文件设备设计说明书

2015年“华东科技-三井化学杯”第九届大学生化工设计竞赛设备设计说明书20万吨乙二醇清洁生产项目队长：刘敏指导老师：雷洪队员：吴萌赖芳耿鹏程2015年“华东科技-三井化学杯”第九届大学生化工设计竞赛设备设计说明书20万吨乙二醇清洁生产项目队长：刘敏指导老师：雷洪队员：吴萌赖芳耿鹏程车奇军目录第一章管道设计与布置 5设计依据 5管道直径的计算 5管道分级目录第一章管道设计与布置 5设计依据 5管道直径的计算 5管道分级 5设计条件的确定 61.4.1.................................................................................................61.4.2设计温度 7管道布置设计 7管路设计一般原则 7管道敷设的原则及要求 8管道布置应考虑的因素 8物料因素 8施工、操作及维修 10安全生产 10其他因素 10单元设备的管道布置 11泵的管道布置 11换热器的管道布置 11塔的管道布置 11压缩机的管道布置 12立式容器的管道布置 12管廊管道布置 12其他管道布置 13管道支吊架的选用 14第二章乙二醇-碳酸乙烯酯精馏塔设计 15设计任务的条件 15设计计算 15设计方案的确定 15工艺计算 16精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 182.3精馏塔的塔体工艺计算 20塔径的计算 20精馏塔有效高度的计算 21塔板主要工艺 的计算 21溢流装置计算 21工艺计算 16精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 182.3精馏塔的塔体工艺计算 20塔径的计算 20精馏塔有效高度的计算 21塔板主要工艺 的计算 21溢流装置计算 21塔板布置及浮阀数目与排列 22塔板流体力学验算 23气相通过浮阀塔板的压降 232.5.2淹塔 242.5.3雾沫夹带 242.6塔板负荷性能图 25第三章换热器设计 29设备设计及选型 29选型依据 29选型原则 29换热器的分类 30换热器的类型及应用 31换热器选型标准 35换热器类型 353.1.5.2温度 36..........................................................................................36的选择原则 363.1.5.33.1.5.4换热管 37换热器命名方法 393.2换热器(E129)的设计 40换热器设计任务 40确定设计方案 40工艺设计计算 41其他换热器的设计和选型 48第四章反应器的设计 49设计概述 49反应器结构设计 49泵选型 52第五章工艺设计计算 41其他换热器的设计和选型 48第四章反应器的设计 49设计概述 49反应器结构设计 49泵选型 52第五章泵选型基本原则 52泵选型基本依据 53各类泵的性能参数及具体选型 53离心泵控制 59储罐选型 60第六章原料储罐 60环氧乙烷储罐 60碳酸乙烯酯储罐 606.2储罐——乙二醇储罐 606.3储罐的设计 61附件 64第一章管道设计与布置1.1《管道安全技术检测规程》TSG-D001-2009HG/T20546-2009GB50251-2003GB50253-2003SH3012-2000SH3052-2004SH3039-2003GB12158-2006《化工装置设备布置设计规定》《输道工程设计规范》《输油管道工程设计规范》《石油化工企业管道布置设计通则》《石油化工配管工程设计图例》《石油化工企业非埋地管道抗震设计通则》《防止静电事故通用导则》1.2管道直径采用以下计算式：第一章管道设计与布置1.1《管道安全技术检测规程》TSG-D001-2009HG/T20546-2009GB50251-2003GB50253-2003SH3012-2000SH3052-2004SH3039-2003GB12158-2006《化工装置设备布置设计规定》《输道工程设计规范》《输油管道工程设计规范》《石油化工企业管道布置设计通则》《石油化工配管工程设计图例》《石油化工企业非埋地管道抗震设计通则》《防止静电事故通用导则》1.2管道直径采用以下计算式：4Vu3600Vud100018.8式中：d—管道内径，mm；V—体积流量，m3/h;u—平均流速，m/s;0.5—2.0m/s8—15m/s40-60m/s。1.3在石油化工装置中，不同操作参数和输送介质性质的的管道差别很大，其重要程度和的。（SH3059-2001）把管道分成5级51-11.41.4.1石油化工管道及其组成件设计应不低于操作过程中有由内压与温度组合的最苛刻条件下的。所有与设备或者应不低于设备或容器的设计，并满足一下要求：（1）设置安全泄压装置的管道，其设计之和。应不低于安全泄放与液柱静（2）没有设置安全泄压装置时，其设计不应低于源可能达到的最高和柱之和。无安全泄压装置的离心泵出口管道设计，应取以下两项较大值离心泵正常吸入 加泵的出口压差是额定压差的1.2倍。离心泵的最大吸入加泵的出口压差。真空管道0.098MPa。6管道级别范围SHA11-11.41.4.1石油化工管道及其组成件设计应不低于操作过程中有由内压与温度组合的最苛刻条件下的。所有与设备或者应不低于设备或容器的设计，并满足一下要求：（1）设置安全泄压装置的管道，其设计之和。应不低于安全泄放与液柱静（2）没有设置安全泄压装置时，其设计不应低于源可能达到的最高和柱之和。无安全泄压装置的离心泵出口管道设计，应取以下两项较大值离心泵正常吸入 加泵的出口压差是额定压差的1.2倍。离心泵的最大吸入加泵的出口压差。真空管道0.098MPa。6管道级别范围SHA1毒性程度为极度危害介质管道（笨管道除外）2毒性程度为高度危害介质的丙烯睛，光气，二硫化碳和氟化氢介质管道3设计大于或等于10-0MPa输送，可燃介质管道SHB129丙烯睛光气二硫化碳和氟化氢管道除外）3A类液化烃SHC其他气体液体输送管道1.4.2设计温度和温度构成的最苛刻的条件要求。不同管道的设计温度由以下要求确定:1、无隔热层管道的设计温度（1）SHA级的管道组成件，应当取介质温度为设计温度，如取其他温度作为设计温度时必须通过计算并通过实验核实。1.4.2设计温度和温度构成的最苛刻的条件要求。不同管道的设计温度由以下要求确定:1、无隔热层管道的设计温度（1）SHA级的管道组成件，应当取介质温度为设计温度，如取其他温度作为设计温度时必须通过计算并通过实验核实。（2）65度时取65度时按下列原则选取：A、管子、对焊管件、承插焊或对焊阀门及其他壁厚与管道相近的组95%介质温度。B、法兰、垫片及带法兰的阀门管件应不低于90%介质温度。C80%介质温度。2、带外隔热层得管道应根据温度条件对管材的作用后果的严重性取介质的最高最低工作温度作为设计温度。3、带村里或内隔热层得管道，其基体材料设计温度应经产热计算或实测确定。4、带夹套会伴热的管道当工艺温度高于伴热介质时，取工艺介质温度为设计温10度和工艺介质温度较高者5、对于安全泄压管道应取排放时可能出现的最高温度或最低温度作为设计温度。6、要求吹扫的管道应根据具体条件确定。1.51.5.1(除自然补偿或方便安装、检修、操作需要之外)，少交叉以减少管架的数量，节省管架材料，便于施工。设备间的管道连接，应尽可能地短而直，尤其用合金钢的管道和工艺要求压降较小的管道。7（3）当管道改变标高或时，应避免管道形成积聚气体的“气袋”或液体的“口袋”和盲肠。如不可避免时应于高点设放空阀，低点设放净阀。（4）输送或有腐蚀性介质的管道，不得在人行通道上设置阀件、伸缩器、法兰等，以免法兰渗漏时介质落入人身上而发生工伤事故。（5）易燃、易爆介质的管道，不得敷设在生活间、楼梯间和走廊等处。（6）在有吊车的情况下，管道布置不应妨害吊车工作。的上空；（7）气体或蒸汽管道应从主管上部引出支管，以减少冷凝液的携带；管线要有坡度、以免管内或设备内积液。