初步设计说明书附录

1、大学生化工设计竞初步设计说明书附录团队名称：浙江工业大学 团队成员：严大学生化工设计竞初步设计说明书附录团队名称：浙江工业大学 团队成员：严海波、吴春园、谢琴玲、吴梦杰、周完成时间：20137第一章 物料衡算说明第一章 物料衡算说明物料衡算的意物料衡算遵循的原物料衡反应及预分离工段物料衡预分离工序物料衡除氧工序物料衡环氧丙烷提纯工段物料衡甲醇双效精馏工序物料衡重组分回收工序物料衡第二章 能量衡算说明能量衡算的意能量衡算应遵循的原热量衡算任热量衡反应工序能量衡预分离工序能量衡除氧工序能量衡环氧丙烷提纯工段能量衡甲醇双效精馏工序能量衡重组分回收工序能量衡第三章 设备设计选第四章 设备设计方塔设备设

2、4.1.1概4.1.2丙二醇甲醚/丙二醇（PM/PG）重组分分离塔的设换热器选型说14.2.1概4.2.24.2.1概4.2.2选型范4.3泵选型说概选型计2第一章物料衡算说明书1.1 物料衡算的意义1.2 物料衡算遵循的原则第一章物料衡算说明书1.1 物料衡算的意义1.2 物料衡算遵循的原则11.3 反应及预分离工段物料衡算Aspen1.3 反应及预分离工段物料衡算Aspen图23R1-R2-焓密度 质量流量水3R1-R2-焓密度 质量流量水 4苯水苯 4苯水苯1.3.2 预分离工序物料衡Aspen图表51.3.2 预分离工序物料衡Aspen图表5压力6焓密度 质量流量水苯6焓密度 质量流量

3、水苯 1.3.3 除氧工序物料衡算7水苯 1.3.3 除氧工序物料衡算7水苯82焓82焓9密度 质量流量水苯9密度 质量流量水苯 1.3.4 环氧丙烷提纯工段物水苯 1.3.4 环氧丙烷提纯工段物水苯 压力焓 压力焓质量流量水苯质量流量水苯 甲醇双效精馏工序物料衡算水苯 甲醇双效精馏工序物料衡算水苯 压力质量流量焓 压力质量流量焓密度 质量流量水苯密度 质量流量水苯1.3.6 重组分回收工序物料衡算水苯1.3.6 重组分回收工序物料衡算水苯 1.6 压力 1.6 压力焓质量流量0000000水0苯00焓质量流量0000000水0苯000 000000水01苯00 000000水01苯002.1

4、 能量衡算的意义质量（2.2 能量衡算应遵循的原2.1 能量衡算的意义质量（2.2 能量衡算应遵循的原Q +W = Hout -Hin进入系统Q +W = Hout -Hin进入系统的物料的Hout离开系统的物料的焓2.3 2.4 反应工序能量衡算 压力质量流量2.4 反应工序能量衡算 压力质量流量焓 预分离工序能量衡算 能量衡算计算表QW0泵功耗 预分离工序能量衡算 能量衡算计算表QW0泵功耗R101热负荷R102热负荷 能量衡算计算表QW泵功耗T101热负荷E102热负荷E106热负荷压力 能量衡算计算表QW泵功耗T101热负荷E102热负荷E106热负荷压力质量流量焓除氧工序能量衡算 压

5、力除氧工序能量衡算 压力质量流量 能量衡算计算表QW泵功耗V101热负荷V102热负荷V103热负荷E101热负荷 能量衡算计算表QW泵功耗V101热负荷V102热负荷V103热负荷E101热负荷E103热负荷E104热负荷E105热负荷焓环氧丙烷提纯工段能量衡算 压力质量流量环氧丙烷提纯工段能量衡算 压力质量流量 能量衡算计算表QW泵功耗T201热负荷T202热负荷 能量衡算计算表QW泵功耗T201热负荷T202热负荷T203热负荷R201热负荷甲醇双效精馏工序能量衡算 质量流量甲醇双效精馏工序能量衡算 质量流量 能量衡算计算表QW泵功耗T301热负荷T302热负荷 能量衡算计算表QW泵功耗

