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化学工程与工艺专业毕业设计扬子石化-巴斯夫 年产4万吨甲基丙烯酸甲酯项目设备设计说明书 第一章 总述61.1 过程设备的选型目的和基本要求61.2 过程设备类别61.3 过程设备设计与选型原则61.4 过程设备设计与选型的主要内容7第二章 塔设备选型设计92.1 设计规范92.2 设计要求92.3 塔设备简介102.3.1 填料塔简介102.3.2 板式塔简介102.4 塔设备设计与校核112.4.1塔设备设计方法说明112.4.2 塔内件设计(以 T0203 为例)112.4.3塔的水力学校核142.5 塔设备机械设计152.5.1 实际塔板数152.5.2 塔高的计算15第三章 换热器的选型设计173.1 换热器选型设计依据173.2 换热器类型介绍173.2.1 按工艺功能分类173.2.2 按结构分类183.3 换热器的设计选型规则203.3.1基本要求203.3.2介质流程213.3.3终端温度223.3.4流速选择223.3.5压力降233.3.6传热膜系数233.3.7污垢热阻243.3.8换热管243.4 换热器型号表示方法253.5 换热器选型所用软件263.6 选型范例263.6.1工艺参数确定263.6.2 EDR数据输入283.6.3换热结构参数确定293.6.4换热器详细尺寸33第四章 反应器354.1 反应器概述354.2 反应器类型354.2.1 釜式反应器(反应釜)354.2.2 管式反应器363.2.3 固定床反应器364.2.4 流化床反应器374.3 设计要点374.4 异丁烯氧化反应器设计条件384.4.1 进出口物料信息384.4.2 催化剂用量计算384.4.3反应器列管数394.4.4床层压降计算394.4.5 传热面积核算404.4.6 双盘气体分布器414.4.7 拉杆设计424.4.8 接管设计434.4.9 反应器管板、管箱、反应列管的连接结构设计434.4.10 支座与附件设计44第五章 输送装置455.1 泵455.1.1选型依据455.1.2 典型化工用泵的特点和选用要求455.1.3 化工装置对泵的要求475.1.4 泵选型结果485.2 压缩机485.2.1 选型依据485.2.2 压缩机分类与特点485.2.3 各类压缩机适用范围495.2.4 压缩机选型(以C0101为例)495.2.5 压缩机模拟结果505.2.6 压缩机选型结果一览表50第六章 容器526.1 设计依据526.2 容器简介及要求526.3 储罐、回流罐536.4 缓冲罐53第七章 设备选型一览表557.1 设备设计一览表557.2 塔设备设计一览表557.3 泵设计一览表557.4 压缩机设计一览表56第一章 总述1.1 过程设备的选型目的和基本要求化工设备的工艺设计与选型是在物料衡算和热量衡算的基础上进行的,其目的是决定工艺设备的类型、规格、主要尺寸和数量,为车间布置设计、施工图设计及非工艺设计项目提供足够的设计数据。 过程设备的基本要求是满足安全性,经济性和工艺要求。安全是核心,在充分保证安全的前提下尽可能做到经济。经济性包括经济的制造过程,经济的安装、使用与维护,设备的长期安全运行本身就是最大的经济。对于工艺上所要求的温度、压力、液位、流量等都需要过程设备来实现。在满足工艺要求的同时,过程设备也必保证有足够的强度,不会在操作过程中遭到破坏。在满足前一个基本要求之后,要考虑尽量降低设备的生产费用和操作费用,使企业获得更大的利益。 1.2 过程设备类别化工设备从总体上分为两类,一类称定型设备或标准设备,这些是由一些加工厂成批成系列生产的没备,通俗地说,就是可以买到的现成的设备,如泵、反应釜、换热器、大型贮罐等;另一类称非定型设备或非标准设备,是指规格和材质都不定型的、需要专门设汁的特殊设备,如小的贮槽、塔器等。1.3 过程设备设计与选型原则在满足工艺要求的条件下,为了确保安全与经济,过程设备应满足以下基本要求,其中包括合理性、可靠性、先进性、安全性和经济性。 (1)合理性 即设备必须满足工艺需求,与工艺流程、生产规模、工艺条件及工艺控制水平相适应,在设备的许可范围内,能够最大限度地保证工艺的合理和优化并运转可靠。(2)可靠性和先进性 工艺设备的型式、牌号多种多样,实现某一化工单元过程,可能有多种设备,要求设备运行可靠。在可靠的基础上考虑先进性,便于连续化和自动化生产,转化率、收率、效率要尽可能达到高的先进水平,在运转的过程中,波动范围小,保证运行质量可靠,操作上方便易行,有一定的弹性,维修容易,备件易于加工等。(3)安全性 设备的选型和工艺设计要求安全可靠、操作稳定、无事故隐患,对工艺和建筑、地基、厂房等无苛刻要求,工人在操作时劳动强度小,尽量避免高温高压高空作业,尽量不用有毒有害的设备附件、附材,创造良好的工作环境和无污染。 (4)经济性 设备的选择力求做到技术上先进,经济上合理。