化工原理-化工设备机械基础课程设计报告任务书

...wd......wd......wd...化工原理—化工设备机械根基课程设计任务书-4专业化工班级设计人一、设计题目：苯－甲苯精馏别离换热器设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力〔进料量〕90000吨／年操作周期7200小时／年进料组成25％〔质量分率，下同〕塔顶产品组成≥96％塔底产品组成≤2%2、操作条件塔顶操作压力自选〔表压〕进料热状态自选两侧流体的压降：≯7kPa3、设备型式自选4、厂址重庆地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计〔1〕冷凝器和再沸器构造尺寸确实定〔2〕传热面积、两侧流体压降校核〔3〕接收尺寸确实定4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及换热器工艺条件图7、设计评述推荐教材及主要参考书：1.王国胜,裴世红，孙怀宇.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，20052.

贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津科学技术出版社，2002.3、马江权，冷一欣.化工原理课程设计.北京：中国石化出版社，2009.4、《化工工艺设计手册》，上、下册;5、《化学工程设计手册》；上、下册;6、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京.2004，017、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京.2004，018、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京.2004，019.陈敏恒.化工原理(第三版).北京：化学工业出版社1.设计方案的选定及根基数据的搜集本设计任务为别离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔内，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流对比小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是屡次进展局部汽化和冷凝，热效率对比低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(１)构造比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。(２)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。(３)塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。(４)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：(１)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(２)操作弹性较小(约2～3)。(３)小孔筛板容易堵塞。表1苯和甲苯的物理性质工程分子式分子量M沸点〔℃〕临界温度tC〔℃〕临界压强PC〔kPa〕苯A甲苯BC6H6C6H5—CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2组分的液相密度([1]：附录图8)温度(℃)8090100110120苯,kg/甲苯,kg/8148098058017917917787807637682.工艺计算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量

甲苯的摩尔质量〔2〕原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

〔3〕物料衡算原料处理量

总物料衡算141.76=D＋W

苯物料衡算141.76×0.282＝0.966D＋0.023W

联立解得D＝38.94kmol／h

W=102.82kmol／h式中F------原料液流量D------塔顶产品量W------塔底产品量3．塔板数确实定

〔1〕理论板层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

①由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x～y图，见以以下列图②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e〔0.282,0.282〕作对角线的垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为

＝0.431,＝0.237〔此时q=1〕故最小回流比为

取操作回流比为③求精馏塔的气、液相负荷

(泡点进料：q=1)④求操作线方程

精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为〔2〕逐板法求理论板又根据可解得=2.203相平衡方程=0.966因为＜精馏段理论板n=8由计算可知<<所以提留段理论板数n=1全塔效率的计算〔查表得各组分黏度=0.269，=0.277〕捷算法求理论板数由公式代入Y=0.488由精馏段实际板层数5/0.52=9.610,

提馏段实际板层数4/0.52=7.69≈8进料板在第11块板4.主要设备工艺尺寸设计〔1〕操作压力计算

塔顶操作压力＝93.2kPa塔底操作压力=109.4kPa每层塔板压降△P＝0.9kPa

进料板压力＝93.2＋0.9×10＝102.2kPa

精馏段平均压力Pm＝〔93.2＋102.2〕／2＝97.7kPa提馏段平均压力Pm=〔109.4+102.2〕/2=105.8kPa

〔2〕操作温度计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：

塔顶温度＝82.7℃

进料板温度＝94.2℃塔底温度=105.1℃精馏段平均温度=〔82.7＋94.2〕/2=88.45℃提馏段平均温度=〔94.2+105.1〕/2=99.65℃〔3〕平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由=0.966,代入相平衡方程得=0.928进料板平均摩尔质量计算由上面理论的算法，得=0.282=0.464塔底平均摩尔质量计算由,由相平衡方程，得=0.049

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量〔4〕平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

