赛区理工学院梦之队设备设计说明书

第一章塔设备的选 T0401的设 T0402的设 T0601的设 T0602的设 T0603的设 第二章反应器的设 概 DMO合成反应 DMO加氢反应 第三章储罐及缓冲罐的设 第四章泵的设计及选 第五章换热器的选 EDR选 第一章设备的选塔设备的设计过1234567T0401的设T0401为DMOCO由DMODMO，并伴有副DMC的生成，DMODMCT0401T0401对其进行分离。由于DMCDMOT0402DMC和甲醇进行进一步分离。1AB15后，分离2DMC及塔底DMOA为塔顶DMOBDMCAB8。3DMODMCA为塔顶DMOBDMCAB0.18时，变化不0.18。Stage Total

Activeareaperpanel

23456789.计算如下H=HD+（NP-2- 由塔板数据模拟知塔径为3.99m，整圆为4m，实际塔板数为13，根据经验选取板间距0.8，人孔每隔4块板取一个3个，分别在第3，8，13块板上。塔顶空间取1m，塔2.5m1m。H=HD+（NP-2-T0402的设T0402DMC和甲醇分离塔。T0401DMCT0402进行进一步分离。由于甲醇和DMC容易形成共沸物，较难分离，加压能降低共沸物的浓度，故采用加压分离，本精馏塔不对DMCDMC产物，塔顶为低浓DMC共沸产物，塔顶产物直接作为吸收DMO，DMC的甲醇原料。1DMCAB2AB34DMCABStageDiameterTotal

Activeareaperpanel

2345678915 2.70524316 4.322861 17 3.89138611.893194 20 21 17.167349 31～5，6～15，16～20进行模拟。1～56～1516～20计算如H=HD+（NP-2- 1由塔板数据模拟知此分段塔径为1.24m，整圆为1.2m，实际塔板数为5，根据经验选取板间距为0.4，人孔每隔4块板取一1个在第5块板上。塔顶空1m，因为是上分H1=HD+（NP-1-2H2=HD+（NP-1-3由塔板数据模拟知此分段塔径为4.67m，整圆为4.5m，实际塔板数为5，根据经验选取2.5m，无进料。H1=HD+（NP-=（5-整圆为T0601的设EG，DMOT0602进行进一步分离。1ABCAB2ABCAB3ABCAB4ABCAB Total Activeper

23456789..计算如H=HD+（NP-2- 由塔板数据模拟知此分段塔径为16.05m，整圆为16m，实际塔板数为33，根据经验选取板间距为0.8，人孔每隔4块板取7个，分别在第3，8，13，18，23，28，33块1m2.5m1m。H=HD+（NP-2-T0602的设水和乙醇的沸点叫DMO和EGT0602采用常压精馏。塔顶产物为乙醇和水混合物，为废液；塔釜为DMOEGT0603进行进一步分离。1ABDMOAB2ABDMOAB3ABDMO DiameterTotalareaActiveareaperpanel erarea sqmsqmsqmStageDiameterTotal

Activeareaperpanel

2345678914 1~7,8~13,以下为模拟数据计算如H=HD+（NP-2- H1=HD+（NP-1-取板间距为0.8，人孔每隔4块板取一个2个，分别在第13，8块板上。因为是下端塔，2.5m1m。H2=HD+（NP-1-=（6-T0603的设T0603是DMO，EG分离塔。T0602EGDMO的混合物，需要对其进1A为塔釜EGBDMOAB2A为塔釜EGBDMO的摩尔浓度123A为塔釜EGBDMOAB4A为塔釜EGBDMO的摩尔浓度1.6.4StageDiameterTotal

areaper

29.436357 34567891.6.4塔高计算计算如下H=HD+（NP-2- 间距为0.8m，人孔每隔4块板取一个，共5个，在第22，17，12，7，2块板上。塔顶空间1.5m2.5m1m。H=HD+（NP-2-第二章反应器的设7-10型式适用的反 优缺管式气相；液相 釜式液相；液-液相；液-固相适用性大，操作弹性大，连续操作时温固定 流化

DMO合成反应亚硝酸甲酯再生反DMO加氢反应第三章罐及缓冲罐的设00周生成/消耗质量CH410000m3231m33m17.9mDMC1000m3111.5m12.2m11.9mEG10000m3231m33m17.9m第四章的设计及选第五章换热器的选 HG/T20570.6-《化工配管用无缝及焊接尺寸选用系列HG20553-《石油化工企业尺寸系列SH3405-JB/T7658.4-JB/T4712-很好的换热器，如果换到另一种场合可能传热效果和性能会有很大的改变。对、维修的要容易使管子腐蚀或者在壳容易结垢的介质型号：AES500-1.6-54-6/25-4 表示公称直径为 表示公称压力 表示公称换热面积为 表示公称长度为 表示换热管外径为 表示管程数为 表示管束为 级，采用较高级冷公称换热面积54m，碳素钢较高级冷拔换热管外径25mm，管长6m，4管程，单 换热管规格管子规格GB/TGBGBGBGB/TGB/T铜GB/TGB/TGB/T换热管中心距 折流板间距公称直 管 折流板间———————————间的换热，留有15%−25%的裕量。换热器的选型计相间的热量及质量传递。此物流先经过T030164.2℃，出冷凝器时的温度为63.7 设计条ToCooling进口温度出口温度压力11确定主要物性数1.定性温度的确T64.263.7 t2024.39 2.2热导率c0.212W/(m℃)粘度：c0.59103Pas比热cpc2.48kJ/(kgK)密度c791kg/m3管程流体在定性温度t热导率b0.626W/(mK)粘度：b7.27104Pas比热cpb4.174kJ/(kgK)密度b672.6kg/m3工艺过程热流量Q计算平均传热温t

(T1t2)(T2t1)(63.720)(64.224.39) T2t

ln63.764.2

换热器型号初根据《传热传质过程设备设计》中对K值的范围，假设K=640W/（m2K），根据以上温度参数及平均传热温差，选择卧式固定管板式换热器。参阅相关化工与石油化工单元设备标准JBT4715-92《固定管板式式换热器型式与基本 S 参数

640 2969.94初步选定换热器换热面积为2256m2，其中平均传热温差校由于所选换热器为单管程，单壳程。只有逆流，不需要校传热管排列方式及管心 传热管正三角形排列方壳体内热器，忽略壳体壁厚，其壳体内径约为D=1800mm，采用无缝制作筒体。折流采用圆缺形折流板，所选换热器的折流板间距为600mmNBN传热管长

60001 折流板间距

折流板数NB=9块，折流板圆缺面水平配传热系数的校Ⅰ、壳程表面传热系数由克恩法计算可得0.36cRe055Pr1/3()0d d

——W/(mde——m；Re0——Pr————Pasw——Pas。4[3t2d2 4[30.02520.0192de

0 0.017mSBD(1d0) 壳程流量mc由AspenPlusmc壳层流速00

3600791.8则壳程流体的雷诺数Re

deu0

0.0170.47①中Re的适应范围为2(103~106)，符合 普朗特数Pr为Cp 2.51103

Pr

则壳程表面传热系数000.36cRe055Pr1/3(0

)0

(w

)0.14d0d 0.360.212Ⅱ、管内表面传热系数管程为冷物流，无相变传热，根据aspenEnergyyzer得出管程表面i

J管外侧污垢热阻

0.00008m2管内侧污垢热阻

0.00017m20Kc0

d0Rid0Ridi

0.000170.0190.00008

746.09W/(m2K)换热器所需要的换热面积Ac可用AC

估算传热面积,7.93 7.93 AC64041.72AA换热器实际的传热面积HHAPAc2256