化工原理—化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書

化工原理 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 4 專業(yè) 化工 班級(jí) 設(shè)計(jì)人 一 設(shè)計(jì)題目 苯 甲苯 精餾分離換熱器設(shè)計(jì) 二 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件 1 設(shè)計(jì)任務(wù) 生產(chǎn)能力 進(jìn)料量 90000 噸 年 操作周期 7200 小時(shí) 年 進(jìn)料組成 25 質(zhì)量分率 下同 塔頂產(chǎn)品組成 96 塔底產(chǎn)品組成 2 2 操作條件 塔頂操作壓力 自 選 表壓 進(jìn)料熱狀態(tài) 自 選 兩側(cè)流體的壓降 7 kPa 3 設(shè)備型式 自 選 4 廠 址 重 慶 地 區(qū) 三 設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明 2 工藝計(jì)算 3 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) 1 冷凝器和再沸 器結(jié)構(gòu)尺寸的確定 2 傳熱面積 兩側(cè)流體壓降校核 3 接管尺寸的確定 4 輔助設(shè)備選型與計(jì)算 5 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 6 工藝流程圖及換熱器工藝條件圖 7 設(shè)計(jì)評(píng)述 推薦教材及主要參考書 1 王國(guó)勝 裴世紅 孫懷宇 化工原理課程設(shè)計(jì) 大連 大連理工大學(xué)出版社 2005 2 賈紹義 柴誠(chéng)敬 化工原理課程設(shè)計(jì) 天津 天津科學(xué)技術(shù)出版社 2002 3 馬江權(quán) 冷一欣 化工原理課程設(shè)計(jì) 北京 中國(guó)石化出版社 2009 4 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè) 上 下冊(cè) 5 化學(xué)工程設(shè)計(jì)手冊(cè) 上 下冊(cè) 6 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書編輯委員會(huì) 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書 塔設(shè)備 化學(xué)工業(yè)出版社 北京 2004 01 7 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書編輯委員會(huì) 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書 換熱器 化學(xué)工業(yè)出版社 北京 2004 01 8 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書編輯委員會(huì) 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書 管道 化學(xué)工業(yè)出版社 北京 2004 01 9 陳敏恒 化工原理 第三版 北京 化學(xué)工業(yè)出版社 1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物 由于對(duì)物料沒有特殊的要求 可以在 常壓下操作 對(duì)于二元混合物的分離 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程 設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn) 進(jìn)料 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi) 塔頂上升蒸氣采用全 凝器冷凝 冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi) 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后 送至儲(chǔ)罐 該物系屬易分離物系 最小回流比較小 故操作回流比取最小回流 比的 2 倍 塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐 其中由于蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝 