设计设备计算说明书40

10万吨醋酸乙烯生产分厂的设计设备计算说明书许昌学院西红柿番茄团队 团队成员：李慧洁粟德梅秦治远王育林唐浩铭指导老师：孙国富徐静莉10万吨醋酸乙烯生产分厂的设计设备计算说明书许昌学院西红柿番茄团队 团队成员：李慧洁粟德梅秦治远王育林唐浩铭指导老师：孙国富徐静莉目录第一章设备设计方案 3设计基本要求及原则 3设备设计的基本要求目录第一章设备设计方案 3设计基本要求及原则 3设备设计的基本要求 3塔设备设计原则 3设计标准 3设计选型范围 4非标设备设计 4塔设备设计 5塔设备选择设计规范 5塔设备选择要求 5塔型选择一般原则 5与物性有关的因素 6与操作条件有关的因素 6下列情况可优先选用板式塔 6下列情况可优先选用填料塔 7塔板的选择 7T403二次共沸塔设计 7使用软件列表 8塔径的计算 8流体力学性能评价 9负荷性能图 12软件核算 13反应器设计计算 173.1概述 17VAC反应器设计 17反应方程式 18设计过程 18换热器设计计算说明书 204.1概述 20换热器设备选择设计规范 20换热器的选型 20换热器类型与特性 21物流流程的选择 22第二章第三章第四章4.3.3换热管规格选择 22E203换热器设计计算 234.3.3换热管规格选择 22E203换热器设计计算 23使用软件列表 24设计条件的确定 24确定物性数据 25计算总传热系数 254.4.5工艺结构.............................................................................26软件校核 28AspenExchangeDesign&Rating辅助设计 28第五章泵设备计算说明书 315.1概述 31选用要求 32选型依据 35泵的选型 36选型结果 38设计基本要求及原则设备设计的基本要求了确保安全与经济，过程设备应满足以下基本要求：部满足，设计选用时应针对具体问题具体分析，满足主要要求，兼顾次要要求。1.1.2塔设备设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触；（2）结构简单，处理能力大，压降低；（3）强化质量传递和能量传递。1.2设计标准《钢炉和容器用钢板》GB713—2008《化工装置用不锈钢大口径焊接技求》HG20537.4—1992《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2—1995《片的设置和选用》HG/T20570.3—1995《设备进、出管口损失计算》HG/T20570.9—1995《钢制化工容器设计基础规定》HG/T20580—2011《钢制化工容器材料选用规定》HG/T20581—2011《钢制化工容器强度计算规定》HG/T20582—2011《钢制化工容器结构设计规定》HG/T20583—2011《钢制化工容器制造技术规定》设计基本要求及原则设备设计的基本要求了确保安全与经济，过程设备应满足以下基本要求：部满足，设计选用时应针对具体问题具体分析，满足主要要求，兼顾次要要求。1.1.2塔设备设计原则（1）具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触；（2）结构简单，处理能力大，压降低；（3）强化质量传递和能量传递。1.2设计标准《钢炉和容器用钢板》GB713—2008《化工装置用不锈钢大口径焊接技求》HG20537.4—1992《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2—1995《片的设置和选用》HG/T20570.3—1995《设备进、出管口损失计算》HG/T20570.9—1995《钢制化工容器设计基础规定》HG/T20580—2011《钢制化工容器材料选用规定》HG/T20581—2011《钢制化工容器强度计算规定》HG/T20582—2011《钢制化工容器结构设计规定》HG/T20583—2011《钢制化工容器制造技术规定》HG/T20584—2011《化工设备设计基础规定》HG/T20643—2011《容器无损检测》JB4730—2005《钢制容器焊接工艺评定》JB4708—2000《钢制容器焊接规程》JB/T4709—2007《钢制容器焊接试板的力学性验》JB4744—2007《容器用钢锻件》JB4726—20111.3设计选型范围储罐、储罐等。