提馏段的平均气相密度②液相平均密度计算

液相平均密度依下式计算，即

塔顶液相平均密度的计算

由＝82.7℃，查手册得

塔顶液相的质量分率

进料板液相平均密度的计算

由＝94.2℃，查手册得

进料板液相的质量分率

塔底液相平均密度的计算

由=105.1℃，查手册得

塔底液相的质量分率

精馏段液相平均密度为

提馏段液相平均密度为故精馏段的气为：液相体积流率为【再沸器】〔1〕传热面积的计算。塔底温度tw=108.89℃用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=112℃计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差则由tw=108.89℃查液体比汽化热共线图得又由上液体流量密度则取传热系数K=600W/m2k，则传热面积加热蒸汽的质量流量计算R和P: ，P查表得：，因选单壳程可行。℃则传热面积仍为〔2〕管数的计算。由于两流体温差≈20℃,壳选用固定管板式换热器的系列标准〔JB/T4715-92〕选择主要参数如下：由上有液体流量液体一般流速为0.5-3.7m/s可取管径为管长6000mm则管数为〔3〕管子排列方式，管间距确实定。采用正三角形排列，由表7-4〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕查得层数为9层。查表7-5〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕取管间距32mm。〔4〕内外层流体确实定。查有关资料可知：宜于通入管内空间的流体不清洁的流体体积小的流体有压力的流体腐蚀性强的流体与外界温差大的流体宜于通入管间空间的流体当两流体温度相差较大时，α值大的流体走管间假设两个流体给热性能相差较大时，α值小的流体走管间饱和蒸汽走管间黏度大的流体走管间泄露后不安全性大的流体走管间故而，本设计中取热水蒸汽走管程，甲苯走壳程。〔5〕换热器壳体直径确实定。由公式D=a(b-1)+2取管间距a=32mm,查表有b=19，=2d计算壳径故圆整后取壳径=700mm〔6〕换热器壳体壁厚的计算。考虑到换热器条件要求一般、执行任务一般，选用材料20R钢，计算壁厚为式中，-----计算压力，取=0.35Mpa(考虑换热蒸汽温度及经济性取压力为0.35MPa)；D=700mm;=0.85(采用双面焊对接接头，局部无损检测)=132Mpa(设壳壁温度为150°C)；故取，查表4-9〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕得。圆整后取。〔7〕换热器封头的选择。查有关资料〔表4-21《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕，综合考虑制造难易度、金属消耗量、厚度、承载能力，最终选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002标准，风头为DN7004，曲面高度,直边高度同换热器壳体一样，封头无特殊条件与特殊任务，材料选取20-R钢。〔8〕容器法兰的选择。材料选用20R。根据JB/T4703-2000标准，选用DN700，PN0.4MPa的甲型平焊法兰。法兰尺寸见图。〔9〕管板尺寸确定。选用固定式换热器管板，查相关标准得〔取管板的公称压力为0.6MPa〕的碳钢板尺寸，见图。〔10〕管子拉脱力的计算。计算数据按以下数据取得：管子、壳体操作压力0.35Mpa0.1Mpa〔因壳程压力较小取0.1MPa〕管子、壳体材质Q235-B20R管子、壳体线膨胀系数〔1/°C〕管子、壳体弹性膜量/Mpa管子、壳体许用应力/Mpa113132管子、壳体尺寸/mm管子根数305管间距/mm32管壁温差管子与管板的连接方式开槽胀接胀接长度=50mm许用拉脱力/Mpa4.0=1\*GB3①在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力其中P=0.35Mpa,=50mm=2\*GB3②温差应力导致管子每平方米胀接周边所受到的力其中则由条件可知，与的作用方向一样，都使管子受压，则管子的拉脱力：因此，拉脱力在许用范围之内。〔11〕计算是否安装膨胀节。管、壳壁温差所产生的轴向力：==压力作用于壳体上的轴向力：其中==〔N〕则〔N〕压力作用于管子上的轴向力：则根据GB151-1999《管壳式换热器》264MPa<=226Mpa条件成立，故本换热器不用安装膨胀节。〔12〕折流板设计。折流板为弓形，折流板间距取600mm,由表7-7〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011版〕查得折流板最小厚度为4mm，由表7-9〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011版〕查得折流板外径为696mm,材料为Q-235B钢。拉杆选用，共六根，材料为Q-235B钢序号名称指标管程壳程1工作压力/Mpa0.350．12工作温度/°C135—1381053物料名称水甲苯4传热面积/115.02该设计任务的热流体为水，冷流体为甲苯，为使水防止通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令甲苯走壳程，水走管程.