（8）由于管法兰处易泄露，生产管道除与设备接口和法兰阀门、特殊管件连接处采用法兰连接外，其他均应采用对焊连接。（9（3）当管道改变标高或时，应避免管道形成积聚气体的“气袋”或液体的“口袋”和盲肠。如不可避免时应于高点设放空阀，低点设放净阀。（4）输送或有腐蚀性介质的管道，不得在人行通道上设置阀件、伸缩器、法兰等，以免法兰渗漏时介质落入人身上而发生工伤事故。（5）易燃、易爆介质的管道，不得敷设在生活间、楼梯间和走廊等处。（6）在有吊车的情况下，管道布置不应妨害吊车工作。的上空；（7）气体或蒸汽管道应从主管上部引出支管，以减少冷凝液的携带；管线要有坡度、以免管内或设备内积液。（8）由于管法兰处易泄露，生产管道除与设备接口和法兰阀门、特殊管件连接处采用法兰连接外，其他均应采用对焊连接。（9）不保温、不保冷的常温管道除有坡度要求外，一般不设管托。1.5.2（1）敷设难以检查和维修，所以管道应尽可能地用敷设。（2）管道应成排地集中敷设在管廊、管架或管墩上。管廊的宽度主要由管20%—25%宽度一般不大于9m。（3）全厂性管架或管墩上应留有10%～30%的空位，并考虑其荷重，装置10%的空位，并考虑其荷重。（4）某些特殊管道，色金属、、搪瓷、等管道，由于其低的的槽架上，必要时应加以软质材料存垫。（5）管道敷设的坡度不应小于0.002，管道的高、低位点应设置放气放水装置。管道布置应考虑的因素物料因素有腐蚀性物料的管道，应布置在平行管道的下方或外侧。易燃、易爆、8和有腐蚀性物料的管道不应敷设在生活区、楼梯和走廊处，并配置安全阀、防暴膜、阻火器、水封等。防水、防暴装置、放空管应引至室外指定地方或高出屋面2m以上。冷热管道尽量布置。不得已时，热管在上，冷管在下。其保温层外表面的间距，上下并行时一般不小于0.5m。交叉排列时，不应小于0.25m，保温材料及保温层的厚度根据规范规定。管道敷设应有坡度，坡度方向一般均沿着物料方向相反的。坡度一般为1/100～5/1000可至1/100。含固体结晶的物料管道坡度可至5/100左右。埋地管道及敷设在地沟中的管道，在停止生产时，其积存物料不考虑放尽，可不考虑敷设坡度。有关物料管道的坡度列于表中：1-2物料管道坡度管路布置，除满足正常生产要求外，还应符合开、停工和处理事故的要求。开停工时，由于有关部分有开，有停，应当设置旁路管道，还应设置开工装料，停工时排料及不合格的再加工管道，管路应能适应操作变化，避免繁琐，防止浪费。在蒸汽主管和长距离管线的适当地点应分别设置带疏水器的放水口及膨胀器。为了安全起见，尽量不要把高压蒸汽直接引入低压蒸气系统。必要，应装减压阀并在低压系统上装安全阀。污水应排放至专门系统，并考虑综合利用。根据污水的具体情况，可分别用合流式（即工业污水、雨水和便溺水全部由一个排出）或分流式（即工业污水和便溺水由一个排出，雨水和工业清水则由另一个排出。的污水须经处理后，方可排放。9物料坡度物料坡度蒸汽5/1000蒸汽冷凝水3/1000和有腐蚀性物料的管道不应敷设在生活区、楼梯和走廊处，并配置安全阀、防暴膜、阻火器、水封等。防水、防暴装置、放空管应引至室外指定地方或高出屋面2m以上。冷热管道尽量布置。不得已时，热管在上，冷管在下。其保温层外表面的间距，上下并行时一般不小于0.5m。交叉排列时，不应小于0.25m，保温材料及保温层的厚度根据规范规定。管道敷设应有坡度，坡度方向一般均沿着物料方向相反的。坡度一般为1/100～5/1000可至1/100。含固体结晶的物料管道坡度可至5/100左右。埋地管道及敷设在地沟中的管道，在停止生产时，其积存物料不考虑放尽，可不考虑敷设坡度。有关物料管道的坡度列于表中：1-2物料管道坡度管路布置，除满足正常生产要求外，还应符合开、停工和处理事故的要求。开停工时，由于有关部分有开，有停，应当设置旁路管道，还应设置开工装料，停工时排料及不合格的再加工管道，管路应能适应操作变化，避免繁琐，防止浪费。在蒸汽主管和长距离管线的适当地点应分别设置带疏水器的放水口及膨胀器。为了安全起见，尽量不要把高压蒸汽直接引入低压蒸气系统。必要，应装减压阀并在低压系统上装安全阀。污水应排放至专门系统，并考虑综合利用。根据污水的具体情况，可分别用合流式（即工业污水、雨水和便溺水全部由一个排出）或分流式（即工业污水和便溺水由一个排出，雨水和工业清水则由另一个排出。的污水须经处理后，方可排放。9物料坡度物料坡度蒸汽5/1000蒸汽冷凝水3/1000清水3/1000冷冻水3/1000生产废水1/1000压缩空气，氮气4/1000真空3/1000真空管线应尽量缩短，避免过多的曲折，使阻力小，达到更大的真空度。还应避免用截止阀，因其阻力大，影响系统的真空度。1.5.3.2施工、操作及维修支管多的管道应布置在并行管的外侧。引支管时，气体管从上方引出，液体管从下方引出。管道应集中布置，尽量走直线，少拐弯，不要挡门窗和妨碍设备、阀门、管件等的维修；不应妨碍吊车作业；在行走过道地面2.2m的空间也不应安装管道。管道应避免出现“气袋”、“口袋”和“盲肠”。集气系统的布置应使得蒸汽能方便地向最高点排放。真空管线应尽量缩短，避免过多的曲折，使阻力小，达到更大的真空度。还应避免用截止阀，因其阻力大，影响系统的真空度。1.5.3.2施工、操作及维修支管多的管道应布置在并行管的外侧。引支管时，气体管从上方引出，液体管从下方引出。管道应集中布置，尽量走直线，少拐弯，不要挡门窗和妨碍设备、阀门、管件等的维修；不应妨碍吊车作业；在行走过道地面2.2m的空间也不应安装管道。管道应避免出现“气袋”、“口袋”和“盲肠”。集气系统的布置应使得蒸汽能方便地向最高点排放。原则。1.5.3.3安全生产错且会引起事故的阀门，相互间距要拉开，并涂刷不同颜色。管道通过道路或有负荷地区，应加保护措施。管道与阀门的重量，不要考虑支撑在设备上（尤其是制设备、非金属材料设备、硅铁泵等。1.5.3.4其他因素距离较近的两设备间，管道一般不应直连，因垫片不宜配准，故难以紧密连接。设备之一未与建筑物固定或有波形伸缩者例外，建议采用45°斜接或90。弯接。管道通过楼板、屋顶或墙时，应安装一个直径大的管套，管套应高出楼板，平台表面50mm。管道布置中应顾及电缆、照明、仪表、暖风等其他管道，应全面考虑，各就各位。101.6单元设备的管道布置1.6.1泵的管道布置（1）泵体不宜承受管道和阀门的重量，故进泵前和出泵后的管道必须设置支持装置，尽可能做到泵移走时不设临时支架。（2）吸入管道应尽可能短，少拐弯，并避免突然缩小管径。（3）吸入管道的直径不应小于泵的吸。当泵的吸为水平方向时，应配置偏心异径管，采用的泵的吸为垂直方向，可配置同心异径管。（4）为防止泵停时物料倒冲，泵的排出管上应设止回阀。止回阀应设在切断阀之前，停车后将切断阀关闭，以免止回阀的阀板长期受压损坏。1.6.2（1）管壳式换热器工艺管道布置应注意冷热物流的流向，一般被加热介质（冷流）应由下而上，被冷凝或被冷却介质（热流）应由上而下。管道距地面或平台的100mm。1.6单元设备的管道布置1.6.1泵的管道布置（1）泵体不宜承受管道和阀门的重量，故进泵前和出泵后的管道必须设置支持装置，尽可能做到泵移走时不设临时支架。（2）吸入管道应尽可能短，少拐弯，并避免突然缩小管径。（3）吸入管道的直径不应小于泵的吸。当泵的吸为水平方向时，应配置偏心异径管，采用的泵的吸为垂直方向，可配置同心异径管。（4）为防止泵停时物料倒冲，泵的排出管上应设止回阀。止回阀应设在切断阀之前，停车后将切断阀关闭，以免止回阀的阀板长期受压损坏。1.6.2（1）管壳式换热器工艺管道布置应注意冷热物流的流向，一般被加热介质（冷流）应由下而上，被冷凝或被冷却介质（热流）应由上而下。管道距地面或平台的100mm。（2（管束或内管设备的法兰和阀门自身法兰的拆卸或安装。并联换热器的管道应对称布置，使流量分配均匀。再沸器的降液管和升汽管在热胀许用应力范围内，应尽可能短而直，减少弯头数量，以减少压降。1.6.3塔的管道布置（1）进料、出料、回流等管口方位应遵循管路最短原则，主要由塔的结构及冷凝器、回流罐、再沸器等设备的位置决定。塔顶气体管道应从塔顶引出在塔的侧面垂直向下布置。