1.4非标设备设计这些设备能很好的适应工艺所要求。《化工设备设计基础规定》HG/T20643—2011《容器无损检测》JB4730—2005《钢制容器焊接工艺评定》JB4708—2000《钢制容器焊接规程》JB/T4709—2007《钢制容器焊接试板的力学性验》JB4744—2007《容器用钢锻件》JB4726—20111.3设计选型范围储罐、储罐等。1.4非标设备设计这些设备能很好的适应工艺所要求。第二章塔设备设计2.1塔设备选择设计规范设计标准与依据2.2塔设备选择要求泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应能保证长期连续操作。（3）流体的阻力小，即流体通过塔设备的降小。这将大大节省生降还将使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。2.3塔型选择一般原则设计依据《石油化工设计手册》《固定式 容器》GB150-2011《设备及管道保温设计导则》GB8175-2008《 容器封头》GB/T25198-2010《塔器设计技术规定》第二章塔设备设计2.1塔设备选择设计规范设计标准与依据2.2塔设备选择要求泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应能保证长期连续操作。（3）流体的阻力小，即流体通过塔设备的降小。这将大大节省生降还将使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。2.3塔型选择一般原则设计依据《石油化工设计手册》《固定式 容器》GB150-2011《设备及管道保温设计导则》GB8175-2008《 容器封头》GB/T25198-2010《塔器设计技术规定》HG20652-1998《钢制化工容器结构设计规定》HG/T20583-2011《工艺系统工程设计技术规范》HG/T20570-1995《塔顶吊柱》HG/T21639-2005《不锈钢人、手孔》HG21594-2014《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》HG/T21514-2014《钢制塔器容器》JB/T4710-2005料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。2.3.1与物性有关的因素的物系，如处理量不大时，宜选用填料塔为宜。因为填料塔能使 破裂，在板式塔中则易引起液泛；具有腐蚀性的介质，可以选用填料塔；料必须减压操作，以防止过热引起分解或聚合，故选用 降较小的塔型；（4）粘性较大的物系，可选用大填料。板式塔的传质效率较差；含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜；可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。2.3.2与操作条件有关的因素料性质、操作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。2.3.1与物性有关的因素的物系，如处理量不大时，宜选用填料塔为宜。因为填料塔能使 破裂，在板式塔中则易引起液泛；具有腐蚀性的介质，可以选用填料塔；料必须减压操作，以防止过热引起分解或聚合，故选用 降较小的塔型；（4）粘性较大的物系，可选用大填料。板式塔的传质效率较差；含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜；可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。2.3.2与操作条件有关的因素（1）若气相传质阻力大，宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为气体在液层中鼓泡；（2）大的液体负荷可选用填料塔，若要用板式塔则采用板上液层阻力小的塔型（如筛板和浮阀）；低的液体负荷一般不宜选用填料塔；选用板式塔。2.3.3下列情况可优先选用板式塔变化要求不敏感，要求操作易于稳定；（2）液相负荷较小，因为这种情况下，填料塔会由于填料便面湿润不充分而降低其分离效率；（3）含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大，赌赛的较小；（4）在操作过程中伴随有放热或需要加热的无聊，需要在塔内设置内部换效地传热。