化工原理—化工设备机械基础 课程设计任务书.doc

化工原理化工设备机械基础 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 精馏分离换热器设计 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： 7 kPa 3、 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 器结构尺寸的确定 （2）传热面积、两侧流体压降校核 （3）接管尺寸的确定 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.设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，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多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，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38mm，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： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。() 小孔筛板容易堵塞。表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7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=DW苯物料衡算 141.760.2820.966D0.023 W联立解得 D38.94kmolhW=102.82kmolh式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量3塔板数的确定 （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。 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见下图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求精馏塔的气、液相负荷 (泡点进料：q=1)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=7.698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 93.2 kPa塔底操作压力=109.4 kPa每层塔板压降 P0.9 kPa进料板压力93.20.910102.2kPa精馏段平均压力 P m （93.2102.2）297.7 kPa提馏段平均压力P m =（109.4+102.2）/2 =105.8 kPa（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=（ 82.794.2）/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 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，管间距的确定。采用正三角形排列，由表7-4（化工设备机械基础大连理工出版社 2011年版）查得层数为9层。查表7-5（化工设备机械基础大连理工出版社 2011年版）取管间距32mm。（4）内外层流体的确定。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，值大的流体走管间若两个流体给热性能相差较大时，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危险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）换热器壳体直径的确定。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150C)；故 取，查表4-9（ 化工设备机械基础大连理工出版社 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 化工设备机械基础大连理工出版社 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/T 4746-2002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/T 4703-2000标准，选用DN 700，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 0.35Mpa 0.1Mpa（因壳程压力较小取0.1MPa）管子、壳体材质 Q235-B 20R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/Mpa 113 132管子、壳体尺寸/mm 管子根数 305管间距/mm 32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/Mpa 4.0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 则由已知条件可知，与的作用方向相同，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（化工设备机械基础大连理工出版社2011版）查得折流板最小厚度为4mm，由表7-9（化工设备机械基础大连理工出版社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/Mpa0.35012工作温度/C1351381053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，为使水避免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DN 700mm 公称压力NP 1.6MPA 管程数 2 管子尺寸 管子根数n 305.1 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T 82.7 -82.7 冷却水t 30 - 20 _ t 52.7 62.7 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530m/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，管间距的确定。采用正三角形排列，由表7-4（化工设备机械基础大连理工出版社 2011年版）查得层数为5层。查表7-5（化工设备机械基础大连理工出版社 2011年版）取管间距32mm。（4）内外层流体的确定。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，值大的流体走管间若两个流体给热性能相差较大时，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危险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）换热器壳体直径的确定。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100C)；故 取，查表4-9（ 化工设备机械基础大连理工出版社 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 化工设备机械基础大连理工出版社 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/T 4746-2002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/T 4703-2000标准，选用DN 420，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 0.2Mpa 0.1Mpa（因壳程压力较小取0.1MPa）管子、壳体材质 Q235-B 20R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/Mpa 113 133管子、壳体尺寸/mm 管子根数 92管间距/mm 32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/Mpa 2.0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 则由已知条件可知，与的作用方向相同，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（化工设备机械基础大连理工出版社2011版）查得折流板最小厚度为4mm，由表7-9（化工设备机械基础大连理工出版社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/Mpa0.2012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，为使水避免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DN 700mm 公称压力NP 1.6MPA 管程数 2 管子尺寸 管子根数n 305.1 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/Mpa0.35012工作温度/C1351381053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，为使水避免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DN 700mm 公称压力NP 1.6MPA 管程数 2 管子尺寸 管子根数n 305.1 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】序号名称指标管程壳程1工作压力/Mpa0.2012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，为使水避免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DN 700mm 公称压力NP 1.6MPA 管程数 2 管子尺寸 管子根数n 305.1 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-400-65-16-26.工艺流程图7.设计评述总的来说，这次设计耗费的心力比较多，期间过程需查询化工原理、化工机械基础及其他有关化工设计的书籍。当然有的数据可参考网上各学长学姐们已做好的模板，但模板一般所设计内容与本设计不尽相同。故设计主体部分还是自己根据书本完成。精馏塔塔板数的计算过程比较繁琐，其间过程可能有些许错误。但考虑到牵一发而动全身，对于不是原理上可忽略的小错误未予以改正。对于精馏塔再沸器和冷凝器的相关设计，则是参考化工机械基础书本的相关知识，逐渐计算完成。在这次设计过程中，通过一次又一次的克服所遇到的困难，一次又一次的认识到化工设计的复杂性及其重要性，也一次又一次认识到自己的不足。终观此次化工设计的过程，自己对于化工设计的流程有了一下了解，并可以说是设计学到了很多东西。对此份设计报告，还算比较满意。 设计日期：2011年 12月01日 至 2011年12 月16日