沿塔铺设管道时，管道支架应设在管道热应力最小处附近位置上，当塔径较小而塔较高时，塔体一般置于钢架结构中，这时塔的管道就不傍塔设置，而置于钢架的外侧为宜。（4）为避免操作在泄漏物料时躲不及而造成事故，塔底管道的法兰和11安装相应的装料管道。（5）为使阀门关闭后无积液，上述这些管道上的阀门应直接与塔体开口相接，塔体侧面管道一般有回流、进料、侧线抽出、汽提蒸汽、再沸器和返回管道等，进（出）料管道在同一角度有两个以上的进（出）料开口时，不应采用刚性连接，而应采用柔性连接。1.6.4压缩机的管道布置（1）压缩机的管道布置，在满足热补偿和压缩机管嘴容许的条件下，应尽量减少弯头数量，以减少压降。（2）均应设置切断阀，出口管道上设置止回阀，以防止压缩机切换或事故停机时物流倒回机体内。（3）压缩机应尽量靠近上游设备，使压缩机管道短而口管道应从总管顶部接出，并设置人孔或可拆卸短节；当吸入介质为饱和气体时，管道应保温或伴热。1.6.5立式容器的管道布置（1）容器底部排出管道沿墙铺设离墙距离应小些，可节省占地面积，设备间距要求大些，以便操作切换阀门与检修。（2）排出管在设备前引出。设备间距离及设备离墙距离均可以小些，排出管通过阀门后一般应立即引至，使管道走地沟或楼面下。（3）排出管在设备底中心引入，适用于设备底部离地面较高，有足够距离可以安装和操作阀门，这样铺设高度短，占地面积小，布置紧凑。（4安装相应的装料管道。（5）为使阀门关闭后无积液，上述这些管道上的阀门应直接与塔体开口相接，塔体侧面管道一般有回流、进料、侧线抽出、汽提蒸汽、再沸器和返回管道等，进（出）料管道在同一角度有两个以上的进（出）料开口时，不应采用刚性连接，而应采用柔性连接。1.6.4压缩机的管道布置（1）压缩机的管道布置，在满足热补偿和压缩机管嘴容许的条件下，应尽量减少弯头数量，以减少压降。（2）均应设置切断阀，出口管道上设置止回阀，以防止压缩机切换或事故停机时物流倒回机体内。（3）压缩机应尽量靠近上游设备，使压缩机管道短而口管道应从总管顶部接出，并设置人孔或可拆卸短节；当吸入介质为饱和气体时，管道应保温或伴热。1.6.5立式容器的管道布置（1）容器底部排出管道沿墙铺设离墙距离应小些，可节省占地面积，设备间距要求大些，以便操作切换阀门与检修。（2）排出管在设备前引出。设备间距离及设备离墙距离均可以小些，排出管通过阀门后一般应立即引至，使管道走地沟或楼面下。（3）排出管在设备底中心引入，适用于设备底部离地面较高，有足够距离可以安装和操作阀门，这样铺设高度短，占地面积小，布置紧凑。（4）卧式槽的进、出料口位置应分别在两端，一般进料在顶部、出料在底部，进入容器的管道铺设在设备前部。1.6.6敷设在管廊上的管道种类有：公用管道、公用工程管道、仪表管道及电缆。（1）一般设备的平面布置都是在管廊的两侧按工艺流程顺序布置的，因而与管廊左侧设备的管道布置在管廊的左侧而与右侧设备的管道布置在12管廊的右侧。管廊的中部宜布置公用工程管道。（2）大直径输送液体的重管道应布置在靠近管架柱子的位置或布置在管架柱子的上方，以使管架的梁承受较小的弯矩。小直径的轻管道，宜布置在管架的部位。（3）对于双层管廊，气体管道、热的管道宜布置在上层，液体、冷物流、（4）在支管根部设有切断阀的蒸汽、热载体油等公用工程管道，其位置应便于设置阀门操作平台。（5）低温冷冻管道，液化石油热管道上方或紧靠不保温的热管道。道和其他应避免受热的管道不宜布置在（6）个别大直径管道进入管廊改变标高有道应布置在管廊的边缘。时可以平拐进入，此时该管（7）管廊在进出装置处通常集中有较多的阀门，应设置操作平台，平台宜位于管道的上方。必要时沿管廊也应设操作检修通道。（8）沿管廊两侧柱子的外侧，通常布置调节阀组、伴热蒸汽分配站、凝结水收集站及取样冷却器、过滤器等小型设备。管廊的右侧。管廊的中部宜布置公用工程管道。（2）大直径输送液体的重管道应布置在靠近管架柱子的位置或布置在管架柱子的上方，以使管架的梁承受较小的弯矩。小直径的轻管道，宜布置在管架的部位。（3）对于双层管廊，气体管道、热的管道宜布置在上层，液体、冷物流、（4）在支管根部设有切断阀的蒸汽、热载体油等公用工程管道，其位置应便于设置阀门操作平台。（5）低温冷冻管道，液化石油热管道上方或紧靠不保温的热管道。道和其他应避免受热的管道不宜布置在（6）个别大直径管道进入管廊改变标高有道应布置在管廊的边缘。时可以平拐进入，此时该管（7）管廊在进出装置处通常集中有较多的阀门，应设置操作平台，平台宜位于管道的上方。必要时沿管廊也应设操作检修通道。（8）沿管廊两侧柱子的外侧，通常布置调节阀组、伴热蒸汽分配站、凝结水收集站及取样冷却器、过滤器等小型设备。（9）在布置管廊的管道时，要同仪表专业协商为仪表槽架留好位置。当装置内的电缆槽架敷设时，也要气专业协商并为电缆槽架留好位置。1.6.7（1）管道最高点设置放气阀，最低点设置放净阀，排放管道阀门靠近主管设备放空排气阀门最好应与设备本体直接。（2）排放易燃易爆的气体管道上应设置阻火器，室外容器的排道上的阻火器应放置在排 接口（与设备相接的口）500mm处，室内容器的排气必1m。（3）管路上设置取样点时，应选择便于操作、取出样品有代表性、真实性的位置。131.7定型管架包括十大类：管托、管卡；管吊；型钢吊架；柱架；墙架；平管支架；弯管支架；立管支架；大管支承的管架；弹簧托、弹簧吊和弹簧吊架。管道支吊架的选用原则，一般有以下几点：（1）在选用管道支吊架时，应按照支撑点所承受的荷载大小和方向、管道（2）管托和管吊。（1.7定型管架包括十大类：管托、管卡；管吊；型钢吊架；柱架；墙架；平管支架；弯管支架；立管支架；大管支承的管架；弹簧托、弹簧吊和弹簧吊架。管道支吊架的选用原则，一般有以下几点：（1）在选用管道支吊架时，应按照支撑点所承受的荷载大小和方向、管道（2）管托和管吊。（3）焊接型的管托、管吊比卡箍型的管托、管吊省钢材，且制作简单，施工方便。应尽量采用焊接型的管托和管吊。（4以保证管道只沿着轴向位移。（5）当滑到管架梁下。铺设的管道热涨量超过100mm时，应选用加长管托，以免管托14-碳酸乙烯酯精馏塔设计2.1（1）原料液含G861%（质量分数，下同，其余为（2）EG99.8%EG-碳酸乙烯酯精馏塔设计2.1（1）原料液含G861%（质量分数，下同，其余为（2）EG99.8%EG0.46%20.81799.9%EG操作条件精馏塔的塔顶111.43Kpa泡点进料，q=1R=0.418101.3Kpa0.70Kpa进料状态回流比加热蒸汽单板压降设备型式为浮阀塔（F1型）厂址位于重庆长寿300天/年，24h连续运行重庆长寿地区夏天水温为20~25℃重庆长寿地区大气压为98.2Kpa2.22.2.1本设计任务为分离EG和EC的混合物，对于二元混合物，采用加压的连续精馏装置。采用泡点进料，将原液通过加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸冷却器后送入储罐，EC质量分数为95.3%也作为，塔釜采用间接加热方式，EC为塔底经冷却装储罐。152.2.21、EG-EC近似为理想体系，经Aspen模拟确定回流比为R=0.418。采用泡点进料，q=1，则有qn,v’=qn2.2.21、EG-EC近似为理想体系，经Aspen模拟确定回流比为R=0.418。