1.4 过程设备设计与选型的主要内容(1)确定单元操作所用的设备的类型。这项工作应与工艺流程设计结合起来进行。 (2)确定设备材质。根据工艺操作条件(温度,压力,介质的性质)和对设备的工艺要求确定符合要求的设备材质。 (3)确定设备设计参数。设计参数是由工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、设备的工艺计算多项工作得到的。对不同的设备,它们有不同的设计参数。对塔设备,需要确定进出口物料流量、组成、温度、压力、塔径、塔材质、填料类型与填料高度或塔板类型与塔板数等,对于精馏塔还要确定塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷、换热流体的种类等;对换热器,则需要知道热负荷、换热面积、冷热流体的种类及流量。 (4)确定定型设备或标准设备的型号和数量。定型设备或标准设备都有一定的产品说明书,有各种规格牌号,有不同的生产厂家,设计任务是根据工艺要求,确定设备型号及规格或标准图号。(5)对于非标设备通过化工计算、工艺操作条件,提出型式、材料、尺寸和其他一些工艺要求(如防爆口、人孔、手孔、卸料口、液面计接口等),采用已经标准化的图纸,由化工设备专业进行工程机械加工设计,由有关机械或设备加上厂制造。第二章 塔设备选型设计2.1 设计规范化工设备设计基础规定 HG/T 20643-2012 容器用封头 JB/T47462002 钢制化工容器强度计算规定 HG/T 20582-2011 钢制化工容器结构设计规定 HG/T 20583-2011 石油化工塔型设备设计规范 SH/T 3030-2009 压力容器封头 GB/T 25198-2010 塔顶吊柱 HG/T 21639-2005 不锈钢人孔和手孔 HG 2159421604-2014 钢制人孔和手孔的类型与技术条件 HG/T 21514-2014 钢制塔式容器 JB/T 4710-20052.2 设计要求作为气、液两相传质所用的塔设备,首先必须要能使气、液两相得到充分的接触,以达到较高的传质 效率。为了满足工业生产需要,塔设备还应具备下列各种基本要求: (1)气、液处理量大,即生产能力大时,仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 (2)操作稳定,弹性大,即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动时,仍能在较高的传质效率下进行未定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 (3)流体流动的阻力小,即流体流经塔设备的压降小,这将大大节省动力消耗,从而降低操作费用。对于减压精馏操作,过大的压降还将使整个系统无法维持必要的真空度,最终破环物系的操作。 (4)结构简单,材料耗用量小,制造和安装容易。 (5)耐腐蚀和不易堵塞,方便操作、调节和检修。 (6)塔内的滞留量要小。不同的塔型各有某些独特的优点,设计时应根据物系的性质和具体要求进行设计、选型。2.3 塔设备简介工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种,需要根据不同的物系以及操作条件选择适合的塔设备已达到成本最低、分离效果最优的目的。 2.3.1 填料塔简介填料塔以填料作为气液传质的元件,两相在填料层中逆向连续接触。它具有简单的结构、较小的压力降、可用耐腐蚀非金属材料制造等优点,对于吸收、解吸、真空蒸馏以及处理腐蚀性流体的操作,十分适用。但当塔径增大时,引起气液两相分布不均匀、接触状况差等,造成塔设备生产效率下降,即为放大效应。此外,填料塔有质量大、造价昂贵、维护繁琐、填料损耗大等缺点,因此填料塔在很长时间内不及板式塔使用广泛。但随着新型高效填料的出现,流体分布技术的不断改进,填料塔的效率有所提高,放大效应也渐渐得以解决。 2.3.2 板式塔简介板式塔是塔设备除填料塔外的另一大类板式塔内沿塔高装有若干层塔板(或称塔盘),液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底,并在各块板面上形成流动的液层;气体则靠压强差推动,由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触,两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。 2.4 塔设备设计与校核2.4.1塔设备设计方法说明(1)使用 AspenPlusV9.0 软件内置的塔内件设计模块 Column Internals 对塔的基础参数、塔内件结构进行详细设计,并进行水力学校核; (2)使用 SW6-2011 进行塔的机械计算与强度校核。2.4.2 塔内件设计(以 T0203 为例)2.4.2.1 T0203粗MMA共沸精馏塔简介T0203粗MMA共沸精馏塔,为除去MMA产品中的大量水,须加入一定量的环己烷,进行共沸分离。