熱效率比較低 但塔頂 冷凝器放出的熱量很多 但其能量品位較低 不能直接用于塔釜的熱源 在本 次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一 充分利用了能量 塔板的類型為篩板塔精餾 篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔 孔徑一般 為 3 8mm 篩孔在塔板上作正三角形排列 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備 它的主要優(yōu)點(diǎn)有 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單 易于加工 造價(jià)約為泡罩塔的 60 為浮閥塔 的 80 左右 處理能力大 比同塔徑的泡罩塔可增加 10 15 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 壓降較低 每板壓力比泡罩塔約低 30 左右 篩板塔的缺點(diǎn)是 塔板安裝的水平度要求較高 否則氣液接觸不勻 操作彈性較小 約 2 3 小孔篩板容易堵塞 表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目 分子式 分子量 M 沸點(diǎn) 臨界溫度 tC 臨界壓強(qiáng)P C kPa 苯 A 甲苯 B C6H6 C6H5 CH3 78 11 92 13 80 1 110 6 288 5 318 57 6833 4 4107 7 表 2 組分的液相密度 1 附錄圖 8 382P 溫度 80 90 100 110 120 苯 kg 3m 甲苯 kg 814 809 805 801 791 791 778 780 763 768 2 工藝計(jì)算 1 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 0 25 78 10 28 9 3Fx 6 6 94D0278 10 23 9Wx 2 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 8 1FMkgmol 0967810349275D 23 W kl 3 物料衡算 原料處理量 9014 768 2Fmolh 總物料衡算 141 76 D W 苯物料衡算 141 76 0 282 0 966D 0 023 W 聯(lián)立解得 D 38 94kmol h W 102 82kmol h 式中 F 原料液流量 D 塔頂產(chǎn)品量 W 塔底產(chǎn)品量 3 塔板數(shù)的確定 1 理論板層數(shù) NT 的求取 苯一甲苯屬理想物系 可采用圖解法求理論板層數(shù) 由手冊(cè)查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù) 繪出 x y 圖 見下圖 求最小回流比及操作回流比 采用作圖法求最小回流比 在上圖中對(duì)角線上 自點(diǎn) e 0 282 0 282 作對(duì)角 線的垂線 ef 即為進(jìn)料線 q 線 該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 0 431 0 237 此時(shí) q 1 qyqx 故最小回流比為 min0 96 4312 76qDyR 取操作回流比為 in1 5 求精餾塔的氣 液相負(fù)荷 4 38 96 0LRD kolh 1 54215Vm 泡點(diǎn)進(jìn)料 q 1 38 9420 15 qFkolh 38976LRD 求操作線方程 精餾段操作線方程為 10 85 1791DnnnxRyx 提餾段操作線方程為 1 3 mwmLWxV 2 逐板法求理論板 又根據(jù) 可解得min 1 dDFfxR 2 203 相平衡方程 2 031 1xxy 0 966 1Dyx 111 0 961 2 3 yxy 2110 85 790 6dR 22 20 xyy 320 85 79 2yx 330 85 1 xy 43 10 86 44 762 y 540 8 79 yx 55 0 4 1 xy 65 10 8 66 2 y 760 8 79 yx 77 0 415 x 87 5 10 52 88 3 y 980 9 4yx 99 0 274 1 xyy 因?yàn)?