采用泡点进料，q=1，则有qn,v’=qn,v=qn,v0=(R+1)qn,D=1.418qn,Dqn,L’=qn,L+qn,F=Rqn,D+qn,F2、物料衡算原料液及塔顶、塔底的摩尔分率如下：EG的摩尔质量mA=62.07kg/kmol，ECmB=88.06kg/kmolAspen模拟得：XF=0.897XD=0.998Xw=0.065qn,F=523.1kmol/h总物料衡算：qn,F=qn,W+qn,D易挥发组分衡算：qn,FXFqn,WXwqn,DXD联立上两式解得：qn,W=54.98kmol/hqn,D=468.12kmol/hqn,V0=663.8kmol/h3、塔板数的确定精馏塔的气液相负荷qn,L=Rqn,D=0.418×468.12=195.7kmol/hqn,L’=qnL+qn,F=195.7+523.1=718.8kmol/hqn,v=(R+1)qn,D=qn,v=663.8kmol/h回收率EG的回收率：η=𝑞𝑛,𝐷𝑋𝐷×100%=99.6%𝑞𝑛,𝐹𝑋𝐹（3）由Aspen模拟的板数如下：总板数N=32（包括再沸器）16进料位置NF=19精馏段的实际板层数N精=18提馏段的实际板层数N提=14（包括塔釜）（4）塔板总效率估算①操作计算塔顶操作 每层塔板压降：ΔP=0.7Kpa塔底操作：PW=PD+32×0.7=133.83Kpa进料压强：PF=111.43+19×0.7=124.73Kpa进料位置NF=19精馏段的实际板层数N精=18提馏段的实际板层数N提=14（包括塔釜）（4）塔板总效率估算①操作计算塔顶操作 每层塔板压降：ΔP=0.7Kpa塔底操作：PW=PD+32×0.7=133.83Kpa进料压强：PF=111.43+19×0.7=124.73Kpa操作温度计算：查EG—EC平均数据，得：②tF=204.9℃tD=199.83℃tW=249.28℃精馏段平均温度：t1=𝑡𝐹+𝑡𝐷=202.37℃2提馏段平均温度：t2=𝑡𝐹+𝑡𝑤=227.1℃2tm=𝑡𝐹+𝑡𝑤=227.1℃2③黏度的计算在tm=227.1℃，查得μEG=1.23,mpa·sμB=1.01mpa·s则μz=ΣXiμzi=0.897×1.23+（1-0.897）×1.01=1.21mpa·s相对挥发度计算④塔顶相对挥发度：α=𝑃𝑎，D=2.3074D𝑃𝐸𝐶,𝐷塔底相对挥发度：αW=𝑃𝑎,𝑊=2.2412𝑃𝐸𝐶,𝑊平均相对挥发度：α=√αD·αw=2.744塔板总效率的估算，根据ET’=0.49(αμL)-0.245，求得：ET’=0.5364且｜T’—T｜=036（<1，所以假设成立。⑤172.2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作塔顶操作每层塔板压降：ΔP=0.7Kpa进料板压降：PF=111.43+0.7×19=124.73Kpa精馏段平均压降：Pm=（111.43+124.73）/2=118.08Kpa2、操作温度2.2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作塔顶操作每层塔板压降：ΔP=0.7Kpa进料板压降：PF=111.43+0.7×19=124.73Kpa精馏段平均压降：Pm=（111.43+124.73）/2=118.08Kpa2、操作温度依据操作，由泡点方程通过试差法据算出泡点温度，其中EG-EC的饱Aspen模拟数据如下：塔顶温度：tD=199.83℃进料板温度：tF=204.9℃塔釜温度tw=249.28℃精馏段平局温度：tm1=𝑡𝐷+𝑡𝐹=202.37℃2提馏段平均温度：tm2=𝑡𝐹+𝑡𝑤=227.1℃23、平均摩尔质量塔顶混合物平均摩尔质量计算XD=y1=0.998，EG摩尔质量62.07，EC88.06kg/kmolAspen有关物性m1=0.998×62.07+(1-0.998)×88.06=62.12kg/kmol进料板混合物平均摩尔质量计算。XF=0.898m2=0.898×62.07+（1-0.898）×88.06=64.72kg/kmol塔底混合物的平均摩尔质量：由XA=0.065，XB=0.935m3=62.07×0.065+88.06×0.935=86.37kg/kmol精馏段混合物平均摩尔质量：=1+2=634kkol2提馏段混合物平均摩尔质量：=23=755kkol2184、精馏段的平均密度（1）气相平均密度：由理想气体状态方程计算ρvm=𝜌𝑚𝑚vm= 118.08×63.42 =1.895kg/m3𝑅𝑇𝑚 1（2）液相平均密度：依=Σwi/pi计算𝜌𝑚塔顶液相平均密度。由tD=199.83℃，查手册得ρEG=1.21×103kg/m3PEC=1.322×103kg/m34、精馏段的平均密度（1）气相平均密度：由理想气体状态方程计算ρvm=𝜌𝑚𝑚vm= 118.08×63.42 =1.895kg/m3𝑅𝑇𝑚 1（2）液相平均密度：依=Σwi/pi计算𝜌𝑚塔顶液相平均密度。由tD=199.83℃，查手册得ρEG=1.21×103kg/m3PEC=1.322×103kg/m3①1=1200kg/m3PL,Dm=进料板液相平均密度。tF=204.9℃，查手册得ρEG=1.08×103kg/m3ρEC=1.25×103kg/m3进料板也想的质量分数：②wA=0.8981=1095.2kg/m3PL,Fm=③精馏段液相平均密度：5.2）=1147.6kg/m3ρF=Lm25、液体平均表面张力计算（1）塔顶液相平均表面张力的计算当EG的质量分数为99.8%时，σ20℃=47.1×10-3N/m（查化工原理上册附件表372℃，EC584℃混合液体的临界温度为：TMCD=ΣxiTic=0.998×372+0.002×584=372.5℃σ将混合液体的临界温度带入𝑡D=（）𝑇𝑚cD+𝑇25℃372.5℃−199.83℃1.2=（）解得σtD=20.0×10-3N/m（2）进料板液相平均表面张力的计算。EG86.1%σ20℃=406×103NmEG的临界温度为372℃，EC584℃。19TMCF=ΣxiTic=0.898×372+0.122×584℃=405.3℃将混合液体的临界温度带入𝜎𝑡，F=（𝑇𝑀𝐶𝐹−𝑇𝐹）1。2=1。2（）𝑇𝑀𝐶𝐹−𝑇20℃σ20℃解得：σt,F=18.53×10-3N/m(3)精馏段液相的平均表面张力计算σLm=(20.0+18.53)×10-3/2=19.2×10-3N/m2.3计算2.3.1精馏段的气液相体积流率为𝑞，v𝑚 TMCF=ΣxiTic=0.898×372+0.122×584℃=405.3℃将混合液体的临界温度带入𝜎𝑡，F=（𝑇𝑀𝐶𝐹−𝑇𝐹）1。2=1。2（）𝑇𝑀𝐶𝐹−𝑇20℃σ20℃解得：σt,F=18.53×10-3N/m(3)精馏段液相的平均表面张力计算σLm=(20.0+18.53)×10-3/2=19.2×10-3N/m2.3计算2.3.1精馏段的气液相体积流率为𝑞，v𝑚 3𝑛vmq，v===4.17m/sv3600𝐷vm 𝑞，L𝑚 𝑛𝐿𝑚3q，L===0.003m/sv3600𝐷𝐿𝑚 3600×1147Umax=C√ρl·ρv[c（3—40）]c20𝜌v由图3-3查取（史密斯关联图）图的横坐标为：11）2=0.0239𝑞′v，L𝜌0.003×36001147×（𝐿）2=×（𝑞′v，V𝜌𝑣4.17×36001.895板间距HT=0.5m，板上液层高度hc=0.1m。HT—hc=0.5—0.1=0.4m3—3得c20=0.08210.2 0.2l=c（𝜎𝐿）=0.0821×（19.2） =0.0935202020Umax=c√𝜌L−ρv=0.0935×√1147−1.895=2.298m/s𝜌v1.895取安全系数为0.6，则空塔气速为：u=0.6umax=0.6×2.298=1.379m/s20D=√4𝑞𝑣，v=√4×4.17=1.96m𝜋u 3.14×1.379按标准塔径圆整后为D=2m塔截面积为AT=1πD2=𝜋×22=3.14m244实际空塔气速为：u=𝑞𝑣，v=4.17=1.33m/s𝐴𝑇 3.142.3.2精馏段有效高度为：Z精=（N精—D=√4𝑞𝑣，v=√4×4.17=1.96m𝜋u 3.14×1.379按标准塔径圆整后为D=2m塔截面积为AT=1πD2=𝜋×22=3.14m244实际空塔气速为：u=𝑞𝑣，v=4.17=1.33m/s𝐴𝑇 3.142.3.2精馏段有效高度为：Z精=（N精—4）HT=（19—4）×0.5=7.5m提馏段有效高度为：Z提=（N提—2）HT=（13—2）×0.5=5.5m在进料板上方开一个孔，在精馏段设1个孔，在提馏段设一个孔，分别是在10、19、26块板的上方设置孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为ZZ精+Z提+0.8×3=5.5+7.5+0.8×3=15.4m2.4的计算2.4.1因塔径D=2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下：（1）堰长LwLw=0.66D=0.66×2=1.32m（2）溢流堰高度hw，由hw=hL—how选用平直堰，堰上液层高度how依下式计算，即：2.84𝑞’，LE（𝑣 ），近似取E=1how=1000𝐿𝑤0.003×36002.84则how= ×1×（）=0.0665m10001.32取板上液层高度hL=0.1m故hw=hL—how=0.1—0.0665=0.0335m（3）弓形降液管高度wd和截面积f由𝑤=066查图3—𝐷21得：𝐴𝑓=0.0722，𝑊d=0.124。