首先通过 AspenPlusV9.0 进行塔的工艺计算,得到 T0203 具体的进出口流股信息,如下表所示。表2-1 流股信息汇总表2-10C6H122-15来自T0201T0203送往TO2O3TO2O3TO2O3相态LiquidLiquidLiquid温度25.06192581.7压力bar211.04摩尔密度Kmol/cum18.94269.188588.56618质量密度Kg/cum928.238773.323751.453平均相对分子质量49.002684.161387.7233摩尔流率Kmol/h247.238256328.299C4H8Kmol/h2.02485e-0606.69217e-20O2Kmol/h3.34357e-3300MALKmol/h000MMAKmol/h81.4244073.2786CH3OHKmol/h69.174705.79937e-16H2OKmol/h96.553101.58243e-16CO2Kmol/h0.00016831701.66282e-28MAAKmol/h0.085352400.0853524C6H12Kmol/h0256254.935摩尔分率C4H88.18989e-0902.03844e-22O21.35237e-3500MAL000MMA0.32933600.223208CH3OH0.2797901.76649e-18H2O0.39052704.82009e-19CO26.80789e-0705.06495e-31MAA0.00034522400.000259984C6H12010.776532质量流率Kg/h12115.321545.328799.5C4H8Kg/h0.00011360903.75481e-18O2Kg/h1.0699e-3100MALKg/h000MMAKg/h8151.9907336.49CH3OHKg/h2216.5101.85824e-14H2OKg/h1739.4302.85079e-15CO2Kg/h0.0074075907.31802e-27MAAKg/h7.3480207.34802C6H12Kg/h021545.321455.6质量分率C4H89.37735e-0901.30378e-22O28.83101e-0600MAL000MMA0.67286800.254744CH3OH0.18295106.45236e-19H2O0.14357309.89877e-20CO26.11425e-0702.54103e-31MAA0.00060650800.000255145C6H12000.745001体积流率Cum/h13.051927.860738.3252.4.2.2塔径及塔内件的计算在 AspenPlusV9.0 软甲内的 Column Internals 模块中新建塔内件设计。点击 Add New 按钮添加塔板,全塔共有 33 块理论板。根据估算,此塔需要的塔径为 5.4m。根据 AspenPlus 工艺计算得出的气液相负荷,选用双溢流塔板,板间距为 0.6096m。通常塔底存液时间取5-10分钟,但因为本流程生产负荷较大,故取塔底液体停留时间为5分钟。将塔内件的参数输入,如下图所示。图2-1塔内件基础参数设置点击塔板后的 View 按钮,可以对塔板结构进行详细设计。对 T0202 中的塔板进行详细设计。根据化工工艺设计手册中的参数对塔板参数进行调整,使塔内流体流动参数符合设计规定的同时满足工艺需要。塔板的参数如下图所示。图2-2塔板详细结构参数将上述结构参数归结为下列表中所示数据。表2-2 T0203 塔板详细结构参数-基本参数属性值单位塔板类型筛板直径5.4m板间距0.6m降液管数2孔径12.7mm表2-3 T0203 塔板详细结构参数-降液管参数属性侧降液管中心降液管降液管底隙高度38.138.1降液管顶部高度528426.6降液管底部高度528426.62.4.3塔的水力学校核最后将塔内件设置自设计(Interactivesizing)改为(Rating)校核对设计好的塔内件进行负荷性能计算 以及水力学校核,校核结果可导出。全塔校核结果如下图所示。图2-3 水力学校核图2.5 塔设备机械设计2.5.1 实际塔板数 在 AspenPlus 中由塔设备的工艺计算得到的理论塔板数为33块,取塔板效率为 0.45, 则由:NT=NEO式中: NT实际板数; N理论板数。 计算得 NT=73,即全塔实际板数为 73 块。2.5.2 塔高的计算 1.筒体的高度 为了方便清洗、检查、维修,应在塔上开设人孔,拟在塔筒体每 67 块塔板开设一个人孔(DN500), 共开设 10个人孔,其中第一个与最后一个人孔开设在塔顶与塔底部空间,其余在塔板段。普通塔板板间距 HT为 600mm,开设人孔的塔板间距 HT为 800mm。