精餾段理論板 n 89xf 10 274 由計(jì)算可知 所以提留段理論板數(shù) n 1 xw 1 全塔效率的計(jì)算 查表得各組分黏度 0 269 0 277 1 212 0 8 69 0 28 70 5mFFx 0 76lgTmE17lg45 捷算法求理論板數(shù) min1 l 19 8 98WDmxN 由公式 0 54827 40 2743 YX min 6 1 RX 代入 Y 0 488 由 min0 3165 2NN min 11 l 14 925DFx 0 974 2 l 精餾段實(shí)際板層數(shù) 5 0 52 9 6 10 提餾段實(shí)際板層數(shù) 4 0 52 7 69 8 進(jìn)料板在第 11 塊板 4 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) 1 操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力 93 2 kPaDP 塔底操作壓力 109 4 kPaw 每層塔板壓降 P 0 9 kPa 進(jìn)料板壓力 93 2 0 9 10 102 2kPaFP 精餾段平均壓力 P m 93 2 102 2 2 97 7 kPa 提餾段平均壓力 P m 109 4 102 2 2 105 8 kPa 2 操作溫度計(jì)算 依據(jù)操作壓力 由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度 其中苯 甲苯的飽和蒸氣壓由安 托尼方程計(jì)算 計(jì)算過程略 計(jì)算結(jié)果如下 塔頂溫度 82 7 Dt 進(jìn)料板溫度 94 2 F 塔底溫度 105 1 wt 精餾段平均溫度 82 7 94 2 2 88 45 mt 提餾段平均溫度 94 2 105 1 2 99 65 t 3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 0 966 代入相平衡方程得 0 9281Dyx 1x 0 9287 1 0 928 379 2LmMkgmol 6685VD 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論的算法 得 0 282 0 464FxFy 0 4678 1 0 46 92 1385 6VFmMkgmol 2L 塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 由相平衡方程 得 0 0490 23Wx ym 4978 1 0 49 2 13 4VmMkgmol 0 23 8Lw l 精餾段平均摩爾質(zhì)量 78 59 682 10Vmkgmolkgol 12 3 65LMll 提餾段平均摩爾質(zhì)量 85 6291 48 53Vmkgmolkgol 90 LMll 4 平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算 精餾段的平均氣相密度即 3 97 8210 67 34 5 4 mvvPkgmRT 提餾段的平均氣相密度 3 105 83 02 34 279 65 mvvPMkgmRT 液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算 即 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由 82 7 查手冊(cè)得 Dt 33812 7 806 7ABkgmkg 塔頂液相的質(zhì)量分率 0 9 1 90 678234A 1 87 6301LDmkgol 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由 94 2 查手冊(cè)得 Ft3379 1 796 0ABkgmkg 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 0 28 1 25 38A 1 579 769 076 31LFmLFmkgol 塔底液相平均密度的計(jì)算 由 105 1 查手冊(cè)得 wt 33786 1 785 2ABkgmkg 塔底液相的質(zhì)量分率 0 2 10 378937A 1 6 85 285 2LwmLwmkgol 精餾段液相平均密度為 813 076 94 2Lmkgmol 提餾段液相平均密度為 5 80 7L l 故精餾段的氣為 313 62 1 4 6007VmSMms 液相體積流率為 3 59 06 382LmS s 再沸器 1 傳熱面積的計(jì)算 塔底溫度 tw 108 89 用 t0 135 的蒸汽 釜液出口溫度 t1 112 計(jì)算平均溫度 暫按單殼程 雙管程考慮 先求逆流時(shí)平均溫度差 則 1021 35 129 3tt 219 6 0ln l 2 mt 由 tw 108 89 查液體比汽化熱共線圖得 kgKJ 36 甲 苯 又由上液體流量 密度30 64 SLms 3785 2vm 則 785 2 0 mSvqkgs 5 31QKJ 甲 苯 取傳熱系數(shù) K 600W m2k 則傳熱面積 3285 0 15 062mAt m 加熱蒸汽的質(zhì)量流量 301 6 4 