𝐴𝑡𝐷故Af=0.0722AT=0.0722×3.14=0.227m2Wd=0.124D=0.124×2=0.248m依341Q=3600𝐴𝑓𝐻𝑇=3600×0.227×0.5=37.83（s）[>5（s）]𝑞𝑣‘,𝐿0.003×3600故降液管设计合理（4）降液管底隙高度h0𝑞‘，L 𝑣3600×𝐿𝑤𝑢0’h=0取u0’=0.09m/s得：𝐴𝑓=0.0722，𝑊d=0.124。𝐴𝑡𝐷故Af=0.0722AT=0.0722×3.14=0.227m2Wd=0.124D=0.124×2=0.248m依341Q=3600𝐴𝑓𝐻𝑇=3600×0.227×0.5=37.83（s）[>5（s）]𝑞𝑣‘,𝐿0.003×3600故降液管设计合理（4）降液管底隙高度h0𝑞‘，L 𝑣3600×𝐿𝑤𝑢0’h=0取u0’=0.09m/s，则 𝑞‘，L 3600×0.003𝑣h===0.025m03600×𝐿𝑤×𝑢0’3600×0.32×0.09hW—h0=0.0335-0.025=0.0085故降液管底隙高度设计合理[>0.006(m)]2.4.2取阀孔动能因数F0=1，用式（3—470，即U0=𝐹0=12=8.79m/s√𝜌v√1.895依式（3-48）求每层塔板上的浮阀数，即4.17=397𝑥do2𝑢0𝑥×8.79×0.039244取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度ws=0.07m依式（3-45）计算塔板上的XX泡区面积，即Aa=2[x√𝑅2−𝑋2+πR2sin-1𝑥]（）180°𝑅R=𝐷2—wc=-0.06=0.94m2 2X=𝐷-(wd+ws)=1-(0.248+0.07)=0.91m222Ad=2[0.91×√0.942−0.912+ ×0.942sin-1（0.91π]=2.76m2）180°0.94浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。同一横拍的孔心距t=75mm=0.075m则可接下式估算排间距t’，即t’=𝐴𝑎=2.76=0.0971m=97.1mmNt397×0.075占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不易采用98mm，而应小于此值，故取t’=80mm，按t=98mm，t’80以等腰三角形叉排方式作图，阀数397个，取400个。按N=400重新核算孔速及阀孔动能因素：𝑞，v 4.17 𝑣U===8.730𝜋do2𝑁𝜋×0.0392×40044F0=U0Ad=2[0.91×√0.942−0.912+ ×0.942sin-1（0.91π]=2.76m2）180°0.94浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。同一横拍的孔心距t=75mm=0.075m则可接下式估算排间距t’，即t’=𝐴𝑎=2.76=0.0971m=97.1mmNt397×0.075占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不易采用98mm，而应小于此值，故取t’=80mm，按t=98mm，t’80以等腰三角形叉排方式作图，阀数397个，取400个。按N=400重新核算孔速及阀孔动能因素：𝑞，v 4.17 𝑣U===8.730𝜋do2𝑁𝜋×0.0392×40044F0=U0√𝜌v=8.73×√1.985=11.5阀孔动能因素变化不大，仍在9—12范围内塔板开孔率𝑢=1.379×100%=15.8%𝑈0 2.732.52.5.1可根据（3—49）计算塔板压降，即hp=hc+h1+hσ（1）干板阻力由（3—52）计算，即73.173.1u0c=（ ）=（1.895）=7.21m/s𝜌vUo>Uoc则hc按式（3-51）计算28.732𝑈𝑜 𝜌v1.895h=5.34=5.34×=0.0343m×2𝑔×c𝜌L2×9.811147.6（2）hL，本设备为分离EGEC。EC，取ε0=0.5，即ht=ε0hL=0.5×0.1=0.05m23（3）克服表面张力所造成的阻力h0，本设计采用浮阀塔，h0很小，可忽略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=he+hl=0.05+0.0343=0.0843m单板压降：ΔPp=hpρLg=0.0843×1147.6×9.81=971.4pa2.5.2为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤∅（HT（3）克服表面张力所造成的阻力h0，本设计采用浮阀塔，h0很小，可忽略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=he+hl=0.05+0.0343=0.0843m单板压降：ΔPp=hpρLg=0.0843×1147.6×9.81=971.4pa2.5.2为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤∅（HT+hW）,Hd计算如下：Hd=hp+hl+hd与气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp=0.0843m液体通过降液管的压头的损失hd，因不设进口堰，故（1）（2）hd=0.153（𝑞𝑣,𝑙 =0.153×（）20.003）2=0.00126m𝐿𝑤ℎ0h1hL=0.1m0.025×1.32（3）则HdhphL+hd=0.0843+0.1+0.00126=0.186m取=0.5，HT=0.5，hw=0.0335则∅（HT+hw）=0.5×（0.5+0.0335）=0.267m可见Hd＜∅（HT+hw）,符合防淹塔的要求。2.5.3计算泛点率F1，即𝜌v𝑞𝑣,v√ ρL−ρvF1=×100%𝐾𝐶𝐹𝐴𝑏𝜌v𝑞𝑣,v√⁄0.78𝐾𝐶𝐹𝐴𝑇或F=×100%1板上液体流经长高ZL=D-2Wd=2-2×0.248=1.504m板上液流面积Ab=AT-2Af=3.14-2×0.227=2.686m2查表3-3《化工原理课程设计》K=13-10可知CF=0.124244.17×√ 1.895 1174.6−1.895F1=×100%=52.3%又接如下计算:ρv𝑞𝑣，v√𝜌L−ρvF1=×100%0.78×𝐶𝐹𝐴𝑇4.17√ 1.895 1174.6−1.895==62.3%计算出的泛点率都在80%ρV＜0.1kg1kg汽的要求。2.6𝜌v𝑞𝑣,v√ 按F1=代入已知量，得出qv,v-qv,L可作负荷性能图中的雾𝐾𝐶𝐹𝐴𝑏沫夹带线按泛点率=80%计算𝑞4.17×√ 1.895 1174.6−1.895F1=×100%=52.3%又接如下计算:ρv𝑞𝑣，v√𝜌L−ρvF1=×100%0.78×𝐶𝐹𝐴𝑇4.17√ 1.895 1174.6−1.895==62.3%计算出的泛点率都在80%ρV＜0.1kg1kg汽的要求。