损失。飘散损失约占循环量的 0.25 %左右，排放约占循环量的 3 %左右，以防止氯盐类物质等化学品在系统中的累积。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19249-1-1.html 工艺设计要点之五：输送装置 对于大于 120 m 长距离、大通量物质传递的场合，选用气流输送装置是最适宜的。还适用于 多个输送源、多个目的地的工况。对于真空或低压系统 0.40.8 Bar)，输送空气速度为 10 37m/s。输送空气量约在 0.030.5 m3/m3 输送固体。 2。拖曳型刮板输送机是全封闭的，适合于短距离输送物质。块料尺寸约为 75480mm，输 送速度为 0.21.3m/s,所需动力比其他形式的输送装置要大。 3。斗式提升机常用于垂直输送物料的场合，且物质是比较粘稠、研磨的物料。500500mm 容量抓斗的处理能力可达 28 m3/hr，提升速度为 0.5m/s，最快速度可达 1.5 m/s 4。带式输送机用于长距离、大通量输送。倾斜度最大为 30o 角， 600 mm 宽的皮带输送能 力达 85m3/hr，输送速度约为 0.5m/s，最快速度可达 3m/s 所需动力相对要小些。 5。螺旋输送机用于粘稠、 研磨物料的长达 46 m 距离的输送。 倾斜度最大为 20o 角， 300mm 直径螺旋板的输送能力达 85 m3/hr，转速为 4060 转/分时的输送能力可达 2885 m3/hr 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19309-1-1.html 工艺设计要点之六：结晶器 1。大多数结晶过程中，C/Csat(浓度/饱和浓度)之比保持在 1.021.05 之间。 2。晶体生长速度和晶粒大小取决于溶液的过饱和度。 3。在冷却结晶过程中，溶液温度保持在给定浓度的饱和点以下 0.51.2 oC 较合适。 4。常见的晶体生长速度约为 0.10.8 mm/hr 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19971-1-1.html 工艺设计要点之七：电机与透平 1。电机马达的效率一般在 85 95% ； 蒸汽透平的效率一般在 42 78% ； 燃气透平的效 率一般在 28 38% 。 2。对于 75 kW (100 hp)以下的用户，通常采用电机， 最高可用于 15000 kW (20000 hp)的用 户。 3。最常用的是感应电动机。 例如转速低达 150 转/分的同步电动机，其额定功率为 37 kW (50 hp)左右。 适用于低转速往复压缩机。 4。蒸汽透平机很少用于 75 kW (100 hp)以下的用户，其转速可以控制。 5。采用气体膨胀机可以回收上百马力的能量，同时也是获取低温的手段。 膨胀机每产生 100kW 的功率，相当于移去了 360kJ/h 的热量。 6。由下式估算透平机的功耗： 其中 H = 实际可用功，Btu/lb Cp = 常压热容，Btu/lb oF T1 = 入口温度，oR P1 = 入口压力，psia P2 = 出口压力，psia K = Cp/Cv 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19972-1-1.html 工艺设计要点之八：固体干燥 1。喷雾干燥只需几秒钟的时间，而转筒式干燥时间则需几分钟，乃至一个小时。 2。处理 315 mm 球粒状物料干燥的连续板/带式干燥器的干燥时间约为 10200 分钟。 3。用于处理高粘度流体物料的鼓式干燥器接触时间约为 312 秒， 产品片厚约 13 mm。 转鼓直径约 0.51.5 m，转速约为 210 转/分。最大蒸发能力约为 1363 kg/hr 4。转筒式干燥器操作的空气流速为 1.53 m/s，最高达 11 m/s。停留时间约 590 分钟。 对于新设计的转筒干燥器，需要 85 %的横截面积空间。 采用逆流操作的设计，出口气体温度高于固体温度约 1020 oC。而并流操作的设计，要保 证固体物料出口温度为 100 oC。转速通常为 45 转/分，转速与筒径(m)的乘积约为 4.6 7.6。 5。气流输送干燥器适用于 13 mm 的颗粒干燥，甚至大至 10 mm 的颗粒物料。 空气速度约为 1030 m/s，典型的单程干燥停留时间接近 1 分钟。设备尺寸约为直径 0.2 0.3 m，长 138 m。 6。 流化床式干燥器适合处理 4 mm 以下的颗粒干燥。 气速的设计参数为最小流化速度的 1.7 2 倍。一般连续操作的干燥时间取 12 分钟就足够了。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19973-1-1.html 工艺设计要点之九：罐式容器 1。液体罐通常是卧式的，气液分离罐通常是立式的。 2。适宜的长度/直径比为 3，范围在 2.5 5。 3。半充满回流罐的停留时间为 5 分钟； 气液分离罐进料到另一个塔之间的设计停留时间 为 5 10 分钟。 4。炉前进料罐的停留时间最好是 30 分钟。 