7pQWkgsCt 計(jì)算 R 和 P P0t 12 TR21t 0 3T 查表得 因 選單殼程可行 t 8 t m263t 則傳熱面積仍為 3215 0 15 026mAQKt m 2 管數(shù)的計(jì)算 由于兩流體溫差 20 殼選用固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn) JB T4715 92 選擇主要參數(shù)如下 由上有液體流量 液體一般流速為 0 5 3 7m s30 64 SLms 可取管徑為 管長(zhǎng) 6000mm25 則管數(shù)為 3015 205 16TANdL 3 管子排列方式 管間距的確定 采用正三角形排列 由表 7 4 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 查得層 數(shù)為 9 層 查表 7 5 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 取管間距 32mm 4 內(nèi)外層流體的確定 查有關(guān)資料可知 宜于通入管內(nèi)空間的流體 不清潔的流體 體積小的流體 有壓力的流體 腐蝕性強(qiáng)的流體 與外界溫差大的流體 宜于通入管間空間的流體 當(dāng)兩流體溫度相差較大時(shí) 值大的流體走管間 若兩個(gè)流體給熱性能相差較大時(shí) 值小的流體走管間 飽和蒸汽走管間 黏度大的流體走管間 泄露后危險(xiǎn)性大的流體走管間 故而 本設(shè)計(jì)中取熱水蒸汽走管程 甲苯走殼程 5 換熱器殼體直徑的確定 由公式 D a b 1 2l 取管間距 a 32mm 查表有 b 19 2dl 計(jì)算殼徑 32 25 67mD 19 故圓整后取殼徑 700mmS 6 換熱器殼體壁厚的計(jì)算 考慮到換熱器條件要求一般 執(zhí)行任務(wù)一般 選用材料 20R 鋼 計(jì)算壁厚為p 2 ctD 式中 計(jì)算壓力 取 0 35Mpa 考慮換熱蒸汽溫度及經(jīng)濟(jì)性取壓力為 0 35MPa ccp D 700mm 0 85 采用雙面焊對(duì)接接頭 局部無(wú)損檢測(cè) 132Mpa 設(shè)殼壁溫度為 150 C t 故 p0 351 56m2 28 ctD 取 查表 4 9 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 得mC 10 5 圓整后取 4n 7 換熱器封頭的選擇 查有關(guān)資料 表 4 21 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 綜合考慮制造 難易度 金屬消耗量 厚度 承載能力 最終選取標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭 根據(jù) JB T 4746 2002 標(biāo)準(zhǔn) 風(fēng)頭為 DN700 4 曲面高度 直邊高度 175hm 240hm 同換熱器殼體一樣 封頭無(wú)特殊條件與特殊任務(wù) 材料選取 20 R 鋼 8 容器法蘭的選擇 材料選用 20R 根據(jù) JB T 4703 2000標(biāo)準(zhǔn) 選用 DN 700 PN0 4MPa 的甲型平焊法蘭 法蘭尺寸見圖 9 管板尺寸確定 選用固定式換熱器管板 查相關(guān)標(biāo)準(zhǔn)得 取管板的公稱壓力為0 6tspMPa 0 6MPa 的碳鋼板尺寸 見圖 10 管子拉脫力的計(jì)算 計(jì)算數(shù)據(jù)按以下數(shù)據(jù)取得 管子 殼體操作壓力 0 35Mpa 0 1Mpa 因殼程壓力較小取 0 1MPa 管子 殼體材質(zhì) Q235 B 20R 管子 殼體線膨脹系數(shù) 1 C 61 80 61 80 管子 殼體彈性膜量 Mpa 3939 管子 殼體許用應(yīng)力 Mpa 113 132 管子 殼體尺寸 mm 25 60 74 管子根數(shù) 305 管間距 mm 32 管壁溫差 t30C 管子與管板的連接方式 開槽脹接 脹接長(zhǎng)度 50mml 許用拉脫力 Mpa 4 0 在操作壓力下 管子每平方米脹接周邊上所受到的力 0pfqdl 其中 22220 86 8635396 44fam P 0 35Mpa 50mml 359 52pqMP 溫差應(yīng)力導(dǎo)致管子每平方米脹接周邊所受到的力 其中 20 4dtitql t1tsEA 2n7048 sADm 中 22 20 530589 4tid 則 6321 89109 45479 30tt MPaq 由已知條件可知 與 的作用方向相同 都使管子受壓 則管子的拉脫力 pqt 745 4 0ptqMPaa 因此 拉脫力在許用范圍之內(nèi) 11 