2.3.4下列情况可优先选用填料塔故可采用新型填料以降低塔的高度；（2）对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；（3）具有腐蚀性的物料，可选用填料塔，因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、等；（4）容易发泡的物料，宜选用填料塔，因为在填料塔内，气相主要不以气泡形式通过液相，可减少发泡的，此外，填料还可以使破碎。（5）本塔的分离物主要是海水和二氧化硫，原料洁净、腐蚀性大、粘度小且无悬浮物，整套装置产量大且气液相负荷大。综合考虑上述因素，本项目优先选择板式塔。2.4塔板的选择塔板的主要特征为气液两相在板面上以气体鼓泡和液体喷射状态完成气液性能比较列表。2-2几种主要塔板的性能比较综合考虑，本塔选择筛板类型的塔板，型号为φ效地传热。2.3.4下列情况可优先选用填料塔故可采用新型填料以降低塔的高度；（2）对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔；（3）具有腐蚀性的物料，可选用填料塔，因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、等；（4）容易发泡的物料，宜选用填料塔，因为在填料塔内，气相主要不以气泡形式通过液相，可减少发泡的，此外，填料还可以使破碎。（5）本塔的分离物主要是海水和二氧化硫，原料洁净、腐蚀性大、粘度小且无悬浮物，整套装置产量大且气液相负荷大。综合考虑上述因素，本项目优先选择板式塔。2.4塔板的选择塔板的主要特征为气液两相在板面上以气体鼓泡和液体喷射状态完成气液性能比较列表。2-2几种主要塔板的性能比较综合考虑，本塔选择筛板类型的塔板，型号为φ13mm。2.5T403二次共沸塔设计塔板类型优点缺点适用场合筛板塔板效率高小较多浮阀效率高、操作范围宽浮阀易脱落化大泡罩较成熟、操作稳定小特别容易堵塞的物系2.5.1使用软件列表2-3使用软件列表由Aspenplus吸收塔上的物性参数，T403二次共沸塔为例进行手工计算和T403二次共沸塔进出物料物性参数如下表。2-4共沸塔进出物料物性参数与共沸塔有关物性参数数据如下：2-5共沸塔有关物性参数数据2.5.2塔径的计算选板间距HT=0.45mhL一般取0.05～0.08m,取hL=0.065m,3可得C20=0.078，2.5.1使用软件列表2-3使用软件列表由Aspenplus吸收塔上的物性参数，T403二次共沸塔为例进行手工计算和T403二次共沸塔进出物料物性参数如下表。2-4共沸塔进出物料物性参数与共沸塔有关物性参数数据如下：2-5共沸塔有关物性参数数据2.5.2塔径的计算选板间距HT=0.45mhL一般取0.05～0.08m,取hL=0.065m,3可得C20=0.078，Lm 0.20.2C=C=0.078=0.081320 20物性进料塔顶塔底ρl（kg/m3）931.885893.697904.939μl（kg/(m•h)）0.41910.24420.339224405.515005.29400.32参数流体进口塔顶流体塔底流体5862.2029109.895/bar111.01相态液液液体积流量/cum/hr26.189516.790110.3878/kmol/hr494.331266.939227.392/kg/hr24405.515005.29400.32名称用途来源AspenPlusV9.0分离性能设计AspenTech公司CUP-Tower流体力学设计大学（华东）SW6-2011塔体强度结构设计化工设备设计技术中心站AutoCAD2007吸收塔平面布置图绘制Autodesk公司2-1史密斯关联图m842.1-1.208最大空塔速度umax=C=0.0813-u=(0.6～0.8)umax4𝑉𝑀= 4∗3.81D==1.8m√𝜋𝜇 2-6塔板间距与塔径的关系1.6～2.0m内,2-1史密斯关联图m842.1-1.208最大空塔速度umax=C=0.0813-u=(0.6～0.8)umax4𝑉𝑀= 4∗3.81D==1.8m√𝜋𝜇 2-6塔板间距与塔径的关系1.6～2.0m内,HT450～600mm塔截面积AT= 。