6、T301热负荷T302热负荷E301热负荷E302热负荷E303热负荷重组分回收工序能量衡算 压力重组分回收工序能量衡算 压力 能量衡算计算表QW泵功耗PV301热负荷T303热负荷T304热负荷E304热负荷E305热负荷 能量衡算计算表QW泵功耗PV301热负荷T303热负荷T304热负荷E304热负荷E305热负荷E306热负荷D301热负荷质量流量焓设备一览表塔径塔高否是是是否否否否否设备一览表塔径塔高否是是是否否否否否否73.3 2222333223.3 22223332253233322 32 12222334324253233322 32 122223343242223设计温度设

7、计压力161014188184122121242设计温度设计压力161014188184122121242322212181411141283414212181411141283414104B04B04B04B06B0B0B0B0B0B0B04B04B16B04B04B14B1C04B04B04B04B06B0B0B0B0B0B0B04B04B16B04B04B14B1C0B0B04B04B0B0B04B16B04B05B01B01B01B101B0B104B04B0B0B04B16B04B05B01B01B01B101B0B10B第4.1 4.1.1塔型选用原则；丙二醇甲醚/丙二醇（第4.1

8、 4.1.1塔型选用原则；丙二醇甲醚/丙二醇（PM/PG）重组分分离塔的设计a. 四（一）塔板选4.1 （一）塔板选4.1 4.2 （注:以上性能比较均以泡罩塔为基准（二）基本数量123456789结本4.2 （注:以上性能比较均以泡罩塔为基准（二）基本数量123456789结本511393V=1243.86v=1.09430kg/L=1.35152l= 857.812kg/（3) = 0.533956 = 21.3137（三）初算塔则 HT-hV=1243.86v=1.09430kg/L=1.35152l= 857.812kg/（3) = 0.533956 = 21.3137（三）初算塔则

9、HT-hL=0.35- L 857.812 V = V 1243.86则气相负荷因子：C= C =0.03849200 C Lg 0.03849WGW0.7WG(max) 0.71.077所以D0.785（四）塔径的初步核算以下几种形式：U表 LW=0.66D=0.660.8AA =0.5027m2，ATfTV=sAT 0.5027以下几种形式：U表 LW=0.66D=0.660.8AA =0.5027m2，ATfTV=sAT 0.502773ev=0.2212H 3 =0.220.02686kg/kg 汽0.1kg/kg120.350.175=0.350.036333.8S 5S L液体流量

10、 -0.8m （五）堰及降液管设计L=1.35152 又20.5282WLW D221.35152Lhow=0.00284 E0.8m （五）堰及降液管设计L=1.35152 又20.5282WLW D221.35152Lhow=0.00284 E =0.002841.0210.005426mLW 0.000375420.010 L则how1.17n)01.17hwhlhow 0.070.00996则hLhwhow 0.0600.00996hohw0.0130.060.013（六）孔布置t3.5，所以筛孔按正三角形排列，取筛孔直径取外堰前的安定区, X= D (W W ) 0.8 0.10.0

11、7 22r= D W =0.8 0.05 C22x 0.23 n=nAa=0.27 （七）流体力学计算与校核t3.5，所以筛孔按正三角形排列，取筛孔直径取外堰前的安定区, X= D (W W ) 0.8 0.10.07 22r= D W =0.8 0.05 C22x 0.23 n=nAa=0.27 （七）流体力学计算与校核C0=0.84，所以Wo= = 17.2m/sd 2 o44Wo17.2 V0.0512 0.02738mCo0.84 44h9810 9810857.812 1h h24.4CoL =G12 4.40.84K=Wo Wo 11V2 =17.21.09432 hl=0.046

12、mhp hc+hl 0.02738+0.046=0.07338m12 4.40.84K=Wo Wo 11V2 =17.21.09432 hl=0.046mhp hc+hl 0.02738+0.046=0.07338mLhd=0.153=0.153 3.5105 mLw ho 0.5280.047Hd=hL+hd+hp=0.1434m2Hd-L=0.00037542 0.01034m/s 0.1m/=HT = 0.35 33.84S 5S 73ev0.22=0.02686kg/kg 汽0.1 kg/kg 12H Ug maxU（八）塔板负荷性能 L-V 10.00560.13hLhL Wom=4