5。压缩机前气液分离罐的设计停留时间应该为每分钟液体体积通量的 10 倍。 6。液液分离器的设计停留时间应该维持沉降速度为 0.85 1.3 mm/s 7。气液分离罐中气体临界速度 = 0.048 (液体密度/气体密度-1)0.5 密度为 kg/m3，临界速度为 m/s 8。除沫器中丝网层厚度通常为 150 mm。 9。对于正压分离系统，丝网层之前的分离空间为 150450 mm， 丝网层之后的分离空间为 300 mm。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19974-1-1.html 工艺设计要点之十：蒸发器 1。最常见的类型是垂直长管自然或强制循环蒸发器。 管径在 1963 mm 之间，管长在 3.69.1 m 之间。 2。强制循环速度一般在 4.56 m/s 范围内。 3。溶液沸点温度升高(BoilingPointRise 或 B.P.Elevation) 是由于溶液中存在不挥发溶质的作用，而导致溶液温度与饱和蒸汽温度的差别。 4。当 BPR 大于 4 oC 时，较经济的做法是采用 46 效串联蒸发器设计。 温差愈小，采用取决于蒸汽消耗成本的串联设计，其经济效果愈加明显。 5。增加多效之间的蒸汽压力，可以采用喷射器(2030%效率)， 或者机械压缩机(7075%效率)。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-19975-1-1.html 工艺设计要点之十一：过滤器 1。通常依据实验室真空滤叶试验的形成滤饼时间来分类的， 0.110 cm/s 为快速； 0.1 10 cm/min 为中速； 0.110 cm/hr 为慢速； 2。如果 5 分钟之内不能形成 3 mm 厚的滤饼，则不应采用连续过滤方法。 3。对于需要快速过滤的场合，最好选择带卸料、顶加料的转鼓过滤机和加压式离心过滤机。 4。对于需要中速过滤的场合，最好选择带真空鼓式和边沿式离心过滤机。 5。对于需要慢速过滤的场合，最好选择压滤机或者澄清式离心过滤机。 6。对于需要过滤微细砂矿石的场合，转鼓速率为 7335 kg/day-m2，转速 20 转/hr，真空度 457635 mm Hg。 7。对于需要过滤矿脉固体和结晶的场合，转鼓速率为 29340 kg/day-m2，转速 20 转/hr，真 空度 51152 mm Hg。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-20152-1-1.html 工艺设计要点之十二：混合与搅拌 1。中等搅拌程度的流体表面速度为 0.030.06m/s，而强烈搅拌的流速为 0.20.3 m/s。 2。测量有挡板搅拌槽内的搅拌强度，主要依据是所需动力和叶轮尖端速度：动力输入 叶 端 线 速 kW/m3m/s 掺 混 0.033/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 0.082/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont= 宋 体size=14pt-/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont=宋 体size=14pt均相反应/size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt0.082/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 0.247/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt2.29/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 3.05/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 带 传 热 的 反 应 /size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt0.247/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 0.824/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt3.05/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 4.57/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 液 液 混 合 /size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt0.824/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt4.57/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 