因此可求得塔板段的塔高 Hb为:Hb=2800+73-2600=44200为了满足塔顶空间高度的作用是安装塔板和开人孔的需要,也使气体中的液体自由沉降,减少塔顶出 口气中的液滴夹带,空间高度一般取 1.001.50m,此处取 Hd=1.50m; 塔底空间高度具有贮存槽的作用,塔底釜液最好能在塔底有 1015min 的储量,以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔,塔底容量可取小些,取 25min 的储量。此处 Hw取 1.50m。 综上,塔的筒体高度 Hl为:47200mm2.封头的高度 封头的选型根据GB/T25198-2010 压力容器封头选型。 该塔内径为 5400mm,选用 DN=2600 的 EHA 型标准椭圆封头,总深度 H2d=690mm。 3.裙座的高度 裙座的型式分为圆柱形和圆锥形两种。裙座高度是指从塔底封头切线到基础环之间的高度。此处选用 DN=2600mm 的圆柱形裙座,裙座高度由塔底封头切线至出料管中心线的高度U和出料管中心线至基础环的高度V两部分组成。则裙座高度 H3=3950mm综上,全塔的总高度H为:51840mm第三章 换热器的选型设计3.1 换热器选型设计依据热交换器GB/T 151-2014压力容器GB 150-2011化工工艺设计手册(第四版)2009-6化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列HG 20553-93石油化工企业钢管尺寸系列SH/T 3405-2012热交换器形式与基本参数 第2部分:固定管板式热交换器GB/T28712.2-2012热交换器型式与基本参数 第4部分:立式热虹吸式重沸器GB/T28712.4-20123.2 换热器类型介绍化工生产中传热过程十分普遍,传热设备在化工厂占有极为重要的位置。物料的加热、冷却、蒸发、冷凝、蒸馏等都需要通过换热器进行热交换,换热器是应用最广泛的设备之一,大部分换热器已经标准化、系列化。已经列入标准的换热器可以直接选用,未列入标准的换热器需要进行设计。3.2.1 按工艺功能分类(1)冷却器是冷却工艺物流的设备。(2)加热器是加热工艺物流的设备。(3)再沸器是用于蒸发蒸馏塔塔底物料的设备。(4)冷凝器是精馏塔塔顶物流的冷凝或者反应器冷凝循环回流的设备。(5)蒸发器是专门用于蒸发溶液中水分或者溶剂的设备。(6)废热锅炉是有工艺的高温物流或者废气中回收其热量而产生蒸汽的设备。(7)换热器是两种不同温位的工艺物流相互进行显热交换能量的设备。3.2.2 按结构分类按结构分类见表3-1、管壳式换热器优缺点对比见表3-2:表 3-1 换热器的结构分类换热器型式换热器特点管式板式固定管板刚性结构:用于管壳温差较小的情况(一般50),管间不能清洗带膨胀节:有一定的温度补偿能力,壳程只能承受较低压力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,管内清洗及检修困难填料函外填料函:管间容易漏泄,不宜处理易挥发,易燃易爆及压力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套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,用于传热面积较小的冷却器、冷凝器、或预热器螺旋浸没式用于管内流体的冷却、冷凝、或者管外流体的加热盘管式喷淋式只能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式可进行严格的逆流操作,有自洁作用,可回收低温热能伞板式伞形传热板结构紧凑,拆洗方便,通道较小,易堵,要求流体干净伞板式板式类似于管束,可抽出清洗检修,压力不能太高表 3-2 管壳式换热器优缺点对比种类优点缺点浮头式换热器管束可以抽出,方便清洗;介质温度不受限制;可在高温高压下工作,一般温度450,压力6.4Mpa;可用于结垢比较严重的场合小浮头易发生内漏;金属材料耗量大,成本高 20%;结构复杂固定管板式换热器传热面积比浮头式换热器大20%-30%;旁路漏流较小;锻件使用较少,成本低 20%以上;没有内漏壳体和管子壁温差一般宜小于等于 50, 大于 50时应在壳体上设置膨胀节;管板与管头之间易产生温差应力而损坏;壳程无法清洗;管子腐蚀后造成连同壳体报废、壳体部件寿 命决定于管子寿命,故设备寿命相对较低;不适用于壳程易结垢场合U型管式换热器管束可抽出来机械清洗;壳体与管壁不受温差限制,可在高温、高压下工作,一 般适用温度500,压力10Mpa;可用于壳程结构结垢比较严重的场合; 可用于管程易腐蚀场合在管子的 U 形出冲蚀,应控制管内流速; 管程不适用于结垢较严重的场合;单管程换热器不适用;不适用于内导流筒,故死区较大填料函式换热器管束可抽出机械清洗介质间温差不受限 制可用于结构比较严重的场合;可用于管 程腐蚀较重的场合;金属耗量较浮头低10%左右;适用温度可达 200,压力可达 2.5Mpa密封处易漏;不适用于有毒、易燃、易爆、易挥发及贵重介质场合双壳程换热器传热面积减少10%-30%; 