2.6𝜌v𝑞𝑣,v√ 按F1=代入已知量，得出qv,v-qv,L可作负荷性能图中的雾𝐾𝐶𝐹𝐴𝑏沫夹带线按泛点率=80%计算𝑞𝑣,v√ 1.895 +1.36×qv,l×1.5041147.6−1.895=0.8整理得：0.0402qv,v+2.045qv,L=0.266或qv,L=6.602-50.76qv,L雾沫夹带线为直线，取在操作范围内任取两个值qv,L即算出相应的qv,v值在下列表中2-1雾沫夹带线数据1、液泛线由∅（HT+hw）=hp+hc+hd=hc+hl+h6+hL+hd确定，忽略h6项，由以上的公式及数据代入得：2𝜌𝑈𝑞,𝑙2.843600𝑞,L𝑣0𝑣 2𝑣 ∅（ε+h）=5.34 +0.153( )+（Hε）[h+ E（）T w0 w𝜌𝐿2𝑔𝐿𝑤ℎ𝑜1000𝐿𝑤25qv，L/（m3/s）0.0010.002qv,v/(m3/s)6.556.50因物系一定，塔板结构一定，则HT，hw，ho，ρv，ρl，ε0及∅等均为Uoqv,v又有如下关系：𝑞，v𝑣u=Ndo也为定值，因此上式简化为:o𝑥𝑑𝑜2𝑁4qv,v2=101.4-65654.2qv,L2—355.5qv,L2/3qv,Lqv,q值。（因物系一定，塔板结构一定，则HT，hw，ho，ρv，ρl，ε0及∅等均为Uoqv,v又有如下关系：𝑞，v𝑣u=Ndo也为定值，因此上式简化为:o𝑥𝑑𝑜2𝑁4qv,v2=101.4-65654.2qv,L2—355.5qv,L2/3qv,Lqv,q值。（7）2-2液泛线数据2、液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留液体在降液管内停留时间Q=3600𝐴f𝐻𝑇=3~5s𝑞𝑣′,𝐿求出上限液体流量v,L值（常数，在vv-v,L图上，液相负荷上限线为qv,v无关的竖直线。以Q=5s作为液体在降液管中停留的时间下限，则（q,L）=𝐴𝑓𝐻𝑇=0.227×0.5=0.0227（m3/s）（8）v max553、漏液线对于F1型重阀，按F0=Uo√𝜌v=5计算，则uo= ，又知qv,v=πdo2Nuo，即55𝜌v4qvv=πdo2 ，do,N,ρv均为已知数，故可由此式求出气相负荷qv,v的下限54 √𝜌v值，据此做出与液相流量无关的水平漏液线以Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则（qv,v）min=πdo2Nuo=πdo2N =π 0.0392×400××5=1.735m3/s（9）44√𝜌v4√1.8954、液相负荷下限线取上液层高度how=0.006m作液相负荷下限条件，依下列how的计算式3600（qv,L）2.842/3E[ 𝑚𝑖𝑛]how=1000𝐿𝑤计算出qv,L的下限值，以此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关26qv,L/（m3/s）0.00060.024qv,v/(m3/s)9.936.023的竖直直2.84E[3600（𝑞𝑣,L）𝑚𝑖𝑛]2/3=0.0061000取E=1，则𝐿𝑤0.006×1000𝐿𝑤0.006×10001.323（𝑞𝑣,L）=（）=（）=0.00113m/s(10)的竖直直2.84E[3600（𝑞𝑣,L）𝑚𝑖𝑛]2/3=0.0061000取E=1，则𝐿𝑤0.006×1000𝐿𝑤0.006×10001.323（𝑞𝑣,L）=（）=（）=0.00113m/s(10)𝑚𝑖𝑛2.84×136002.84×13600由附表4、附表5及（8）~（10）可作出塔板负荷性能图上的①~⑤共5条线，见作图。2-1由塔板负荷性能图可以看出：①（设计点中位置。②塔板的气相符合上限完全由雾沫夹带控制（qv,v）max=65.45m3/s气相负荷下限（𝑞𝑣,v） =1.74m3/s𝑚𝑖𝑛所以操作弹性=6.345=3.761.74将计算结果汇总列于下表表2-3中272-3浮阀塔板工艺设计结果28项目数值及说明备注塔径D/m2板间距HT/m0.5塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.379堰长Lw/m1.32hw/m0.0335板上液层高度hL/m0.1降液管底隙高h0/m0.025浮阀数N/个400等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)8.79阀孔动能因素F011.5临界阀孔气速uol/(m/s)7.21t/m0.075指同样以横排的孔心距t’/m80指相邻两横排的中心线距离单板压降△Pp/pa971.4液体在降液管内停留时间37.832-3浮阀塔板工艺设计结果28项目数值及说明备注塔径D/m2板间距HT/m0.5塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.379堰长Lw/m1.32hw/m0.0335板上液层高度hL/m0.1降液管底隙高h0/m0.025浮阀数N/个400等腰三角形叉排阀孔气速u0/(m/s)8.79阀孔动能因素F011.5临界阀孔气速uol/(m/s)7.21t/m0.075指同样以横排的孔心距t’/m80指相邻两横排的中心线距离单板压降△Pp/pa971.4液体在降液管内停留时间37.83降液管内清液层高度Hd/m0.1861%52.3气相负荷上限(qv,v)max6.545雾沫夹带控制气相负荷下限(qv,v)min1.74漏液控制操作弹性3.76第三章换热器设计3.13.1.1选型依据《石油化工设备设计选用手册--换热器》2009-11990-5-9GB150-1998GB151-2012《容器安全技术监察规程》《钢制容器》《管壳式换热器》《化工容器及设备简明设计手册》3.1.2选型原则时所需要考虑的因素是多方面的，主要有一下几个方面:热负荷及流量大小流体的性质温度、及其允许压降的范围、维修方面的要求设备结构、材料、、重量设备价格、使用安全性与在换热器选型过程中，除考虑上述因素外，还应对材料的结构强度、材料的来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。这些又常常是相互制约、相互影响的，所以通过设计的优化来加以解决。针对不同的工艺条件及操作工况，第三章换热器设计3.13.1.1选型依据《石油化工设备设计选用手册--换热器》2009-11990-5-9GB150-1998GB151-2012《容器安全技术监察规程》《钢制容器》《管壳式换热器》《化工容器及设备简明设计手册》3.1.2选型原则时所需要考虑的因素是多方面的，主要有一下几个方面:热负荷及流量大小流体的性质温度、及其允许压降的范围、维修方面的要求设备结构、材料、、重量设备价格、使用安全性与在换热器选型过程中，除考虑上述因素外，还应对材料的结构强度、材料的来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。这些又常常是相互制约、相互影响的，所以通过设计的优化来加以解决。针对不同的工艺条件及操作工况，我们有时使用特殊型式的换热器或特殊的换热管，以降低成本。所以，这就需要工艺过程的能量消耗。对工程技术而言，在设计换热器时，要对于换热器型29设计方案。3.1.3换热器的分类如下表3-2所示。3-1换热器的分类30管式壳式管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间不能带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内 及检修填料函式易爆易燃及 较高的介质内填料函：密封性能差，只能用于压差较小设计方案。3.1.3换热器的分类如下表3-2所示。