6.09/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 气 液 混 合 /size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt0.824/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 1.647/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt4.57/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 6.09/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 淤 浆 /size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt1.647/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt-/size/font/align/align/td/tr/tablealign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt3/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 。 各 种 搅 拌 槽 的 几 何 尺 寸 都 与 其 容 器 的 直 径 (/size/fontfont= 宋 体size=14ptD/size/fontfont=宋体size=14pt)/size/fontfont=宋体size=14pt有关： /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 液 位 =/size/fontfont=宋体size=14ptD/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋 体 size=14pt 涡 轮 叶 片 的 直 径 =/size/fontfont= 宋 体 size=14ptD/3/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 叶 轮 距 槽 底 距 离 =/size/fontfont= 宋 体 size=14ptD/3/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt 叶 片 宽 度 =/size/fontfont= 宋 体size=14ptD/15/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt四直 叶 挡 板 宽 度 =/size/fontfont= 宋 体 size=14ptD/10/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt4/size/fontfont= 宋 体size=14pt。对于需要沉降速度为/size/fontfont=宋体size=14pt9/size/fontfont=宋 体size=14pt m/s/size/fontfont=宋体size=14pt的固体悬浮物，采用涡轮式叶轮设计； /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt对于需要沉降速度为 /size/fontfont=宋体size=14pt46/size/fontfont=宋体size=14pt m/s/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 的 场 合 ， 则 采 用 强 化 搅 拌 的 推 进 式 叶 轮 设 计 ； /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont= 宋 体 size=14pt5/size/fontfont= 宋 体size=14pt。气液混合所需的动力比完全液体混合所需的动力约小/size/fontfont=宋 体 size=14pt25/size/fontfont= 宋 体 size=14pt 50/size/fontfont= 宋 体size=14pt %/size/fontfont=宋体size=14pt。/size/font/align/align 回复 引用收藏 分享 举报 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-20153-1-1.html 工艺设计要点之十三：压力容器和贮罐 1。在-30 oC 到 345oC 之间的设计温度，取最大操作温度加上 25oC 的余量。 2。一般情况下，设计压力取最大操作压力的 110 %或者在最大操作压力值上再加 0.691.7 bar，取大者。