减少设备数量和属耗量;传热效率提高;适用于大型化装置; 适用于串联台数较多; 适用于高温、高压场合壳程压降约提高 4 倍;分程隔板与壳体密封片处易泄露;壳体直径圆度要求较高外导流筒换热器进出口压降降低 90%以上;进出口处流动死区,旁路漏流减小,可提高传热有效 面积 7%以上;DN325-1800 范围内,可增加 5%-16%传热面积; 总传热效率相应提高 12%-23%金属耗量增加 10%(按相同直径比较);制造难度加大,外导流筒处焊缝要求100%射线探伤折流杆换热器不易发生诱导振动损失;传热死区小,传热效率提高 20%以上; 压降小;抗垢性能良好;适用于换热器大型化,特别是核电换热应用在低雷诺数 Re6000(液相)、Re10000(气相)热效率较低;造价提高 3%-5%新结构高效换热器液相传热 Re600,气相传热 Re3000,传热效率提高25%以上;压降比折流板式换热器小 1 倍以上; 适用于带固体颗粒的场合;抗垢性能优良;适用于低温位冷却场合不适用于有相变传热; 压降比折流杆式换热器大高效重沸器有自清洁作用;给热系数比光管提高 3.3-10 倍以上;总传热系数提高 40%以上;节约设备重量 25%以上; 适用于塔底重沸器、侧线虹吸式重沸器;适用于化工、制冷系统重沸器或再沸器; 抗腐蚀性能良好在重油设备上,如渣油、原油设备无应用历史;造价上升10%-15%; 不适用于有湿硫化氢场合3.3 换热器的设计选型规则3.3.1基本要求选用的换热器首先要满足工艺及操作条件要求。在工艺条件下长期运转,安全可靠,不泄露,维修清洗方便,满足工艺要求的传热面积,尽量有较高的传热效率,流体阻力尽量小,并且满足工艺布置的安装尺寸等。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的,主要有:热负荷及流量大小;流体的性质;温度、压力及允许压降的范围;对清洗、维修的要求;设备结构、材料、尺寸、重量;价格、使用安全性和寿命。在换热器选型中,除考虑上述因素外,还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的,通过设计的优化加以解决。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,以实现降低成本的目的。因此,应综合考虑工艺条件和机械设计的要求,正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言,在设计换热器时,对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视,必要时,还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比,从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。3.3.2介质流程由于影响选择介质流程的因素有很多,选择时主要考虑腐蚀和结构两个因素。介质走管程还是走壳程,应根据介质的性质及工艺要求,进行综合选择。以下是常用的介质流程安排。(1)为了节省保温层和减少壳体厚度,高温物流一般走管层,但如果为了物料的冷却,也可使高温的物料走壳程;(2)较高压力的物流应走管程;(3)黏度较大的物流应走壳程,在壳程可以得到较高的传热系数;(4)腐蚀性较强的物流应走管程;(5)对压力降有特定要求的工艺物流应走管程,因管程的传热系数和压降计算误差小;(6)较脏和易结垢的物流应走管程,以便清洗和控制结垢。若必须走壳程,则应采用正方形管子排列,并采用可拆式(浮头式、填料函式、U 形管式)换热器;(7)流量较小的物流应走壳程易使物流形成湍流状态增加传热系数,传热膜系数较小的物流(如气体)应走壳程,易于提高传热膜系数。表3-3 是按优先性顺序排列的表格,选择介质流程时可以依照此表。表 3-3 介质流程选择优先顺序管侧流体壳侧流体腐蚀性强的流体需要冷凝的蒸汽(具有腐蚀性的除外)冷却水进出口温差较大的流体易结垢的流体低黏度流体压力高的流体温度较高的流体3.3.3终端温度换热器的终端温差通常由工艺过程的需要而定,但在确定温差时,应考虑到对换热器的经济性和传热效率的影响。在工艺过程设计时,应使换热器在较佳范围内操作,一般认为理想终端温差如下:(1)热端的温差,应在 20以上;(2)用水或其他冷却介质冷却时,冷端温差可以小一些,但不要低于 5;(3)当用冷却剂冷凝工艺流体时,冷却剂的进口温度应当高于工艺流体中最高凝点组分的凝点 5以上;(4)空冷器的最小温差应大于 20;(5)冷凝含有惰性气体的流体时,冷却剂出口温度至少比冷凝组分露点低 5。3.3.4流速选择流速提高,流体湍流程度增加,可以提高传热效率有利于冲刷污垢和沉积,但流速过大,磨损严重,甚至造成设备振动,影响操作和使用寿命,能量消耗亦将增加。