計(jì)算是否安裝膨脹節(jié) 管 殼壁溫差所產(chǎn)生的軸向力 1F 1ststEFA 63 809084753947 5 5 081 N 壓力作用于殼體上的軸向力 2s2 tQA 其中 2 200 4istDndpp 2 2735 135 5 0 3 N 4 261 則 N 4208 0217539F 壓力作用于管子上的軸向力 3F 4437 261053896 201tsQAF 則 5412 5 8 7ss MPa 5413 0816 20 2739ttFA 根據(jù) GB151 1999 管殼式換熱器 264MPa58 2 tsMPa 226Mpa7 t0 4 4 0qqa 條件成立 故本換熱器不用安裝膨脹節(jié) 12 折流板設(shè)計(jì) 折流板為弓形 37052 4ihDm 折流板間距取 600mm 由表 7 7 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 版 查得折 流板最小厚度為 4mm 由表 7 9 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 版 查得折 流板外徑為 696mm 材料為 Q 235B 鋼 拉桿選用 共六根 材料為 Q 235B 鋼12 指標(biāo)序號(hào) 名稱 管程 殼程 1 工作壓力 Mpa 0 35 0 1 2 工作溫度 C 135 138 105 3 物料名稱 水 甲苯 4 傳熱面積 2m115 02 該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為水 冷流體為甲苯 為使水避免通過殼壁面向空氣中散熱 提高冷 卻效果 令甲苯走殼程 水走管程 并采用單殼程雙管程冷凝器 則再沸器各參數(shù)如下 公稱直徑 DN 700mm 公稱壓力 NP 1 6MPA 管程數(shù) 2 管子尺寸 p 20 5 管子根數(shù) n 305 1 管長(zhǎng) 6000mm 管中心距 32mm 弓形第一排管數(shù) 5 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 0 150m 2 實(shí)際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號(hào)為 F B 400 65 16 2 冷凝器 塔頂溫度 tD 82 7 冷凝水 t1 20 t2 30 則 11228 706 735tt 121 ln ln 6 7 2 mt 由 tD 82 7 查液體比汽化熱共線圖得 kgKJ 5 392 苯 又由上有氣體流量 31 4 SVms 3 67vm 塔頂被冷凝量 12 04 vq ks 苯蒸汽在冷凝段放出熱量 13 04692 5 7 QKJs 苯 查得 苯 時(shí) CokgcalH 1 苯 時(shí) 5 832 則苯在冷卻段放出熱量 Q221 4 1 5 sgQVkcal 取傳熱系數(shù) K 600W m2k 則傳熱面積 32195 70 4 66mAQKt m 冷凝水流量 312p 1 58 480WkgsCt 水在冷卻段內(nèi)溫升 3212 50 c 94810 9 opotQC 故冷卻段溫降可近似忽略 計(jì)算平均溫度 暫按單殼程 雙管程考慮 先求逆流時(shí)平均溫度差 苯 T 82 7 82 7 冷卻水 t 30 20 t 52 7 62 7 21mt 6 7 52 6lnl 計(jì)算 R 和 P P0t 12 T21t 0 59T 查表得 因 選單殼程可行 t 8 t m576t 則傳熱面積仍為 32195 70 4 6mAQKt m 選擇換熱器型號(hào) 由于兩流體溫差 50 殼選用固定管板式換熱器的系列標(biāo)準(zhǔn) JB T4715 92 選擇主要參數(shù)如下 由上有氣體流量 氣體一般流速為 5 30m s31 4 SVms 可取管徑為 管長(zhǎng) 6000mm52 則管數(shù)為 304 691 7820TANdL 由公式 D a b 1 2l 取管間距 a 32mm 查表有 b 11 2dl 計(jì)算殼徑 32 25 40mD 1 圓整后取殼徑 450mmS 3 管子排列方式 管間距的確定 采用正三角形排列 由表 7 4 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 查得層 數(shù)為 5 層 查表 7 5 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 取管間距 32mm 4 內(nèi)外層流體的確定 查有關(guān)資料可知 宜于通入管內(nèi)空間的流體 不清潔的流體 體積小的流體 有壓力的流體 腐蝕性強(qiáng)的流體 與外界溫差大的流體 宜于通入管間空間的流體 