最大操作压力取正常操作压力值加上 1.7 bar。 3。对于真空操作，设计压力取相对于全真空的 1 bar(表)压力。 4。保证罐体结构安全的最小壁厚为：对于直径为 1.07 m 及以下尺寸的罐，壁厚取 6.4 mm； 对于直径为 1.07 1.52 m 尺寸的罐，壁厚取 8.1 mm；对于直径为 1.52 m 以上尺寸的罐，壁 厚取 9.7 mm。 5。许用工作应力取材料强度极限的 1/4。 455 oC 540 oC 6。最大许用工作应力：温度范围-30 345 oC 400 oC 碳钢 SA203 1290 bar 1070 bar 686 bar 273 bar 不锈钢 302 SS 1290 bar 1290 bar 1100 bar 431 bar 7。容器壁厚估算式：壁厚=(压力外曲率半径)(许用应力焊接效率-0.6压力)+腐蚀余 量 其中：压力为 (表)；曲率半径为英寸；应力为 psi；腐蚀余量为英寸。初始设计工况的 焊接效率通常取 0.85。 8。腐蚀余量取值：已知腐蚀性介质 9 mm；非腐蚀性介质 4 mm；蒸汽罐或空气槽 1.5 mm。 9。小于 3.8 m3 容量的贮罐，采用带支腿的立式罐。 10。3.838 m3 之间容量的贮罐，采用混凝土支承的卧式罐。 11。大于 38 m3 量的贮罐，采用混凝土座的立式罐。 12。贮存低蒸气压的液体，采用浮顶罐。 13。原料贮罐通常按 30 天供料设计。 14。贮罐容积应该设计为货运槽车容积的 1.5 倍。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-20155-1-1.html 工艺设计要点之十四：管道 1。对于液体管线尺寸设计: 合适的流速为 1.5+0.004D m/s，泵出口端压降约为 0.04 kg/cm2/100 m 管线。 在泵入口端，流速为 0.4+0.002D m/s，压降约为 0.008 kg/cm2/100 m 管线。 其中 D 为管线直径，mm。 2。对于蒸汽或者气体管线尺寸设计： 合适的流速为 0.24D m/s，压降约为 0.01 kg/cm2/100 m 管线。 3。过热、干蒸汽、气体管线的流速限制在 61 m/s 及压降 0.1 kg/cm2/100 m 管线； 饱和蒸汽管线的流速限制在 37 m/s 以防止冲蚀。 4。对于型钢管线的压降估算式： P =35M1.20.2/(D4.2) 其中： P 为摩擦阻力降，kg/cm2/100 m 当量管线 M 为质量流率，kg/hr 为管内流体粘度，cP 为管内流体密度，kg/m3 D 为管线内径，mm。 对于光滑的换热器钢管，须用 30 替换 35。 5。对于两相流，通常采用 lockhart / Martinelli 估算式， 首先计算管线内每一相单独存在时的压降，然后计算： X = ?PL/?PG0.5 则，总压降计算如下： P 总 = YLPL 或者 YGPG 其中： YL = 4.6X-1.78 + 12.5X-0.68 + 0.65 YG = X2YL 6。控制阀至少需要 0.69 bar 的压降来正常地操作。 7。管道法兰的公称压力等级有 10，20，40，103 和 175 bar。 8。截止阀通常适用于需要严密阻断气体介质的场合，闸阀适用于其他大多数场合。 9。 螺纹管件适用于小于 50 mm 管径的管道中， 较大的管线连接易采用法兰或焊接以防泄露。 10。管道表号为： 其中 P 为管道设计压力，Psi 为管材的许用工作压力，Psi 常用的管道表号为 Sch=40。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-25073-1-1.html 工艺设计要点之十五：泵 1。用泵输送液体所需要的功率： kW=1.67流率(m3/min)压降(bar)效率 2。NPSH=(在叶轮眼处的蒸气压力)(密度重力常数) 通常为 1.2 6.1 m 液柱的压头 3。GPSA 工程数据手册的效率估算式： 效率= 80-0.2855F+0.000378FG-0.000000238FG2+0.000539F2-0.000000639F2 G+ 0.0000000004F2G2 其中：F 为压头，ft；G 为流率，GPM。 应用范围在 F=50 300 ft； G=100 1000 GPM；偏差为 3.5%。 4。离心泵：单级流量为 0.057 18.9 m3/min 时，最大压头 152 m ； 流量为 0.076 41.6 m3/min 时采用多级，最大压头 1675 m 。 在流量为 0.378 m3/min 时，效率为 45% ； 在流量为 1.89 m3/min 时，效率为 70%； 在流量为 37.8 m3/min 时，效率为 80%。 5。轴流泵用于流量为 0.076 378 m3/min 的场合， 压头可高达 12 m 液柱，效率约为 65 85%。 6。旋转泵用于流量为 0.00378 18.9 m3/min 的场合， 压头可高达 15,200 m 液柱，效率约为 50 80%。 7。