实际空塔气速u= = =𝜋𝑉3.81ℎD=1.8m44𝐴𝑇 2.54𝑢1.5= =0.6～0.8u取值比较合理𝑢𝑚𝑎𝑥2.142.5.3流体力学性能评价精馏塔的流体力学性能主要包括降、液泛量、漏液量和雾沫夹带量等。D/m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4板间距HT/mm200～300300～350350～450450～600500～800hp=hc+h1+hσ计算塔板效率a.hc73.1= 1/1.825u=1.2080chp=hc+h1+hσ计算塔板效率a.hc73.1= 1/1.825u=1.2080cVmh=5.34u02Vm=5.34×03038=0.0458m29.81 842.1gLmb.板上充气液层阻力h1为油时，ε0=0.20～0.35，为碳氢化合物时，ε0=0.4～0.5，所以取充数ε0=0.5 c.克服表面张力所造成的阻力hσ因本设计采用筛板塔，其hσ很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为hp=hc+h1+hσ=0.0458+0.0325=0.0783mΔP=650Pa可取（2）精馏段淹塔现象Hd≤φ(HT+hw)，Hd=hp+hL+hdhp，hp=0.0783mhd，因为不设进口堰，hd按下式计算，hd=0.153Lh22l =0.153=0.00038mwh0hL,hL=0.065mφ(HT+hw)=0.5(0.45+0.0537)=0.25185（3）精馏段雾沫夹带VAC3K=1.0，根据泛点负荷图16LZLVhLmF1=CbVhLmF1=0泛点负荷图16LZLVhLmF1=CbVhLmF1=0.8CFATeV<0.1kg液·(kg汽)-1的要求。计算塔板效率a.hc= 73.11/1.825u=0.8260cVmh=5.34u02Vm=5.34×161=0.038mgLmb.板上充气液层阻力h1ε0=0.5，h1c.hσhp=hc+h1+hσ=0.038+0.03=0.068mΔP=650Pa可取。（5）提馏段淹塔Hd≤φ(HT+hw)hp=hc+h1+hσ=0.038+0.03=0.068mΔP=650Pa可取。（5）提馏段淹塔Hd≤φ(HT+hw)，Hd=hp+hL+hd。与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp，hp=0.068mhd=0.153 Lh22=0.153=0.0055ml wh0hL，hL=0.06m。对于一般的物质φ=0.5，HT=0.45m,hw=0.0396m 可见Hd=0.1335＜φ(HT+hw)=0.1948，符合防止淹塔的要求。（6）提馏段雾沫夹带VAC3K=1.0，根据板上液体流经长度板上液流面积 2 m Lm16LZLVhF1=Cb m LmVhF1=0.8CFAT80%e<0.1kg·的要求kg2.5.4负荷性能图2-3精馏段负荷性能图2-4提馏段负荷性能图2.6软件核算AspenPlus塔板设计结果及Cup-Tower中，其操作界面如下所示。（1）工艺条件输入Vhm3·s-1Vhm3/s提馏段负荷性能图54.543.532.521.510.500 0.002 0.004 0.006 0.008 0.01 0.012Lhm3/s精馏段负荷性能图54.543.532.521.510.500 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 0.008 0.009Lhm3·s-12-3精馏段负荷性能图2-4提馏段负荷性能图2.6软件核算AspenPlus塔板设计结果及Cup-Tower中，其操作界面如下所示。（1）工艺条件输入Vhm3·s-1Vhm3/s提馏段负荷性能图54.543.532.521.510.500 0.002 0.004 0.006 0.008 0.01 0.012Lhm3/s精馏段负荷性能图54.543.532.521.510.500 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 0.008 0.009Lhm3·s-12-5精馏段工艺条件输入图2-5提馏段工艺条件输入图（2）筛板精馏塔校核结果a.2-5精馏段工艺条件输入图2-5提馏段工艺条件输入图（2）筛板精馏塔校核结果a.精馏段b.提馏段b.提馏段图2-6Cup-Tower筛板精馏塔校核结果图图2-6Cup-Tower筛板精馏塔校核结果图3.1概述反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。