因此,主张有一个恰当的流速,根据经验,一般主张流体流速范围如下:表 3-4 常见流速表流体在直管内常见适宜流速 壳程内的常见适宜流速物质流速(m/s)物质流速(m/s)冷却水(淡水)0.7-3.5水及水溶液0.5-1.5冷却用海水0.7-2.5低粘度油类0.4-1.0低粘度油类0.8-1.8高粘度油类0.3-0.8高粘度油类0.5-1.5油类蒸汽3.0-6.0油类蒸汽5.0-15.0气液混合流体0.5-3.0气液混合流体2.0-6.0/3.3.5压力降压力降一般考虑随操作压力不同而有一个大致的范围。压力降的影响因素较多,但希望换热器的压力降在下述参考范围内或附近。常见压力降如表 3-5 所示。表 3-5 常见压降表操作压力 p压力降p真空(0-0.1MPa 绝压)P/100-0.7(MPa 表压下同)P/20.07-1.00.035(MPa 下同)1.0-3.00.035-0.183.0-8.00.07-0.253.3.6传热膜系数传热面两侧的传热膜系数1、2如相差很大时,值较小的一侧将成为控制传热效果的主要因素,设计换热器时,应尽量增大较小这一侧的传热膜系数,最好能使两侧的值大体相等。计算传热面积时,常以小的一侧为基准。增加值的方法有:(1)缩小通道截面积,以增大流速;(2)增设挡板或促进产生湍流的插入物;(3)管壁上加翅片,提高湍流程度也增大了传热面积;(4)糙化传热表面,用沟槽或多孔表面,对于冷凝、沸腾等有相变的传热过程来说,可获得大的膜系数。3.3.7污垢热阻换热器使用中会在壁面产生污垢,这是常见的事,在设计换热器时应予认真考虑。由于目前对污垢造成的热阻尚无可靠的公式,不能进行定量计算,在设计时要慎重考虑流速和壁温的影响。选用过大的安全系数,有时会适得其反,传热面积的安全系数过大,将会出现流速下降,自然的“去垢”作用减弱,污垢反会增加。有时在设计时,考虑到有污垢的最不利条件,但新开工时却无污垢,造成过热情况,有时更有利于真的结构,所以不可不慎。应在设计时,从工艺上降低污垢系数,如改进水质,消除死区,增加流速,防止局部过热等。3.3.8换热管(1)管径越小换热器越紧凑、越便宜。但是,管径越小换热器的压降越大,为了满足允许的压力降,一般推荐选用19mm的管子。对于易结垢的物料,为方便清洗,采用外径为25mm的管子。对于有气、液两相的工艺物流,一般选用较大的管径,例如再沸器、锅炉,多采用 32mm 的管径。直接火加热时多采用76mm 的管径。(2)无相变换热时,管子较长,传热系数增加。在相同传热面时,采用长管管程数少,压力降小,而且每平方米传热面的比价也低。但是,管子过长给制造带来困难。因此,一般选用的管长为 4-6m。对于大面积、或无相变的换热器可以选用 8-9m 的管长。(3)管子在管板上的分布主要是正方形分布和三角形分布两种形式。三角形的分布有利于壳程物流的湍流。正方形分布有利于壳程清洗。为了弥补各自的缺点,产生了转过一定角度的正方形分布和留有清理通道的三角形分布两种形式。三角形分布一般是等边三角形的,有时为了工艺的需要可以采用不等边的三角形分布。不常用的还有同心圆式分布,一般用于小直径的换热器。(4)管心距是两相邻管子中心的距离。管心距小、设备紧凑,但将引起管板增厚、清洁不便、壳程压降增大,一般选用范围为 1.25-1.5d(d 为管外径)。(5)管程数有 1、2 管程或 4 管程。管程数增加,管内流速增加、给热系数也增加。但管内流速要受到管程压力降等限制,在工业上常用的管内流速如下:(6)水和相类似的液体流速一般取1-2.5m/s;对大冷凝器的冷却水流速可增加到 3m/s;(7)气体和蒸汽的流速可在 8-30m/s 的范围内选取。(8)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,影响传热系数。3.4 换热器型号表示方法本法来自于 GB151,适用于卧式和立式换热器。示例说明:型号BEM700-2.51.6-200-9-25-4-I B-表示前端管箱为封头箱E-表示壳体形式为单进单出冷凝器壳体M-表示后端结构型式为固定管板式700-表示公称直径为700mm2.5/1.6-表示管程设计压力为2.5MPa,壳程设计压力为 1.6MPa200-表示公称换热面积为 200m29-表示公称长度为 9m25-表示换热管外径为 25mm4-表示管程数为 4I-表示管束为 I 级,采用较高级冷拔钢管这个型号代表可拆封头管箱,公称直径 700mm,管程设计压力为 2.5MPa,壳程设计压力为 1.6MPa,公称换热面积为 200 m2,公称长度为 9m,换热管外径为 25mm,4管程,单壳程的固定管板式热交换器。