并采用单壳程双管程冷凝器则再沸器各参数如下：公称直径Dn700mm公称压力Np1.6Mpa管程数2管子尺寸管子根数n305.1管长6000mm管中心距32mm弓形第一排管数5管子排列方式正三角形管程流通面积0.150m实际换热面积其型号为：FB-400-65-16-2【冷凝器】塔顶温度tD=82.7℃冷凝水t1=20℃t2=30℃则由tD=82.7℃查液体比汽化热共线图得又由上有气体流量塔顶被冷凝量苯蒸汽在冷凝段放出热量查得：苯时，苯时，则苯在冷却段放出热量取传热系数K=600W/m2k，则传热面积冷凝水流量水在冷却段内温升故冷却段温降可近似忽略计算平均温度:暂按单壳程、双管程考虑，先求逆流时平均温度差苯T82.7-----82.7冷却水t30----20_______________________________________△t52.762.7℃计算R和P: ，P查表得：，因选单壳程可行。℃则传热面积仍为选择换热器型号由于两流体温差≈50℃,壳选用固定管板式换热器的系列标准〔JB/T4715-92〕选择主要参数如下：由上有气体流量气体一般流速为5—30m/s可取管径为管长6000mm则管数为由公式D=a(b-1)+2取管间距a=32mm,查表有b=11，=2d计算壳径圆整后取壳径=450mm〔3〕管子排列方式，管间距确实定。采用正三角形排列，由表7-4〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕查得层数为5层。查表7-5〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕取管间距32mm。〔4〕内外层流体确实定。查有关资料可知：宜于通入管内空间的流体不清洁的流体体积小的流体有压力的流体腐蚀性强的流体与外界温差大的流体宜于通入管间空间的流体当两流体温度相差较大时，α值大的流体走管间假设两个流体给热性能相差较大时，α值小的流体走管间饱和蒸汽走管间黏度大的流体走管间泄露后不安全性大的流体走管间故而，本设计中取热水蒸汽走管程，苯走壳程。〔5〕换热器壳体直径确实定。由公式D=a(b-1)+2取管间距a=32mm,查表有b=11，=2d计算壳径故圆整后取壳径=420mm〔6〕换热器壳体壁厚的计算。考虑到换热器条件要求一般、执行任务一般，选用材料20R钢，计算壁厚为式中，-----计算压力，取=0.2Mpa(考虑换热蒸汽温度及经济性取压力为0.2MPa)；D=450mm;=0.85(采用双面焊对接接头，局部无损检测)=133Mpa(设壳壁温度为100°C)；故取，查表4-9〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕得。圆整后取。〔7〕换热器封头的选择。查有关资料〔表4-21《化工设备机械根基》大连理工出版社2011年版〕，综合考虑制造难易度、金属消耗量、厚度、承载能力，最终选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002标准，风头为DN4204，曲面高度,直边高度同换热器壳体一样，封头无特殊条件与特殊任务，材料选取20-R钢。〔8〕容器法兰的选择。材料选用20R。根据JB/T4703-2000标准，选用DN420，PN0.4MPa的甲型平焊法兰。法兰尺寸见图。〔9〕管板尺寸确定。选用固定式换热器管板，查相关标准得〔取管板的公称压力为0.2MPa〕的碳钢板尺寸，见图。〔10〕管子拉脱力的计算。计算数据按以下数据取得：管子、壳体操作压力0.2Mpa0.1Mpa〔因壳程压力较小取0.1MPa〕管子、壳体材质Q235-B20R管子、壳体线膨胀系数〔1/°C〕管子、壳体弹性膜量/Mpa管子、壳体许用应力/Mpa113133管子、壳体尺寸/mm管子根数92管间距/mm32管壁温差管子与管板的连接方式开槽胀接胀接长度=50mm许用拉脱力/Mpa2.0=1\*GB3①在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力其中P=0.2Mpa,=50mm=2\*GB3②温差应力导致管子每平方米胀接周边所受到的力其中则由条件可知，与的作用方向一样，都使管子受压，则管子的拉脱力：因此，拉脱力在许用范围之内。〔11〕计算是否安装膨胀节。管、壳壁温差所产生的轴向力：==压力作用于壳体上的轴向力：其中==〔N〕则〔N〕压力作用于管子上的轴向力：则根据GB151-1999《管壳式换热器》266MPa<=226Mpa条件成立，故本换热器不用安装膨胀节。〔12〕折流板设计。折流板为弓形，折流板间距取600mm,由表7-7〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011版〕查得折流板最小厚度为4mm，由表7-9〔《化工设备机械根基》大连理工出版社2011版〕查得折流板外径为397mm,材料为Q-235B钢。拉杆选用，共六根，材料为Q-235B钢序号名称指标管程壳程1工作压力/Mpa0.20．12工作温度/°C20-3082.73物料名称水苯4传热面积/34.60该设计任务的热流体为水，冷流体为甲苯，为使水防止通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令甲苯走壳程，水走管程.并采用单壳程双管程冷凝器则再沸器各参数如下：公称直径Dn700mm公称压力Np1.6Mpa管程数2管子尺寸管子根数n305.1管长6000mm管中心距32mm弓形第一排管数5管子排列方式正三角形管程流通面积0.150m实际换热面积其型号为：FB-400-65-16-25.设计结果汇总【再沸器】序号名称指标管程壳程1工作压力/Mpa0.350．12工作温度/°C135—1381053物料名称水甲苯4传热面积/115.02该设计任务的热流体为水，冷流体为甲苯，为使水防止通过壳壁面向空气中散热，提高冷却效果，令甲苯走壳程，水走管程.并采用单壳程双管程冷凝器则再沸器各参数如下：公称直径Dn700mm公称压力Np1.6Mpa管程数2管子尺寸管子根数n305.1管长6000mm管中心距32mm