3-1反应器特性3.2VAC反应器设计本项目反应器设计为VAC在醋酸乙烯的主反应为：CH3COOH+C2H4+0.5O2=CH3COOC2H3+H2O中，反176.53kJ/mol，主要副反应为乙烯直接燃烧生成3.1概述反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。3-1反应器特性3.2VAC反应器设计本项目反应器设计为VAC在醋酸乙烯的主反应为：CH3COOH+C2H4+0.5O2=CH3COOC2H3+H2O中，反176.53kJ/mol，主要副反应为乙烯直接燃烧生成=2CO2+2H2O，1339.8kJ/mol。VAC所在的列管式固定床反应器由数根直径约33mm的反应管并联而成，材质为316L不锈长8m，催化剂填充高度约为7.4m。反物醋酸乙烯和少量型式适用的反应优缺点管式气相；液相但对慢速反应，管要很长，压降大釜式-液相；液-固相适用性大，操作弹性大，连续操作时温度、浓度容易控制， 高转化率时，反应容积大固定床气-固（催化或非催化）相流化床气-固（催化或非催化）相；大，对高转化率不利，操作条件限制较大有效地移热对于列管式固定床反应器的安全操作起着重要作用。3.2.3反应方程式12CH=CH+CHCOOH+O→CH=CHOOCH+HO主反应2 2 3223 22CH3CHO→CH3CH=CHCHO+H有效地移热对于列管式固定床反应器的安全操作起着重要作用。3.2.3反应方程式12CH=CH+CHCOOH+O→CH=CHOOCH+HO主反应2 2 3223 22CH3CHO→CH3CH=CHCHO+H2OCH2=CH2+3O2→2CO2+2H2O副反应3.2.4设计过程2000~5000h-1，控制反应器600~780kpa160~180℃。反应的选择性为94%，单程收率为10%。在Aspen流程模拟中进入反应器的体积流量为3-1Aspen3500h-1则反应所需催化剂床层体积为V0V RSV其中:VO:原料气的体积流量m3/hh-1考虑到催化剂的操作稳定性、7920h，取原料气在反应器中的流速u0为7.8m/s，则反应器截面积为VO0.8202m2FSuoHR高度为VRR8.0228mHRF本设计中，反应器选用单管长8.1m、管径为φ40x3.5VRR8.0228mHRF本设计中，反应器选用单管长8.1m、管径为φ40x3.5mm、材质为316L的不锈0.006834m3121根。考虑到催化剂、老化、外界环境干扰等因素，安全系数取值为1.2。故实际管束146根。4.1概述中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度高，放热；另一种流体温度低，与前一致。生活中一个重要课另一方面，用换热器来回收工业余热，可以显著地提高设备的热效率。4.2换热器设备选择设计规范4-1设计标准与依据4.3换热器的选型内容 日期及标准号《化工设备设计全书—换热器》2003-5《热交换器》GB/T151-2014《 容器》GB150-2011《化工配管用无缝及焊接 选用系列》4.1概述中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度高，放热；另一种流体温度低，与前一致。生活中一个重要课另一方面，用换热器来回收工业余热，可以显著地提高设备的热效率。4.2换热器设备选择设计规范4-1设计标准与依据4.3换热器的选型内容 日期及标准号《化工设备设计全书—换热器》2003-5《热交换器》GB/T151-2014《 容器》GB150-2011《化工配管用无缝及焊接 选用系列》HG/T20553-2011《钢制管法兰、垫片和紧固件》HG/T20592~20635-2009《容器支座》JB/T4712-2007《补强圈》JB/T4736-20024.3.1换热器类型与特性换热器选型时需要考虑的因素很多，主要是流体的性质； 降得范围；对、维修的要求；材料价格；使用等。三类。间壁式换热器有夹套式、管式和板式换热器。，但反过来也促进其自身的发展。在换热器向高参数、大型化发展的今天，管壳式换热器仍占主导地位。料函式和釜式重沸器五类。各类换热器特性如下表。4-2列管换热器中常用的是固定管板式和浮头式两种。一般要根据物流的性质、等要素决定选板式换热器。但遇到以下两种情况时，应选用浮头式换热器。