往复泵用于流量为 0.0378 37.8 m3/min 的场合， 压头可高达 300,000 m 液柱， 功率为 7.46 kW 时的效率约为 70%； 功率为 37.3 kW 时的效率约为 85%； 功率为 373 kW 时的效率约为 90%。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-25074-1-1.html 工艺设计要点之十六：压缩机和真空设备 1。根据下图选择压缩机类型： 2。风扇用来升高压力约 3% ；鼓风机只能升高压力不到 2.75 bar(表) ；压缩机则可以升到 更高的压力。 3。理论上可逆绝热功率估算式： 功率 = m z1 R T1 (P2 P1)a - 1 a 其中： T1 为入口温度； P1、P2 为进出口压力； R 为气体普适常数 z1 为压缩因子； m 为摩尔流率； a = (k-1)/k ，及 k = Cp/Cv 4。绝热可逆流体的出口温度 T2 = T1 (P2P1)a 5。出口温度不应该超过 204 oC 。 6。对于双原子气体(Cp/Cv = 1.4)的压缩比约为 4。 7。对于多级压缩，每一级的压缩比应该接近相同。 压缩比 = (Pn / P1) 1/n 共有 n 级压缩。 8。往复式压缩机的效率： 压缩比为 1.5 时的效率为 65%； 压缩比为 2 时的效率为 75%； 压缩比为 3 6 时的效率为 80 85%。 9。入口流率为 2.8 47 m3/s 的大型离心式压缩机效率约为 7678%。 10。活塞往复真空泵可以抽真空到 1 torr(绝)；活塞旋转真空泵可以抽真空到 0.001 torr(绝). 11。单级喷射泵可以抽真空到 100 五级可达 0.05 torr(绝)。 torr(绝)；双级可达 10 torr(绝)；三级可达 1 torr(绝)； 12。三级喷射泵维持抽真空在 1 torr(绝)，每 kg 空气需要 100 kg 蒸汽。 13。泄露进真空设备中的空气量=kV2/3 其中当压力大于 90 torr 时，k=4.8； 压力在 320 torr 时，k=1.9； 压力小于 1 torr 时，k=0.6； V 为真空设备的容积，m3； 泄露进真空设备的空气量，kg/h 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-32475-1-1.html 工艺设计要点之十七：换热器 1。热交换器计算式 Q = UAF (LMTD) 中 LMTD 的校正因子可取 F = 0.9。 2。最常见的换热管外径为 19、25、38 mm ，三角形排列，管长 6000、3000 mm 。 3。壳径 300 mm 的换热器面积约为 9.3 m2； 壳径 600 mm 的换热器面积约为 37.2 m2； 壳径 900 mm 的换热器面积约为 102 m2。 4。换热管内液体流速应该为 1 3 m/s ；气体流速应该为 9 30 m/s 。 5。带有腐蚀、污浊、锈蚀或者高压的流体通常安排在管内侧。 6。粘性和冷凝的流体通常安排在管外壳侧。 7。对于蒸发工况，压降约为 0.1 bar；其他工况约为 0.2 0.68 bar。 8。管壳式换热器中对于同端面管内外流体的最小温差约为 10 oC；对于冷剂约为 5 oC 。 9。凉水塔出口温度通常为 30 oC ，返水温度不高于 45 oC 。 10。从参考文献中可以找到许多管壳式换热器中传热系数的估算式， 参见本园地 2000-12-22 刊发的“如何设计换热器及平均总传热系数 U 的初估” 。 11。对于换热面积为 10 20 m2 的工况，最好选用套管式换热器。 12。螺旋板换热器通常用于泥浆及含有固体物料的工况。 13。带垫片的板式换热器温度可高达 160 oC，由于其高效传热及“交错温差”的特性，而 被广泛应用。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-32474-1-1.html 工艺设计要点之十八：板式塔 1。对于理想混合物，其相对挥发度可以取其纯组分蒸汽压的比值。 2。塔的操作压力主要取决于冷凝器中冷剂的冷凝温度， 以及再沸器中为避免工艺物流热降解而允许的最高温度。 3。对于顺序分离精馏塔系列： 首先进行最容易的分离(采用最小塔板数及最小回流比) 如果相对挥发度及进料组成变化不是很大，可一次将需要的产品精馏出塔顶。 如果相对挥发度及进料组成变化很明显，按照其挥发度的降序排列，依次精馏出所需产品。 如果进料浓度变化很明显，但是相对挥发度相差不多， 按照其浓度的降序排列，依次精馏出所需产品。 4。最经济的回流比通常在最小回流比的 1.2 1.5 倍之间。 5。最经济的塔板数通常取最小理论板数的两倍， 而最小理论板数是由 Fenske-Underwood 关联式决定的。 6。通常塔盘设计中实际塔盘数目要比计算值富余出 10 % 。 7。板间距应该取 450 610 mm 。 8。塔盘效率最高值通常在中等压力下蒸气线速度为 0.6 m/s ； 真空条件下蒸气线速度为 1.8 m/s 。 9。每块塔盘的典型压降为 0.007 bar。 10。