设备工艺计算(共13页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上 设备工艺计算3.1 乙醛贮罐(V0101)3.1.1 用途贮存原料乙醛。3.1.2 设计依据 操作压力0.103 MPa，操作温度20； 乙醛进料量 68750 kg/h ； 贮存16小时的物料量； = 780 kg/m3 （查于石油化工基础数据手册 P596 ） 取装料系数为0.8； 设备台数：2台。3.1.3 设备计算及选型 每台贮存量=687508=kg；V物料=/780=705.13 m3则V罐= 705.13 1.1=775.64m3 (1/6)d3=775.64 d=17.55m 17.6 m选取D为17.6 m的球形贮罐。设备材质：16MnR设备台数：

2、23.2 氮气缓冲罐(V0102)3.2.1 用途稳定氮气压力。3.2.2 设计依据 操作压力：0.40.45 MPa ； 设备体积：2 m3；设备台数：1 台。3.2.3 设备计算及选型设d=1.2 m h= 1.4 m （不包括封头） 设备材质：A3F设备台数：13.3 氧气缓冲罐（V0103）设备计算3.3.1 用途稳定氧气压力3.3.2 计算依据 操作压力：0.40.45 MPa; 设备体积：4 m3;设备台数：1 台。3.3.3 设备计算及选型可设d=1.4 m h= 2.2 m （不包括封头） （查于化工工艺设计手册第三版（下） P5-224 ）3.4 触媒循环泵（P0101）设备

3、计算3.4.1 用途把循环催化剂输送到氧化塔低部。3.4.2 设计依据 循环催化剂体积流量F= 0.27 m3/h ； 操作温度40； 平均密度查石油化工基础数据手册 P596690，得到各物质的密度见表31 。表31 40各物质的密度及组成组分Mn(Ac)2水甲酸醋酸丁烯酸三聚乙醛亚乙基二醋酸酯密度, /m3838992.211921026100511791098质 量 , %1.191.020.2797.000.150.200.17= 8381.19% + 992.21.02% + 11920.27% + 102697% + 10050.15% + 11790.20% + 10980.17

4、%= 1024.26 kg/m3 出口段有90弯头6个，标准阀6个，回弯头16个，进口管长20 m , 换热器长20m；入口段有标准阀6个，止逆阀1个，90弯头9个；Za=7.5m Zb=1.5m Z=6m ，ua=ub3.4.3 压头计算H=（ZaZb）+hf （1）体积流量为 7940.221024.26=7.75m3/h且已知：Pb=0.132 MPa Pa=0.405 MPa P=0.273 MPa （2）进口段流速V=A= =1.10m/sRe= =0.051.101024.26(0.89510-3) =62943.35 4000 是湍流无缝钢管绝对粗糙度为0.05 mm 则相对粗糙

5、度0.05/50=0.001 =0.002 （柏拉修斯公式） （3）出口段阻力计算:设进口管长20 m E0103换热器长20 m标准阀6个 le/d=300 90弯头6个 le/d=35 回弯头16个 le/d=75压头损失:hf1= = =0.001mH2O（4）入口段压头损失:设进口管长10 m标准阀6个 le/d=300（全） 止逆阀1个 le/d=100 90弯头9个 le/d=35hf2= hf2= =0.0006mH2O（5）进出口压力差P=0.273 MPaP/(g)=0.273106/(1024.269.8)=27.20 mH2O（6）总压头计算：H= hf1+ hf2+Z+

6、P/(g)=0.001+0.0006+27.20+6=33.2016 mH2O3.4.4 选型 泵的选型见表32。表32 40F-40泵相关参数流量扬程转速电动机功率效率轴功率允许吸上高度叶轮直径7.2 m3/h39.5,m2960 r/min4 kw35%2.21 kw6 m180 mm设备材质：Cr18Ni12Mo2Ti设备台数：2注: 查于化工原理 夏清、陈常贵主编 修订版 上册 P533.5 氧化塔（R0101）设备计算3.5.1 空塔气速（1）计算依据工业用氧量.907 kg/h=9001.53 kmol/h 含氮量280.510 kg/h=10.02 mol/h 进氧总体积V1=(

7、9001.53+10.02)22.4=.68 m3/h（2）尾气总量： CO2：75012.97 kg/h=1704.84 kmol/h O2：18851.84 kg/h=589.12 kmol/h N2：.33kg/h=5880.90 kmol/h AA：5276.12kg/h=119.91kmol/h尾气总千摩尔数=(1704.84+589.12+5880.90+119.91)=8294.77 kmol/h V2=8294.7722.4=.848 m3/h塔内气流流量为V=(V1+V2)/2=(.68+.848)/2=.764 m3/h（3）设塔径d=1.4 m 则截面积 S=1.539