7050~70℃。而壳程流体0.6MPa时，不宜采用有波形膨胀节的固定管板式换热器。大分类名称特性相对费用耗用金属kg/m³管壳式换热器固定管板式使用广泛；壳程不易 ，管壳两物料4.3.1换热器类型与特性换热器选型时需要考虑的因素很多，主要是流体的性质； 降得范围；对、维修的要求；材料价格；使用等。三类。间壁式换热器有夹套式、管式和板式换热器。，但反过来也促进其自身的发展。在换热器向高参数、大型化发展的今天，管壳式换热器仍占主导地位。料函式和釜式重沸器五类。各类换热器特性如下表。4-2列管换热器中常用的是固定管板式和浮头式两种。一般要根据物流的性质、等要素决定选板式换热器。但遇到以下两种情况时，应选用浮头式换热器。7050~70℃。而壳程流体0.6MPa时，不宜采用有波形膨胀节的固定管板式换热器。大分类名称特性相对费用耗用金属kg/m³管壳式换热器固定管板式使用广泛；壳程不易 ，管壳两物料60℃。1.030浮头式壳程易 ；管壳两物料温差可大于120℃；内垫片易渗漏。1.2246调料函式优缺点同浮头式；造价高，不宜制造大直径设备。1.28U形管式结构不紧凑，管子不易更换，不易机械。1.01（2）壳程流体易结垢或腐蚀性强时不能采用固定管板式换热器。综合考虑本次设计任务及制造、经济等个方面，本次设计主要采用固定管板式换热器。4.3.2物流流程的选择较高的物流应流体宜走管程，使泄漏机会减少。4.3.3换热管规格选择管子的外形：壳程的传热效果，减少结垢的影响。管子的排列方式：排列。管子直径：管径越小换热器越紧凑、越便宜。但是，管径越小换热器的压降方便 ，采用外径为25mm的管子。对于有气液两相流的工艺物流，一般选用较大的管径。直径小的管子可以承受更大的 （2）壳程流体易结垢或腐蚀性强时不能采用固定管板式换热器。综合考虑本次设计任务及制造、经济等个方面，本次设计主要采用固定管板式换热器。4.3.2物流流程的选择较高的物流应流体宜走管程，使泄漏机会减少。4.3.3换热管规格选择管子的外形：壳程的传热效果，减少结垢的影响。管子的排列方式：排列。管子直径：管径越小换热器越紧凑、越便宜。但是，管径越小换热器的压降方便 ，采用外径为25mm的管子。对于有气液两相流的工艺物流，一般选用较大的管径。直径小的管子可以承受更大的 传热面积的金属耗量降低。所以，在管程结垢不是很严重，又允许 的管子是合理的。管长：无相变换热时，管子较长，传热系数增加。在相同传热面时，采用长管管程数较少，制造带来传热面积的金属耗。对于大面积或无相变的换热器可以8~9m的管长。中心距：管心距小、设备紧凑，但将引起管板增厚、清洁不便、壳程压降增大，一般选用范围为管外径的1.25~1.5倍。4-3换热管中心距/mm管程数：随着管程数增加，管内流速和传热系数均相应的增加，因此一般选1～24管程，不宜选用太高的管程数，以免降过大。折流板：折流板可以改变壳程流体的方向，使其垂直于管束的传热效果。4-4折流板间距/mm40%−50%的裕量；对于工艺物流与公15%−25%的裕量。4.4E203换热器设计计算公称直径DN管长折流板间距≤500≤3000100200300450600—4500~6000—600~8001500~1600150200300450600—900~1300<6000—200300450600—制造带来传热面积的金属耗。对于大面积或无相变的换热器可以8~9m的管长。中心距：管心距小、设备紧凑，但将引起管板增厚、清洁不便、壳程压降增大，一般选用范围为管外径的1.25~1.5倍。4-3换热管中心距/mm管程数：随着管程数增加，管内流速和传热系数均相应的增加，因此一般选1～24管程，不宜选用太高的管程数，以免降过大。折流板：折流板可以改变壳程流体的方向，使其垂直于管束的传热效果。4-4折流板间距/mm40%−50%的裕量；对于工艺物流与公15%−25%的裕量。4.4E203换热器设计计算公称直径DN管长折流板间距≤500≤3000100200300450600—4500~6000—600~8001500~1600150200300450600—900~1300<6000—200300450600—7500,90007501400~16006000——3004506007507500,9000—1700~18007500,9000———450600750换热管外径19253238换热管中心距253240484.4.1使用软件列表使用软件列表4.4.2设计条件的确定4.4.2.1选择换热器的类型两流体温度变化情况：71℃。