水溶液物系精馏的塔盘效率通常在 60 90 % ，而气体吸收和汽提塔的塔盘效率接近于 10 20 %。 12。最常见的三类塔盘为浮阀、筛板和泡罩。泡罩适用于要求低漏液率的工况，其压降比浮 阀和筛板塔盘还要低。 13。筛板塔盘筛孔直径约为 6 13 mm，开孔面积约占塔盘总鼓泡面积的 10 %。 14。浮阀塔盘阀孔直径为 38 mm，每平方米鼓泡面积中约设置 130 150 个浮阀。 15。最普通的堰高为 50 76 mm，典型的堰长取塔径值的 75 %。 16。回流泵的输送能力应该有至少 10 %的设计余量。 17。适宜的 Kremser 吸收因子通常在 1.25 2.00 之间。 18。回流罐通常是卧式安装，设计停留时间为 5 分钟时充满罐容积的一半。 19。对大多数的塔，直径至少为 0.9 m ，其顶部应该留 1.2 m 高度的蒸气排放空间， 底部应该留 1.8 m 高度的釜液累积排放和再沸器返回接口空间。 20。由于风载和基础的原因，塔高不宜超过为 60 m。 21。塔的长径比一般不超过 30，最好低于 20。 22。根据塔径粗估再沸器热负荷： Q = 1.36D2 对于加压精馏塔； Q = 0.8D2 对于常压精馏塔； Q = 0.4D2 对于真空精馏塔。 其中热负荷 Q，106 kcak/hr； 塔径 D，m 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-32473-1-1.html 工艺设计要点之十九：填料塔 1。填料塔的压降总是比相应的板式塔要低。 2。经常采用规整填料来改造现有板式塔，以提高产能或者分离要求。 3。对于气相流率为 14 m3/min 时，宜选用 25 mm 规格的填料； 对于气相流率为 57 m3/min 时，宜选用 50 mm 规格的填料。 4。塔径与填料直径的比值通常应该大于 15。 5。为避免被压扁，塑料填料层单段高度宜限制在 3 4 m ， 而金属填料床层单段可高达 6 7.6 m。 6。对于鲍尔环填料，沿塔高每间隔 5 10 倍塔径时，就应该设置液体再分布器； 对于其它散堆填料，每间隔 6.5 m 时，就应该设置液体再分布器。 7。大于 900 mm 塔径的液体再分布器喷淋头，约为塔截面积上 86 130 个/m2 ； 小塔中的喷嘴密度还应更大些。 8。填料塔操作泛点率应该在 70 %左右。 9。对于气液吸收塔的理论板当量高度(HETS)，25 mm 鲍尔环为 0.4 0.56 m ； 50 mm 鲍尔环为 0.76 0.9 m。 10。设计压降： 工况压降，Bar/m 填料 吸收和再生塔 不发泡体系 中等发泡体系 0.002 0.003 0.001 0.002 气体洗涤塔 水为溶剂 化学品溶剂 0.003 0.005 0.002 0.003 常压或加压蒸馏塔 0.003 0.007 减压蒸馏塔 0.001 0.003 任何体系的最大值 0.008 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-32471-1-1.html 工艺设计要点之二十：反应器 1。反应速率数据必须由实验室的研究工作得出， 停留时间和空速数据的最终确定必须在试验台上取得。 2。催化剂颗粒的尺寸：流化床一般为 0.1 mm，泥浆床一般为 1 mm， 固定床一般为 2 5 mm。 3。对于均相全混釜反应器，输入搅拌浆的功率应该为 0.1 0.3 kW/m3 。 然而如果有传热发生，则所需功率应该三倍于上述数值。 4。当平均停留时间达到组分均一所需时间的 5 10 倍时，就达到了 CSTR 的理想状态。 适当设计的搅拌约 500 2000 次旋转，才能达到组分均一。 5。 液体或者淤浆介质间相当慢的反应， 通常最经济的配置应该采用 3 5 个全混釜反应器串 联。 6。平推流反应器的典型应用，在高流率产出物及短停留时间，当需要明显的热量传递时选 择它。 7。当达到平衡条件下 95%的转化率时，一个 5 级全混釜反应器相当于一个活塞流反应器的 性能。 8。温度升高 10oC，通常反应速率会加快一倍。 9。非均相反应的反应速率经常是由传热或传质因素控制的，而不是化学动力学。 10。有时，改善催化剂选择性能比增加反应速率更有效。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考 /thread-32470-1-1.html 工艺设计要点之二十一：制冷 1。一冷冻吨相当于移出 12,000 Btu/h 的热量。 2。各种常用的制冷剂： 温度，oC 制冷剂 -18 -10 深冷盐水、乙二醇 -45 -10 氨、氟里昂、丙烷/丙烯 -100 -45 乙烷、乙烯 3。取决于凉水塔的规模，冷却水出口温度在 27 32 oC 之间， 回水温度应该在 42 52 oC 之间，海水回水温度不应该高于 43 oC。 4。传热流体：石油馏分油 315 oC 以下； 导生油或其他合成油 400 oC 以下；熔盐 600 oC 以下。 5。通常压缩空气的压力有：3、10、20、30 kg/cm2 几种。 6。仪表空气参数一般为 3 kg/cm2，-18 oC 露点温度。 Btu 是什