3-1换热器的分类30管式壳式管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间不能带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内 及检修填料函式易爆易燃及 较高的介质内填料函：密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离管式双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器旋管式浸没式用于管内流体的冷却、冷凝，或者管外流体的加热式只用于管内流体的冷却或冷凝板式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温热能3.1.4换热器的类型及应用如表3-2所示。3-2换热器的类型及应用31Types积Size(mP2P)温度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cmP2P)MaterialFeaturesand3.1.4换热器的类型及应用如表3-2所示。3-2换热器的类型及应用31Types积Size(mP2P)温度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cmP2P)MaterialFeaturesandApplication1．管壳式换热器管壳式(标准型)S&T≤5000-270≤t≤1650600这种类型的换热器被广泛可靠。可以通过采用特殊类型的换热管来提高其传热性能。伞板式易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出 检修， 不能太高扩展表面式板翅式结构十分紧凑，传热效率高，流体阻力大管翅式适用于气体和液体之间传热，传热效率高，用于化工、动力、空调、制冷工业蓄热式旋式盘式传热效率高，用于高温烟气冷却等鼓式用于空气预热器等定格式紧凑式适用于低温到高温的各种条件凑式可用于高温及腐蚀性气体场合32折流杆式rodbaffle≤5000-100≤t≤600300通过折流杆支承换热管来消除振动。由于壳侧是纵向的、和有规律的，因此损失较小，适用于允许压降小的气液或气体系统。Multitube≤50-100≤t≤600300因为纯逆流，故具有较好的传热推动力32折流杆式rodbaffle≤5000-100≤t≤600300通过折流杆支承换热管来消除振动。由于壳侧是纵向的、和有规律的，因此损失较小，适用于允许压降小的气液或气体系统。Multitube≤50-100≤t≤600300因为纯逆流，故具有较好的传热推动力,当换热面积相对比较小并且两流体温度交叉时，可考虑采用此型式。另外，若壳侧传热不好，可使用翅片管来强化传热。coiledtube≤2000-260≤t≤600200铜铝、不 锈钢、碳钢在低温系统中，因不宜采用铝材板翅式换热器，而经常使用蛇管式换热器。纯逆流，传热可在两股以上流体间进行高弹性的结构可以克服热应力在高温的气气换热时，可采用不锈钢材料。2．单管式换热器doubletube≤10-100≤t≤600300碳钢(10mP2P20mP2P)般选用套管式换热器。流维修容易，但是紧凑性较差。Trombone≤100-50≤t≤300300碳钢也称作冲洗式，水被从管侧上处喷下，加热或冷却管内流体经常用在利用海水作介质的液化石油气加热器中。结构简单并易于维修，但是设备占地面积较大。33蛇管式Coil≤100≤t≤300300碳钢蛇管式换热管经常 罐中用以加热或冷却罐内的液体。Types积Size(m2)温度Temperaturet(°C)(最大)33蛇管式Coil≤100≤t≤300300碳钢蛇管式换热管经常 罐中用以加热或冷却罐内的液体。Types积Size(m2)温度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cm2)Material特点和应用FeaturesandApplication板式plate(gasket)≤2000-40≤t≤20025钛等结构紧凑，易维修。在液液换热设备中传热系数也可于气体冷却、冷凝或沸腾传热。螺旋板式Spiral≤200-90≤t≤40020碳钢钛等主要有逆流和错流两种形式。当温度存在交叉时，最好选用逆流形式,而当气体冷却或冷凝时,由于错流损失小，故常采用此形式。另外,要慎重选择流体的流路尽量避免由于两股流体流率不平衡而造成的设备传热性能的降低。3．翅片式换热器air_cooled≤2000≤500-60+50)500碳钢不锈钢翅片：铝、碳钢空冷器和管壳式换热器相比，安装面积大，对空冷器需作包括结构价格、耗电等因素在内的综合费用分析。通常当物流出口温度高于环境温度15°C20°C或更高时，使用空冷器较为经济。34platefin≤10000－260≤t≤100(铝)70铝铜板翅式换热器通常用于低温过程。其传热性能好、重量轻、结构紧凑，适应性广，可用于单相、冷凝器和蒸发器中对高温前正逐渐使用材质为不锈钢的板翅式换热器。对铝合金制造的板翅式换热器，可利用其低温延展性和抗拉性好的特点，特别适用低温或超低温场合。heatpipe<34platefin≤10000－260≤t≤100(铝)70铝铜板翅式换热器通常用于低温过程。其传热性能好、重量轻、结构紧凑，适应性广，可用于单相、冷凝器和蒸发器中对高温前正逐渐使用材质为不锈钢的板翅式换热器。对铝合金制造的板翅式换热器，可利用其低温延展性和抗拉性好的特点，特别适用低温或超低温场合。heatpipe<2000-40≤t≤35010碳钢铜阻力小、体积小、结构紧凑。由于热管可在热流体和冷流体两侧通过增加翅片来扩展受热面，因而大大提高了气气换热气换热器中最为有效。Types积Size(m2)温度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cm2)Material特点和应用FeaturesandApplication4．特殊材料的换热器石墨Carbon≤700≤1607不渗透性石墨结构有：管壳式换热器、块状换热器等。聚四氟乙烯Teflon≤80≤1505乙烯管壳式和浸泡式换热器，重量轻、结构紧凑。机械性能较差，只适用于低压工况。换热器选型标准换热器类型标准系列换热器。结合工段中物料的温度、和粘度等特性，本工艺中多选择浮头式管壳式换热器和固定管板式管壳式换热器。35Glass≤25≤2809璃换热器有盘管式、喷淋式管壳式、套管式等型式。常用在空气预热器或节能装置中，回收以下的排放气热量。5．特殊换热管低翅管LowFintube///碳钢不锈钢铜合金管子表面的翅片可增大换热面积23换热器选型标准换热器类型标准系列换热器。结合工段中物料的温度、和粘度等特性，本工艺中多选择浮头式管壳式换热器和固定管板式管壳式换热器。35Glass≤25≤2809璃换热器有盘管式、喷淋式管壳式、套管式等型式。常用在空气预热器或节能装置中，回收以下的排放气热量。5．特殊换热管低翅管LowFintube///碳钢不锈钢铜合金管子表面的翅片可增大换热面积23倍。与普通管子有着相同管外径的低翅管经常用作管壳式换热器的传热管。当壳侧传热系数低于管侧时，使用低翅管较为理想。低翅管也同样可用在冷凝和沸腾传热中。沸腾用传热强化管///碳钢不锈钢铜合金典型的强化传热管即：高热通量管(UCC)、Thermoexcell-E(日立)等。在沸腾传热系数低、温差小(10°C)的蒸发器中，经常使用强化传热管。上述管子均可提高传热系数1020倍。冷凝用传热强化管///碳钢不锈钢铜典型的强化传热管即：槽管、Thermoexcell-C(日立)、低翅管等。使用上述管子均可提高传热系数25倍。3.1.5.2温度工艺中冷却水的温度不宜高于60℃，以避免管道结垢；一般情况下，高温端的温差不应小于205低温端的温差不应小于20℃；当采用多管程、单壳程的管壳式换热器，并用水作为冷却剂时，冷却剂的出口温度不应高于工艺流体的出口温度。在冷却或冷凝工艺流体时，冷却剂的温度应高于工艺流体中易结冻组分的冰点，一般应高于5℃；当冷凝带有惰性气体的工艺流体时，冷却剂的出口温度应该低于工艺流体的 一般低于5℃；在冷却反应物时为了控制反应，应该维持反应流体和冷却剂之间的温差不小于10℃。3.1.5.3的降，从而加剧换热器的磨蚀和振动破坏等；同时，降的增大也使得换降，3-3列出了允许的降范围。