冷流体（冷却水）2569℃。确定选用列管式换热器。4.4.2.2空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于，应使冷却水走管程，反应气走壳程。Φ19mm×2mm的碳ui=0.5m/s。蒸汽冷凝器E0507壳程与管程的设计条件：换热器设计条件操作条件参数壳程管程介质反应气循环冷却水4.4.1使用软件列表使用软件列表4.4.2设计条件的确定4.4.2.1选择换热器的类型两流体温度变化情况：71℃。冷流体（冷却水）2569℃。确定选用列管式换热器。4.4.2.2空间及流速的确定由于循环冷却水易结垢，为便于，应使冷却水走管程，反应气走壳程。Φ19mm×2mm的碳ui=0.5m/s。蒸汽冷凝器E0507壳程与管程的设计条件：换热器设计条件操作条件参数壳程管程介质反应气循环冷却水质量流量/(kg/h)166589180000进口温度/℃150.9325出口温度/℃69.97138.5进口 /MPa0.60.6出口 /MPa0.5530.598名称用途来源AspenPlusV9.0分离性能设计AspenTech公司AutoCAD2007换热塔平面布置图绘制Autodesk公司AspenExchangeDesign&Rating列管式换热器设计AspenTech公司4.4.3确定物性数据定性温度：可取流体温度的平均值。壳程蒸汽的定性温度为：150.93+69.97=110.45℃𝑇=2管程冷却水的定性温度为：138.5+25=81.75℃𝑇=2根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。壳程流体及管程流体的物性4.4.4计算总传热系数热流量𝑄=𝑚𝑐(𝑇1−𝑇2)=131×4.182×(97-45)=26027.4kW平均传热温差𝛥𝑡1−𝛥𝑡2(138.5−25)−(150.93−69.97)𝛥𝑡′4.4.3确定物性数据定性温度：可取流体温度的平均值。壳程蒸汽的定性温度为：150.93+69.97=110.45℃𝑇=2管程冷却水的定性温度为：138.5+25=81.75℃𝑇=2根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。壳程流体及管程流体的物性4.4.4计算总传热系数热流量𝑄=𝑚𝑐(𝑇1−𝑇2)=131×4.182×(97-45)=26027.4kW平均传热温差𝛥𝑡1−𝛥𝑡2(138.5−25)−(150.93−69.97)𝛥𝑡′𝑚==96.31℃=𝛥𝑡138.5−25𝑙𝑛 1𝑙𝑛𝛥𝑡2150.93−69.97冷却水用量𝑄𝑞𝑚=𝑐∙Δ𝑡=180000kg/h𝑝管程传热系数𝑑𝑖𝑢𝑖𝜌𝑖=𝑅=7473.3𝑒𝜇𝑖𝑐pi𝜇𝑖𝜆𝑖𝑑𝑖𝑢𝑖𝑝𝑖0.80.4𝛼𝑖=0.023𝑑（）（）𝜇𝜆𝑖𝑖𝑖项目热物流（壳程）冷物流（管程）（kg/m3）8.24367993.9570.0000120.0010024.1824.177=669.3W/(m2•K)壳程传热系数0.14c du0.36（eoo0.5poo0.33od o w=669.3W/(m2•K)壳程传热系数0.14c du0.36（eoo0.5poo0.33od o weoo=2056.7W/(m2•K)污垢热阻为Rsi=0.000344m2•K/WRso=0.000172m2•K/Wλ=45W/(m2•K)总传热系数K1𝐾=𝑑𝑜＋𝑅𝑑𝑜＋bd𝑜＋𝑅＋1𝑖𝑑𝑖𝛼𝑖𝑑𝑖𝜆𝑑𝑚𝛼𝑜so=504.58W/(m2•K)计算传热面积𝑄S==3.2𝐾∙Δ𝑡4.4.5工艺结构管径和管内流速及排列方式。根据192传热管按正三角形排列，的传热管规格，取常用25mm。图4-1传热管正三角形排列方式管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数𝑞𝑣n= =2074根𝜋𝑑2𝑢4按单程管计算，所需传热管长度为𝑆L==6𝑚𝜋𝑑𝑛管内流速V1379/3600u0.543m/siπ0.7850.0152998.44dn4i s2换热管中心距𝑞𝑣n= =2074根𝜋𝑑2𝑢4按单程管计算，所需传热管长度为𝑆L==6𝑚𝜋𝑑𝑛管内流速V1379/3600u0.543m/siπ0.7850.0152998.44dn4i s2换热管中心距t=1.25d0t=1.25×19=23.75≈25mm壳体内径采用多管程结构，取管板利用率η=0.7，则壳体内径为：ND=1.05t√ =1.25mη查换热器标准，可取D=1250mm折流档板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20％，则切去的圆缺高度为8块折流挡板圆缺面水平装配接管壳程流体u1＝8m/s，则接管内径为4131d0.099m1πu 36003.1481100mm。