當(dāng)兩流體溫度相差較大時(shí) 值大的流體走管間 若兩個(gè)流體給熱性能相差較大時(shí) 值小的流體走管間 飽和蒸汽走管間 黏度大的流體走管間 泄露后危險(xiǎn)性大的流體走管間 故而 本設(shè)計(jì)中取熱水蒸汽走管程 苯走殼程 5 換熱器殼體直徑的確定 由公式 D a b 1 2l 取管間距 a 32mm 查表有 b 11 2dl 計(jì)算殼徑 32 25 40mD 1 故圓整后取殼徑 420mmS 6 換熱器殼體壁厚的計(jì)算 考慮到換熱器條件要求一般 執(zhí)行任務(wù)一般 選用材料 20R 鋼 計(jì)算壁厚為p 2 ctD 式中 計(jì)算壓力 取 0 2Mpa 考慮換熱蒸汽溫度及經(jīng)濟(jì)性取壓力為 0 2MPa ccp D 450mm 0 85 采用雙面焊對(duì)接接頭 局部無(wú)損檢測(cè) 133Mpa 設(shè)殼壁溫度為 100 C t 故 p0 21 0 89m2 35 ctD 取 查表 4 9 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 得mC 10 5 圓整后取 4n 7 換熱器封頭的選擇 查有關(guān)資料 表 4 21 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 年版 綜合考慮制造 難易度 金屬消耗量 厚度 承載能力 最終選取標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭 根據(jù) JB T 4746 2002 標(biāo)準(zhǔn) 風(fēng)頭為 DN420 4 曲面高度 直邊高度 105hm 240hm 同換熱器殼體一樣 封頭無(wú)特殊條件與特殊任務(wù) 材料選取 20 R 鋼 8 容器法蘭的選擇 材料選用 20R 根據(jù) JB T 4703 2000標(biāo)準(zhǔn) 選用 DN 420 PN0 4MPa 的甲型平焊法蘭 法蘭尺寸見圖 9 管板尺寸確定 選用固定式換熱器管板 查相關(guān)標(biāo)準(zhǔn)得 取管板的公稱壓力為0 2tspMPa 0 2MPa 的碳鋼板尺寸 見圖 10 管子拉脫力的計(jì)算 計(jì)算數(shù)據(jù)按以下數(shù)據(jù)取得 管子 殼體操作壓力 0 2Mpa 0 1Mpa 因殼程壓力較小取 0 1MPa 管子 殼體材質(zhì) Q235 B 20R 管子 殼體線膨脹系數(shù) 1 C 61 80 61 80 管子 殼體彈性膜量 Mpa 3939 管子 殼體許用應(yīng)力 Mpa 113 133 管子 殼體尺寸 mm 25 60 42 管子根數(shù) 92 管間距 mm 32 管壁溫差 t50C 管子與管板的連接方式 開槽脹接 脹接長(zhǎng)度 50mml 許用拉脫力 Mpa 2 0 在操作壓力下 管子每平方米脹接周邊上所受到的力 0pfqdl 其中 22220 86 8635396 44fam P 0 2Mpa 50mml 39 025pqMP 溫差應(yīng)力導(dǎo)致管子每平方米脹接周邊所受到的力 其中 20 4dtitql t1tsEA 2n4 2530 sADm 中 22 20 91658 4tid 則 6321 80915027 47 4 5 0tt MPaq 由已知條件可知 與 的作用方向相同 都使管子受壓 則管子的拉脫力 pqt1 43 2 0ptqMPaa 因此 拉脫力在許用范圍之內(nèi) 11 計(jì)算是否安裝膨脹節(jié) 管 殼壁溫差所產(chǎn)生的軸向力 1F 1ststEFA 63 80950162585 28 54 10 N 壓力作用于殼體上的軸向力 s2 tQA 其中 2 200 4istDndpp 2 295 19 5 0 N 41 6 則 N 203687 52F 壓力作用于管子上的軸向力 3F4431 906581 7052tsQA 則 512 9 3ssFMPa 5413 9061 701 828ttA 根據(jù) GB151 1999 管殼式換熱器 266MPa84 9 2 tsMPa 226Mpa10 t 3 0qqa 條件成立 故本換熱器不用安裝膨脹節(jié) 12 折流板設(shè)計(jì) 折流板為弓形 3420315 ihDm 折流板間距取 600mm 由表 7 7 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 版 查得折 流板最小厚度為 4mm 由表 7 9 化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ) 大連理工出版社 2011 版 查得折 流板外徑為 397mm 材料為 Q 235B 鋼 拉桿選用 共六根 材料為 Q 235B 鋼12 指標(biāo)序號(hào) 