3-3换热器降允许范围3.1.5.43.1.5.2温度工艺中冷却水的温度不宜高于60℃，以避免管道结垢；一般情况下，高温端的温差不应小于205低温端的温差不应小于20℃；当采用多管程、单壳程的管壳式换热器，并用水作为冷却剂时，冷却剂的出口温度不应高于工艺流体的出口温度。在冷却或冷凝工艺流体时，冷却剂的温度应高于工艺流体中易结冻组分的冰点，一般应高于5℃；当冷凝带有惰性气体的工艺流体时，冷却剂的出口温度应该低于工艺流体的 一般低于5℃；在冷却反应物时为了控制反应，应该维持反应流体和冷却剂之间的温差不小于10℃。3.1.5.3的降，从而加剧换热器的磨蚀和振动破坏等；同时，降的增大也使得换降，3-3列出了允许的降范围。3-3换热器降允许范围3.1.5.4的选择原则(1)当两流体温差大时，高温流体一般走管程。可以节省保温层和减少壳体厚度；有时为了便于高温流体的散热，也可以使高温流体走壳程，了保证操作的安全，需设置保温层。(2)(3)(4)较高的流体走管程，以减少壳体厚度。腐蚀性较强的流体宜走管程，以节省耐腐蚀材料。较脏和易结垢的流体尽可能走管程，以便于和控制结垢。如必须走壳程，则应采取正方形排列，并采取可拆式(浮头式、填料函式、U型管式)的换36工艺流体的 /MPa允许的 降/MPa真空0.010.1～0.170.004～0.034>0.17>0.034热器。黏度较大的流体应走壳程，以得到较高的传热系数。3.1.5.5最优参数是我们首要解决的问题，下面将就换热管的各项参数作一定的讨论。管径：管子的体据估算，将同直径换热器中的换热管由Φ25mm改为Φ19mm，其传热面积可增加40%左右，节约20%金属以上；但增加了制造难度，且小管子容易结垢，不。所以需要综合考虑。下表为换热管常用直径规格。易3-4换热管常用直径规格管程数：管程数增加，管内流速增加，传热系数增加，但不必选用过高的管程数，以免1～2左右。换热面积：有些物流所需的换热面积大，采用多个换热器并联，而不采用串联，避免压力降过高，导致传热系数变化。排列形式：角形、转角正方形。正三角形排列形式使用最为普遍，由于管距都相等，可以在热器。黏度较大的流体应走壳程，以得到较高的传热系数。3.1.5.5最优参数是我们首要解决的问题，下面将就换热管的各项参数作一定的讨论。管径：管子的体据估算，将同直径换热器中的换热管由Φ25mm改为Φ19mm，其传热面积可增加40%左右，节约20%金属以上；但增加了制造难度，且小管子容易结垢，不。所以需要综合考虑。下表为换热管常用直径规格。易3-4换热管常用直径规格管程数：管程数增加，管内流速增加，传热系数增加，但不必选用过高的管程数，以免1～2左右。换热面积：有些物流所需的换热面积大，采用多个换热器并联，而不采用串联，避免压力降过高，导致传热系数变化。排列形式：角形、转角正方形。正三角形排列形式使用最为普遍，由于管距都相等，可以在37碳素钢、低合金钢Φ19×2mmΦ25×2.5mmΦ32×3mmΦ38×3mm不锈钢Φ19×2mmΦ25×2mmΦ32×2.5mmΦ38×2.5mm同样的管板面积上排列最多的管数。但因管外不易 ，其使用场合收到限制，角正方形排列的管束，能够使管间小桥形成一条直线通道，便于管外机械。3-1换热管排列型式管间中心距：换热管中心要保证管子与管板连接时，管桥有足够的强度和刚度。管间需要的通道。换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外时还要留有进行径，常用的换热管中心距下表所示。3-5常用换热管中心距管长：降。余量：40～70%程间的换热，一般留有10～35%对减少。密封条数：根据换热器设计说明，一般每五排管设置一对密封条。折流板：折流板数目和间距按照《化工工艺设计手册》的推荐值设定。38换热管外径/mm12141925323845同样的管板面积上排列最多的管数。但因管外不易 ，其使用场合收到限制，角正方形排列的管束，能够使管间小桥形成一条直线通道，便于管外机械。3-1换热管排列型式管间中心距：换热管中心要保证管子与管板连接时，管桥有足够的强度和刚度。管间需要的通道。换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外时还要留有进行径，常用的换热管中心距下表所示。3-5常用换热管中心距管长：降。余量：40～70%程间的换热，一般留有10～35%对减少。密封条数：根据换热器设计说明，一般每五排管设置一对密封条。折流板：折流板数目和间距按照《化工工艺设计手册》的推荐值设定。38换热管外径/mm1214192532384557换热管中心距/mm16192532404857723-6折流板间距常用数值3-7折流板数目3.1.5.6换热器选型是按照GB151-2012管壳式换热器标准上的标准管壳式冷却器系列进行换热器的选型。在该系列中，各符号表示的意义示例说明如下：AES500-3.5-62.5-6/20-2I其中：A表示前端管箱形式为平盖管箱；E表示壳体形式为单进单出冷凝器壳体；S表示后端结构型式为浮头式；3.5表示公称3.5MPa；62.562.5mP2P；66m；39DN/mm数量/对5001500～10002>1000>3公称直径DN/mm管长/mm折流板间距/mm<500<3000100200300450600/4500 ～6000/600～8001500 ～60003-6折流板间距常用数值3-7折流板数目3.1.5.6换热器选型是按照GB151-2012管壳式换热器标准上的标准管壳式冷却器系列进行换热器的选型。在该系列中，各符号表示的意义示例说明如下：AES500-3.5-62.5-6/20-2I其中：A表示前端管箱形式为平盖管箱；E表示壳体形式为单进单出冷凝器壳体；S表示后端结构型式为浮头式；3.5表示公称3.5MPa；62.562.5mP2P；66m；39DN/mm数量/对5001500～10002>1000>3公称直径DN/mm管长/mm折流板间距/mm<500<3000100200300450600/4500 ～6000/600～8001500 ～6000150200300450600/900～1300<6000/200300450600/7500,90007501400～16006000//3004506007507500,9000/1700～18006000 ～9000///4506007502020mm；22；II级，采用较高级冷拔换热器(E129)的设计换热器设计任务E129是最后精馏出的温度为153.2℃的乙二醇给温度为79.89℃的乙二醇的温度降低123.5℃，使碳酸乙烯酯原料温度升高到91.23℃，以便降温，减少气化损失，和原料达到碳酸乙烯酯的要求。其操作条件列表如下：3-83.2.2a.选择换热器的类型两流体温的变化情况：热流体进口温度153.2℃出口温度123.5℃；冷流体进口温度79.89℃，出口温度为91.23℃，该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，壳壁与管壁的温差超过70℃并且考虑到操作较大，应选用列管式换热器中的浮头式换热器。而浮头式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、2020mm；22；II级，采用较高级冷拔换热器(E129)的设计换热器设计任务E129是最后精馏出的温度为153.2℃的乙二醇给温度为79.89℃的乙二醇的温度降低123.5℃，使碳酸乙烯酯原料温度升高到91.23℃，以便降温，减少气化损失，和原料达到碳酸乙烯酯的要求。其操作条件列表如下：3-83.2.2a.选择换热器的类型两流体温的变化情况：热流体进口温度153.2℃出口温度123.5℃；冷流体进口温度79.89℃，出口温度为91.23℃，该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，壳壁与管壁的温差超过70℃并且考虑到操作较大，应选用列管式换热器中的浮