u2＝0.5m/s，则接管内径为管程流体41379πud0.0312m13600998.433.1441379πud0.0312m13600998.433.140.5132mm。4.5软件校核4.5.1AspenExchangeDesign&Rating辅助设计计算结果如下图所示：EDR设计输入EDR设计结果EDR设计结果4-4换热器结构4-4换热器结构5.1概述优越性。5-1泵的类型经济5.1概述优越性。5-1泵的类型经济类多，而且因其输送的介质往往具有腐蚀性，或其工作条件要求高压、高温等，体积小、重量轻、操作平稳、维修方便等优点。根据泵的工作原理和结构，泵的类型见图5-1。5.2选用要求汽蚀余量等工艺参数的要求。5-1泵的特性编号 指标 叶片式 容积式离心泵 轴流泵 旋涡泵 往复泵 转子泵1 流量1.1 均匀性 均匀 不均匀 比较均匀1.2 稳定性 不恒定，随管道情况变化而变化 恒定体积小、重量轻、操作平稳、维修方便等优点。根据泵的工作原理和结构，泵的类型见图5-1。5.2选用要求汽蚀余量等工艺参数的要求。5-1泵的特性编号 指标 叶片式 容积式离心泵 轴流泵 旋涡泵 往复泵 转子泵1 流量1.1 均匀性 均匀 不均匀 比较均匀1.2 稳定性 不恒定，随管道情况变化而变化 恒定1.3 范围/（m3/h） 1.6～30000 150～245000 0.4～10 0～600 1～6002 扬程2.1 特点 对应一定流量，只能达到一定的扬程 对应一定流量可达到不2.2 范围 10～2600m 2～20m 8～150m 0.2～ 0.2～60MPa100MPa3 效率3.1 特点 在设计点最高，偏离越远，效率越低 扬程高 扬程高时，3.2 范围 0.5～0.8 0.7～0.9 0.25～0.5 0.7～0.85 0.6～0.8结构简单，造价低，体积小，重量轻，安装 结构复 同离心泵5 操作与维修流量调节方法 出口节流或改出口节流或 不能用出口 同旋涡 同旋涡泵，5.2 自吸作用 一般没有 没有 部分型号有 有 有5.3 启动 出口阀关闭 出口阀全开 出口阀全开5.4 维修 简便 麻烦 简便（2）必须满足介质特性的要求。对输送易燃、易爆、或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏泵，AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程（3）必须满足现场的安装要求。对输送易燃、易爆、或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏泵，AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程（2）必须满足介质特性的要求。对输送易燃、易爆、或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏泵，AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程（3）必须满足现场的安装要求。对输送易燃、易爆、或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏泵，AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程6 适用范围 黏度较低的各特别适用于 特别适用于 特别适用 中低种介质 大流量、低小流量、较高 于高压 扬程，黏度 的低黏 力、小流 流量尤其适较低的介质 度的清洁介 量的清洁 用于黏性高质介质（含的介质悬浮液或用隔膜泵）7 性能曲线：H——扬程；Q——流量；η——效率；机械方面要求泵可靠性高、噪声低、振动小。和的总成本最低。表5-2典型化工用泵的特点和选用要求泵名称 特点 选用要求一般选用离心泵；扬程很高时，进料泵（包括原料大或含固体颗粒；泵 温度一般为常温，机械方面要求泵可靠性高、噪声低、振动小。和的总成