名稱 管程 殼程 1 工作壓力 Mpa 0 2 0 1 2 工作溫度 C 20 30 82 7 3 物料名稱 水 苯 4 傳熱面積 2m34 60 該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為水 冷流體為甲苯 為使水避免通過殼壁面向空氣中散熱 提高冷 卻效果 令甲苯走殼程 水走管程 并采用單殼程雙管程冷凝器 則再沸器各參數(shù)如下 公稱直徑 DN 700mm 公稱壓力 NP 1 6MPA 管程數(shù) 2 管子尺寸 p 20 5 管子根數(shù) n 305 1 管長(zhǎng) 6000mm 管中心距 32mm 弓形第一排管數(shù) 5 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 0 150m 2 實(shí)際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號(hào)為 F B 400 65 16 2 5 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 再沸器 指標(biāo)序號(hào) 名稱 管程 殼程 1 工作壓力 Mpa 0 35 0 1 2 工作溫度 C 135 138 105 3 物料名稱 水 甲苯 4 傳熱面積 2m115 02 該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為水 冷流體為甲苯 為使水避免通過殼壁面向空氣中散熱 提高冷 卻效果 令甲苯走殼程 水走管程 并采用單殼程雙管程冷凝器 則再沸器各參數(shù)如下 公稱直徑 DN 700mm 公稱壓力 NP 1 6MPA 管程數(shù) 2 管子尺寸 p 20 5 管子根數(shù) n 305 1 管長(zhǎng) 6000mm 管中心距 32mm 弓形第一排管數(shù) 5 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 0 150m 2 實(shí)際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號(hào)為 F B 400 65 16 2 冷凝器 指標(biāo)序號(hào) 名稱 管程 殼程 1 工作壓力 Mpa 0 2 0 1 2 工作溫度 C 20 30 82 7 3 物料名稱 水 苯 4 傳熱面積 2m34 60 該設(shè)計(jì)任務(wù)的熱流體為水 冷流體為甲苯 為使水避免通過殼壁面向空氣中散熱 提高冷 卻效果 令甲苯走殼程 水走管程 并采用單殼程雙管程冷凝器 則再沸器各參數(shù)如下 公稱直徑 DN 700mm 公稱壓力 NP 1 6MPA 管程數(shù) 2 管子尺寸 p 20 5 管子根數(shù) n 305 1 管長(zhǎng) 6000mm 管中心距 32mm 弓形第一排管數(shù) 5 管子排列方式 正三角形 管程流通面積 0 150m 2 實(shí)際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號(hào)為 F B 400 65 16 26 工藝流程圖 7 設(shè)計(jì)評(píng)述 總的來說 這次設(shè)計(jì)耗費(fèi)的心力比較多 期間過程需查詢化工原理 化工機(jī)械基礎(chǔ) 及其他有關(guān)化工設(shè)計(jì)的書籍 當(dāng)然有的數(shù)據(jù)可參考網(wǎng)上各學(xué)長(zhǎng)學(xué)姐們已做好的模板 但模 板一般所設(shè)計(jì)內(nèi)容與本設(shè)計(jì)不盡相同 故設(shè)計(jì)主體部分還是自己根據(jù)書本完成 精餾塔塔板數(shù)的計(jì)算過程比較繁瑣 其間過程可能有些許錯(cuò)誤 但考慮到牽一發(fā)而 動(dòng)全身 對(duì)于不是原理上可忽略的小錯(cuò)誤未予以改正 對(duì)于精餾塔再沸器和冷凝器的相關(guān)設(shè)計(jì) 則是參考化工機(jī)械基礎(chǔ)書本的相關(guān)知識(shí) 逐漸計(jì)算完成 在這次設(shè)計(jì)過程中 通過一次又一次的克服所遇到的困難 一次又一次的認(rèn)識(shí)到化 工設(shè)計(jì)的復(fù)雜性及其重要性 也一次又一次認(rèn)識(shí)到自己的不足 終觀此次化工設(shè)計(jì)的過程 自己對(duì)于化工設(shè)計(jì)的流程有了一下了解 并可以說是設(shè) 計(jì)學(xué)到了很多東西 對(duì)此份設(shè)計(jì)報(bào)告 還算比較滿意 設(shè)計(jì)日期 2011 年 12 月 01 日 至 2011 年 12 月 16 日