8、m2 空塔气体流率uOG=.764 /1.539=.9155 m/h=34.985m/s 转换为塔内实际的气体流量: 顶温70 底温80 顶压0.182 MPa 底压0.405 MPa 平均压力0.294 MPa V=nRT/P V1=nRT/P V1= 气体流速u1=14.08 m/s 即uOG=14.08 m/s3.5.2 空塔液速70时各物质的密度见表33。表33 各物质的密度及组成组分醋酸水甲 酸醋酸甲 酯丁烯酸亚乙基二醋酸酯Mn(Ac)2三聚乙 醛乙 醛密度,kg/m3990977.81149866.4973.310648381140706.8组成,%971.3860.3520.54

9、20.0450.2000.0910.0840.300（查于石油化工基础数据手册 P5961004）=9900.97+977.80.01386+11490.00352+866.40.00542+973.30.00045+ 10640.002 + 8380.00091 + 11400.00084 + 706.80.003=989.00 kg/m3VL=GL/=.64989=104.412 m3/huOL= VL/(S3600)=104.412(1.5393600)=0.0188m/s3.5.3 气泡的平均直径d0及浮生速度ut（1）设开孔直径db=5 mm 筛孔面积Sb=1.96310-5 m2设

10、开孔率为10% 开孔数N=1.53910%/Sb=7840个V=1366.7121.42913.6681.251=957.78 m3气体流速uOG=1.729m/s PV = nRT V= nRT/P且塔内平均压力为0.3 MPaV=（9001.53+10.02）0.082（273+75）/3=85717.86uO=（85717.863600）（1.53910%）=154.71 m/sRe=duO/=0.005154.713.486/0.018810=.92（2）气体平均相对分子量及组成各物质的相对分子质量及组成见表34。表34物质的相对分子质量及组成组分CO2O2N2AA相对分子质量4432

11、2844摩尔，%28.43497.146162.41902=MiXi=440.286+320.0671+280.6272+440.0197=33.16 =3.486 kg/m3（3）气体平均粘度：=0.019510 =0.021810 =0.021610=0.016310=xii=0.01631028.4349%0.0216102%0.01951062.4190%0.0218107.1461%=0.018810Cp 平均直径dVs=0.2910-1do1/2Re1/3 =0.2910-1(510-3)1/2.921/3 =0.11m气泡浮升速度ut = 为表面张力 和都用于醋酸 =22.451

12、0-3 N/m =989 kg/m3 dVsut=0.235 m/s3.5.4 比相界面积 a=6G/ dVs实践证明,如果液体流量很小,向上或向下的流速200 m/h时OG=GuOL=0.01883600=67.68 m/h200 m/hOG=G uoG=14.08=989.00 kg/m3 =22.4510-3 N/m=22.45dyn/cm=1.4802 注：公式参考文献-鼓泡塔反应器的流体力学计算 = 0.9503a=6G/dVs=60.95030.11=51.83 m2/m33.5.5 液相传质系数Error! No bookmark name given. 气泡及液体间的相对滑动速

13、度uSuS=14.44 m/s 在安静区气液间的液膜传质系数引用修正公式Sh=2.0+0.0187Re=0.1114.44989/（0.018810-3）=.72DL=4.4310-8m2/s=3197.39Sh=2.0+0.0187(64840.484 14.040.339 3197.390.072)1.61=190.23且Sh=kLdb/DL kL=190.234.4310-8/0.016=5.2710-4 m/s=1.90 m/h因此在安静区的体积传质系数kLa=kLa=4.6610-447.78=0.02 s-1=80 h-13.5.6 计算塔内应有的液层高度设该反应为拟一级反应k1=

14、0.9556查石油化工基础数据手册P597644，知20时:=778.1 kg/m3 =998.2 kg/m3 =1205 kg/m3 =900.8 kg/m3=779.04 kg/m3V=2464.162/779.04=3.163 m3/h液层高度=3.163/1.539=2.06 m乙醛的初始浓度CBL =2464.16299.5%/(443.163)=17.61 kmol/m33.5.7 反应速度 H=123.3 kmol/m3 =3.410-4 m/s3.5.8 塔高已知冷却水带走热量Q=1435.60104kJ/h冷却水入口t=20 出口t=65 冷却过程为并流过程：t1=75-20

15、=55 t2=75-65=10氧化液平均温差：tm=26.4已知k=350kcal/ m2h换热面积 A=Q/(ktm)= 1435.60104/(4.186835026.4)=371.09 m2选择冷却管为572.5 则管长可求 =371.09/(3.140.057)=2073.4 m冷却管体积V2=0.05722073.43.14/4=5.29 m3反应器总体积V=V1+V2=16.38+5.29=21.67 m3反应器总高度 h=V/A=21.67/1.539=14.08 m取雾沫捕集器2.5 m高 椭圆封头 内径1800 mm 凸出部分高0.45 m 直边高度0.05 m H=14.0