3.5 换热器选型所用软件表 3-6 换热器选型所用软件一览表名称用途Aspen Energy Analyzer V9.0换热网络优化Aspen Plus V9.0换热器工艺参数设计Aspen Exchanger Design and Rating V9.0 换热器结构设计在对工艺流程的换热器设计和选型中,先按照实际工业实施情况及成本因素,利用 Aspen Energy Analyzer V9.0,对车间进行了热集成,优化了换热网络,然后利用 Aspen Plus V9.0,针对特定的换热任务,确定合适的换热工艺参数,再根据国家标准 GB/T 151-2014热交换器以及化工工艺设计手册(下)第四版等标准、规定和手册,使用 Aspen Exchanger Design and Rating V9.0 进行换热设备的详细设计,以此为参考从工艺手册上选取换热器,最后通过SW6-2011 对设计的换热器进行机械强度的设计和校核。3.6 选型范例3.6.1工艺参数确定3.6.1.1 流股参数确定利用 Aspen Plus V9.0 对换热器进行模拟计算,可得到该换热器的流股信息为表3-7 所示:表 3-7 流股信息一览流股名称压力/MPa温度/质量流量/kg/s介质壳程入口0.033704.7606混合物料壳程出口0.024186.24.7606混合物料管程入口0.10168.31.667异丁烯管程出口0.093601.667异丁烯3.6.1.2 设计温度该换热器的壳程工作温度为 186.2-370,管程工作温度为 68.3-360,进出口温度差大于 5,符合本项目最经济温差。设计温度以工作温度为依据,一般为工作温度+(15-30)。这里取壳程设计温度为 370, 管程设计温度为 68.3。3.6.1.3 设计压力该换热器的操作压力为壳程 0.03MPa,管程 0.101MPa。换热器的设计压力为设计温度下的最大工作压力,一般为正常工作压力的 1.1 倍。这里取壳程设计压力为 0.12MPa,管程设计压力为 0.12MPa。EDR 中换热器的压降设置为自动默认值,也可自己设置压降,出口绝压小于 0.1MPa(真空条件)时, 压降不大于进口压强的 40%,出口绝压大于 0.1MPa 时,压降不大于进口压强的 20%。3.6.1.4 传热系数传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和垢层热阻计算得到。其中传热膜系数和固壁热阻为 EDR 自动默认值。该换热器壳程介质为甲醇,根据化工工艺设计手册(第四版)的污垢热阻经验系数,如表3-8所示。表 3-8 常见流体的污垢热阻3.6.2 EDR数据输入将流股信息、最大允许压力、污垢热阻等数据导入 EDR。图 3-1 Process Data 数据输入3.6.3换热结构参数确定3.6.3.1 换热器形式选择经过对流股换热的工艺要求,该换热器选择工业上最常见的管壳式换热器,并选择其中的固定管板式换热器。如图 3-2 所示。图 3-2 换热器形式一览3.6.3.2 换热器结构参数选择根据 EDR 初步设计结果,选择其中较为合理的一组。依据热交换器形式与基本参数 第 2 部分:固定管板式热交换器 GB/T 28712.2-2012 的相关规定, 选择换热管内径为 19mm,管厚 2mm,管心距 25mm,管长 6000mm,换热管数为 2768 根,排列方式为60旋转正三角形,壳程公称直径(内径)1425mm,壁厚 75mm。折流板为单弓形折流板,间距为 450mm,折流板数为9,圆缺率为 30%。其余参数均为默认值。主要结构参数如下图所示:图 3-3 换热器主要结构参数3.6.3.3 选型结果经 EDR 软件校核,得到该换热器的性能结果如下图:图 3-4 换热器 E116计算结果(TEMA Sheet)图 3-5 换热器流体分析结果由上述计算结果可以看到,换热器换热面积为 4831.9m2,设计余量为 30%,符合设计要求;壳程流速为19.63-29.97m/s,管程流速为 0.49-0.64m/s,满足经济流速范围;流态分布合理,无气液混合进出料;壳程压降为 0.006MPa,压力降低 0.6%,出口绝压小于 0.1MPa,且压力降不大于进口压强的 40%;管程压降为 0.02MPa,压力降低 2%,出口绝压小于 0.1MPa,且压力降不大于进口压强的 40%。因此,压降均可接受范围内,压降合理。总传热系数(含污垢热阻)为 9.2W/(m2K),所需传热系数为 9.3W/(m2K)。由图中可得冷流体雷诺数为:IN=21268.68,OUT=15626.29,热流体雷诺数为:IN=14743.9 ,OUT=16458.24,均大于10000,说明流体形态为湍流,符合设计要求。3.6.4换热器详细尺寸换热器设备尺寸图和管板布置图如下所示。图 3-6 换热器设备尺寸图图 3-7 换热器管板布第四章 反应器4.1 反应器概述化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的装置,是化工生产及相关工业生产的关键设备。由于化学反应种类繁多,机理各异,因此,为了适应不同反应的需要,化学反应器的类型和结构也必然差异 很大。反应器的性能优良与否,不仅直接影响化学反应本身,而且影响原料的预处理和产物的分离,因而, 反应器设计过程中需要考虑的工艺和工程因素应该是多方面的。