13、.4Cog12 V =4.40.84 W L22（八）塔板负荷性能 L-V 10.00560.13hLhL Wom=4.4Cog12 V =4.40.84 W L22=0.06 1.043 LLW ：12V=0.4753 以ev=0.1kg（液体）/kg（气体）为限，将各数据代 730.22 12H 2hf=2.5VAT 2所以过量雾沫夹带线为：V0.6047.875 20.00284EL3LW Lmin=3.32104m3 / (4) Af 5s作为液体在降液管中停留时间的下限Lmax 5Lmax= 0.03630.35 2.541103m3 / 5Hd hp hLAf 5s作为液体在降液管

14、中停留时间的下限Lmax 5Lmax= 0.03630.35 2.541103m3 / 5Hd hp hL Hd V 0.0460.05120.0460.2827V0.840.0222=0.06 1.043 LLW Lhd=0.153 219.5lw ho 2V 0.580.2214 L3 5.1 （组分分离塔设计结果 气相负荷塔径塔板间距板上清液层高度降液管底与板距离（组分分离塔设计结果 气相负荷塔径塔板间距板上清液层高度降液管底与板距离1595开孔面积 0.1434m0.02686kg/kg(十重组分分离塔塔高的确定ET 1.1NT=13/0.7232=17.97,取塔板数(十重组分分离塔

15、塔高的确定ET 1.1NT=13/0.7232=17.97,取塔板数1min 的液体储量:d4=0.0003641223.14 0.076654H3 2.0 3D 4H4 D 0.20.354所以塔高：H1810.251.01.6772.450.350.9（十一）重组分分离塔的机械设计(1) 1bar,2t cd1bar,2t cd C1=0.8mmC2=2 mm, 0.113.8 d0.11 d 3.821700.85-0.5c. （十二）4 D3.14 43.14 4 D3.14 43.14 D 4 D 4.2 换热器选型说明4.2.14.2.2E315Aspen 4.6 （一）流程安；（

16、二4.6 （一）流程安；（二）确定物性数据温度压力11114.7 Aspentm t4.7 Aspentm t1-t2 (20.820)(136.70108) ln tln (20.8Q则传热面积 A 冷却水（壳程热物流（管程密度（黏度导热系数比热（三）换热器核算0.55 Pr1/3(/ 00wde4( 3 t2 d02） （ 30.0252 de 0.017m（三）换热器核算0.55 Pr1/3(/ 00wde4( 3 t2 d02） （ 30.0252 de 0.017m d0 B) 0.500.325 )壳程流通截面积t壳程流速 uVs 0.29m/S995.6463600du 0.01

17、7270.29369Re0 PrCp 13RePr /0 2514.05w/(m 2wb. 0.023 根据迪贝公式Re0.8 idi管程流通截面积 管程流 f (Re1000)d2 8 Nu 1(Pr 3 1) 28f l f 1.82lgRe1.64)2 T f (Re1000)d2 8 Nu 1(Pr 3 1) 28f l f 1.82lgRe1.64)2 T且 )0 得到 得i i Nu 3001.075w/(m2管内侧污垢热阻 0.000200 管外侧污垢热阻 0.000172 R 0.002 0.00004(m2.oC) /bww1K 775.27w/(m201 d0 do d0

18、Rso 1QA裕度 F A0 A100%20%AtTm/c tm /h 122.35/3001.075120.4/2514.05 tTm/c tm /h 122.35/3001.075120.4/2514.05 1/c 1/1/3001.07511/所以t122.3566.8755.48a. l 1.5 1.8332 pi i21.8332 pr 22pt 1.5(pi pr)NsNp 1.5(4226.933170.20)4144382.78Pa b. Ps (Pi P0)NsFs 2P0 Ff0NTC (NB 2B)u0 2Pi NB(3.5（四）计算结果汇总设备位号： 台数： Ps (Pi P0)NsFs 2P0 Ff0NTC (NB 2B)u0 2Pi NB(3.5（四）计算结果汇总设备位号： 台数： 进出进出液体量气体量-不凝性物流-蒸发或冷凝-热负荷操作压力（绝压（bar）1111定性温度密度（kg/m3 黏度0. 导热系数比热壳体公称直径1管径管心距4.3 4.3.1 概4.3.2 T=31.5=811.865kg/m3AspenF=13156.962kg/hV=16.206m3/h：管长（个2传热面积4.3 4.3.1 概4.3.2 T=31.5=811.865kg/m3AspenF=13156.962kg/hV=16.206m3/h：管长（个2