16、8+2.5+0.45+0.05=17.08m塔层之间连接处高0.2 m 人孔两个：高0.45 mH总=17.08+0.25+0.452=18.98 m （材质1G18Ni12MO2Ti）3.6 蒸发器（E0201）设备计算蒸汽带入热量Q=4.985107 kJ/h取传热系数k=500 kcal/m2h 8个大气压下水蒸汽的温度t=170.4 蒸发器内液体温度为129t=170.4-129=41.4 A=4.985107/(5004.186841.4)=575.19m2选择换热器，查“化工工艺手册 第三版（下） P5-351” 公称直径 400 mm 压力2.50 M Pa 管程流通面积0.03

17、07 m2 管程1 管长2 m 管径192 计算面积16.6 m2 台数： 2 台3.7 氧化塔尾气冷却器（E0104）设备计算 冷却水带走热量.42 kJ/h 尾气75 25 冷却水40 20tm=15.42取k=200kcal/m2.h A=.42/(2004.186815.42)=26.28m2选择换热器，查“化工工艺手册 第三版（下） P5-353” 公称直径 450 mm 压力2.50 Mpa 管程流通面积0.0424 m2管程1 长 1.5 m 管径252.5 计算面积 1.2 m2台数：2 台3.8 循环锰冷却器（E0103）设备计算冷却水带走热量为.28 kJ/h 循环锰129

18、 40 冷却水60 20tm=39.57取k=300kcal/m2.h A=.28/(3004.186839.57)=46.19 m2选择换热器，查“化工工艺手册 第三版（下） P5-353” 公称直径 450 mm 压力2.50 Mpa 管程流通面积0.0424 m2 管程1 长 3 m 管径252.5 计算面积2.5 m23.9 脱低沸物塔（T0201）设备计算 3.9.1 塔板数计算 已知数据：（1）进料流量.64kg/h （2）醋酸质量分数0. 968，水的质量分数0. 0154 （3）馏出液中醋酸含量3%，釜液中醋酸的回收率为98% （4）醋酸和水的摩尔质量分别为60kg/kmol和

19、18kg/kmol 精馏塔进出物料图见图4图4 精馏塔进出物料图则：进料组成 进料平均摩尔质量进料流量列衡算式： =0. 97 =0. 98得： （1） 塔顶温度13：100103 塔底温度：118124（2） 常压精馏：P=101.3kp（3） 水和醋酸的安托尼常熟见表5-1表5-1 水和醋酸的安托尼常数14常数ABC水7.074061657.46227.02醋酸6.424521479.02216.82设备设计过程：回流比和理论塔板数的计算（1） 相对挥发度的计算 假设泡点t=116.5对水： 对醋酸： 则 与x=0.0504十分接近，故假设t=116.5（泡点）正确则相对挥发度（2） 回流

20、比R的计算设进料为泡点进料根据公式18 带入已知数据，得Rmin=15.88（1）精馏段 R=1.5Rmin =23.8 D=125.602 kg/h L=RD=2989.33 kg/h V=L+D=3114.9 kg/h （2）提馏段 饱和蒸汽进料 q=0 F=1784.10 kg/h 且L=L+qF V=V(1-q)F L=2989.33 kg/h V=3114.9-1784.10=1330.8 kg/h 塔内平均压力P=(1164+770)/2=967 mmHg=0.127 M Pa （3） 理论塔板数的计算 塔顶和塔底各组分的质量及组成见表35。 Nmin= A为水 B为醋酸表35 塔

21、顶和塔底各组分的质量及组成组分醋酸H2O甲酸醋酸甲酯乙醛x塔顶,kg1197.111020.24328.3559.6946.47塔顶,kmol 19.95256.687.1377.5631.05692.388摩尔, 21.6061.357.738.191.131塔底,kg62.6950.557高沸物 0.723塔底,kmol1.0450.0310.0051.081摩尔, 96.672.870.46 应用吉利兰公式 Y=0.75(1-X0.567)=0.75(1-0.1610.567)=0.484 Y= N= 精馏段平均温度tm=(102.87+127)/2=114.94 提馏段平均温度tm=(

22、127+131.5)/2=129.25 全塔平均温度tm=（102.87+131.5）/2=117.2 查得醋酸=0.368 cP 水=0.237 cP m=Xii=0.36894.08+0.2374.47=0.357 cP AB=(PBs/PAs)-1=1/=1/ =1.873(Antoine 常数查于石油化工基础数据手册P1004） mm=0.3571.873=0.669 NT =（6.68+20.484）/（1-0.484）=14.8 15块由基础化学工程中册图6-39得全塔效率E=55N=14.8/55=26.927块（4）塔顶气液相密度=XiMi=36.3 =PM/RT=1.01336.3/0.082(273+102.87)=1.193kg/m3 =965.34 kg/m3（5）塔底气液相密度=XiMi=59.2=PM/RT=1.559.2/0.082(273+131.5)=2.68 kg/m3=988.41kg/m3 （6） 进料板位置确定 进料点XB=0.8613 XA=0.1387Nmin= =4.54块NT =10.611块N=10.6/55=19.220 块 从上数20块板进料（7）精馏段塔板数：20块 提馏段塔板数：9块专心-专注-专业