反应器设计的主要任务首先是选择反应器的型式和操作方法,然后根据反应和物料的特点,计算所需 的加料速度、操作条件(温度、压力、组成等)及反应器体积,并以此确定反应器主要构件的尺寸,同时还应考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。4.2 反应器类型反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。 4.2.1 釜式反应器(反应釜)这种反应器通用性很大,造价不高,用途最广。它可以连续操作,也可以间歇操作,连续操作时,还可以多个釜串联反应,停留时间可以有效地控制。国家已有K型和F型两类反应釜列成标准。K型是有上盖的釜,形状偏于“矮胖型”(长径比较小)。F型没有上盖形状则偏于“瘦长型”(长径比较大),材质有碳钢、不锈钢、搪玻璃等几种。高压反应器、真空反应器和常减压反应器、低压常压反应器都已系列化生产,供货充足,选型。有些化工机械厂家接受修改图纸进行加工,化工设计人员可以提出个别的特殊要求,在系列反应釜的基础上,加以改进。系列釜式反应器的传热面积和搅拌形式基本上都是固定的,在选型设计时,如不能选用系列化产品应当提出设备设计条件,依修改型加工。釜式反应器比较灵活通用,在间歇操作时,只要设计好搅拌,可以使釜温均一,浓度均匀,反应时间 可以长、可以短,可以常压、加压、减压操作,范围较大,而且反应结束后,出料容易,釜的清洗方便,其机械设计亦十分成熟。釜式反应器可用于串联操作,使物料从一端流入,在另一端出料,形成连续流动。多釜串联时,可以认为形成活塞流,反应物浓度和反应速度恒定,反应还可以分段进行控制。 4.2.2 管式反应器近年来此种反应器在化工生产使用越来越多,而且越来越趋向大型化和连续化。它的最大特点是传热面积大,传热系数高,反应可以连续化,流体流动快,物料停留时间短,经过一定的控制手段,可以使管 式反应器有一定的温度梯度和浓度梯度。根据不同的化学反应,可以有直径和长度千差万别的形式。此外, 由于管式反应器直径较小(相对于反应釜)因而能耐高温、高压。由于管式反应器结构简单,产品稳定,塔的应用范围越来越广。管式反应器可以用于连续生产,也可以用于间歇操作,反应物不返混,管长和管径是反应器的主要指标,反应时间是管长的函数,管径决定于物料的流量,反应物浓度在管长轴线上,浓度呈梯度分布,但不随时间变化,不像单间歇釜操作时那样。 3.2.3 固定床反应器 此种反应器主要用于气-固相反应,其结构简单,操作稳定,便于控制,易于实现连续化。床型可以是 多种多样,易于大型化,可以根据流体流动的特点,设计和规划床的内部结构和内构件排布,是近代化学 工业使用较早由较普遍的反应器。它可以设计较大的传热面积,可以有较高的气体流速,传热和传质系数 可以较高。加热的方式比较灵活,可以有较高的反应温度。有3种基本形式。 (1)轴向绝热式。流体沿轴向自上而下流经床层,床层同外界无热交换。 (2)径向绝热式。 流体沿径向流过床层,可采用离心流动或向心流动形式,床层与外界不发生热交换。与轴向绝热式反应器相比,径向绝热式反应器中流体流动的距离较短,流道截面积较大,流体的压力降较小,但结构较复杂。轴向绝热式固定床反应器和径向绝热式固定床反应器都属绝热反应器,适用于反应热效应不大,或反 应系统能够承受绝热条件下由反应热效应引起的温度变化的场合。 (3)列管式固定床反应器。 由多根反应管并联构成,适用于热效应较大的反应。 但是,固定床反应器床层的温度分布不容易均匀,由于固相粒子不动,床层导热性不太好,因此对于 放热量较大的反应,应在设计时增大传热面积,及时移走反应热,但相应地减小了有效空间,这是这类床 型的缺点,尽管后起的流化床在传热上有很多优点,但由于固定床结构简单,操作方便,停留时间较长且 易于控制,加上化工工程的习惯,因此固定床仍不能完全被流化床所取代。4.2.4 流化床反应器流化床反应器的特点是细的或粗的固体粒子在床内不是静止不动,而是在高速流体的作用下,被扰动 悬浮起来,剧烈运动,固体的运动形态,接近于可以流动的流体,故称流化床。由于物料在床内如沸腾的 液体(被很多气泡悬浮),因此又称沸腾床。使固体流态化的介质,当然也可以是液体,所以流化床越来越 被化工工程师重视,适用于气-固和液-固相反应。流化床反应器的最大优点是传热面积大,传热系数高,传热效果好。流态化较好的流化床,其床内各点温度相差不会超过 5,可以防止局部过热。流化床的进料、出料、排废渣都可以用气流流化的方式进行,易于实现连续化,亦易于实现自动化生产和控制,生产能力较大,在气相-气相反应物(固相催化)、气相固相反应物、气相-液相反应物(固相催化)、液相-液相反应物(固相催化)以及液相-固相反应物体系中越 来越普遍地被应用。由于流化床体系内物料返混严重,粒子磨损严重,通常要有粒子回收和集尘的装置,另外存在床型和构件比较复杂、

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