化工原理 化工設備機械基礎 課程設計任務書 4 專業(yè) 化工 班級 設計人 一 設計題目 苯 甲苯 精餾分離換熱器設計 二 設計任務及操作條件 1 設計任務 生產(chǎn)能力 進料量 90000 噸 年 操作周期 7200 小時 年 進料組成 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 進料熱狀態(tài) 自 選 兩側(cè)流體的壓降 7 kPa 3 設備型式 自 選 4 廠 址 重 慶 地 區(qū) 三 設計內(nèi)容 1 設計方案的選擇及流程說明 2 工藝計算 3 主要設備工藝尺寸設計 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 輔助設備選型與計算 5 設計結(jié)果匯總 6 工藝流程圖及換熱器工藝條件圖 7 設計評述 推薦教材及主要參考書 1 王國勝 裴世紅 孫懷宇 化工原理課程設計 大連 大連理工大學出版社 2005 2 賈紹義 柴誠敬 化工原理課程設計 天津 天津科學技術出版社 2002 3 馬江權(quán) 冷一欣 化工原理課程設計 北京 中國石化出版社 2009 4 化工工藝設計手冊 上 下冊 5 化學工程設計手冊 上 下冊 6 化工設備設計全書編輯委員會 化工設備設計全書 塔設備 化學工業(yè)出版社 北京 2004 01 7 化工設備設計全書編輯委員會 化工設備設計全書 換熱器 化學工業(yè)出版社 北京 2004 01 8 化工設備設計全書編輯委員會 化工設備設計全書 管道 化學工業(yè)出版社 北京 2004 01 9 陳敏恒 化工原理 第三版 北京 化學工業(yè)出版社 1 設計方案的選定及基礎數(shù)據(jù)的搜集 本設計任務為分離苯一甲苯混合物 由于對物料沒有特殊的要求 可以在 常壓下操作 對于二元混合物的分離 應采用連續(xù)精餾流程 設計中采用泡點 進料 將原料液通過預熱器加熱至泡點后送人精餾塔內(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)冷卻后送至儲罐 其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝 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 次設計中設計把其熱量作為低溫熱源產(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預熱器的熱源之一 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)過程常用的塔設備 它的主要優(yōu)點有 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單 易于加工 造價約為泡罩塔的 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) 項目 分子式 分子量 M 沸點 臨界溫度 tC 臨界壓強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 在上圖中對角線上 自點 e 0 282 0 282 作對角 線的垂線 ef 即為進料線 q 線 該線與平衡線的交點坐標為 0 431 0 237 此時 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 液相負荷 4 38 96 0LRD kolh 1 54215Vm 泡點進料 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 因為 精餾段理論板 n 89xf 10 274 由計算可知 所以提留段理論板數(shù) n 1 xw 1 全塔效率的計算 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 精餾段實際板層數(shù) 5 0 52 9 6 10 提餾段實際板層數(shù) 4 0 52 7 69 8 進料板在第 11 塊板 4 主要設備工藝尺寸設計 1 操作壓力計算 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 操作溫度計算 依據(jù)操作壓力 由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度 其中苯 甲苯的飽和蒸氣壓由安 托尼方程計算 計算過程略 計算結(jié)果如下 塔頂溫度 82 7 Dt 進料板溫度 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)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 0 966 代入相平衡方程得 0 9281Dyx 1x 0 9287 1 0 928 379 2LmMkgmol 6685VD 進料板平均摩爾質(zhì)量計算 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 平均密度計算 氣相平均密度計算 由理想氣體狀態(tài)方程計算 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 液相平均密度計算 液相平均密度依下式計算 即 塔頂液相平均密度的計算 由 82 7 查手冊得 Dt 33812 7 806 7ABkgmkg 塔頂液相的質(zhì)量分率 0 9 1 90 678234A 1 87 6301LDmkgol 進料板液相平均密度的計算 由 94 2 查手冊得 Ft3379 1 796 0ABkgmkg 進料板液相的質(zhì)量分率 0 28 1 25 38A 1 579 769 076 31LFmLFmkgol 塔底液相平均密度的計算 由 105 1 查手冊得 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 傳熱面積的計算 塔底溫度 tw 108 89 用 t0 135 的蒸汽 釜液出口溫度 t1 112 計算平均溫度 暫按單殼程 雙管程考慮 先求逆流時平均溫度差 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)的計算 由于兩流體溫差 20 殼選用固定管板式換熱器的系列標準 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 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 化工設備機械基礎 大連理工出版社 2011 年版 查得層 數(shù)為 9 層 查表 7 5 化工設備機械基礎 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 腐蝕性強的流體 與外界溫差大的流體 宜于通入管間空間的流體 當兩流體溫度相差較大時 值大的流體走管間 若兩個流體給熱性能相差較大時 值小的流體走管間 飽和蒸汽走管間 黏度大的流體走管間 泄露后危險性大的流體走管間 故而 本設計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算 考慮到換熱器條件要求一般 執(zhí)行任務一般 選用材料 20R 鋼 計算壁厚為p 2 ctD 式中 計算壓力 取 0 35Mpa 考慮換熱蒸汽溫度及經(jīng)濟性取壓力為 0 35MPa ccp D 700mm 0 85 采用雙面焊對接接頭 局部無損檢測 132Mpa 設殼壁溫度為 150 C t 故 p0 351 56m2 28 ctD 取 查表 4 9 化工設備機械基礎 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 查有關資料 表 4 21 化工設備機械基礎 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 最終選取標準橢圓形封頭 根據(jù) JB T 4746 2002 標準 風頭為 DN700 4 曲面高度 直邊高度 175hm 240hm 同換熱器殼體一樣 封頭無特殊條件與特殊任務 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標準 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 查相關標準得 取管板的公稱壓力為0 6tspMPa 0 6MPa 的碳鋼板尺寸 見圖 10 管子拉脫力的計算 計算數(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 溫差應力導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 折流板設計 折流板為弓形 37052 4ihDm 折流板間距取 600mm 由表 7 7 化工設備機械基礎 大連理工出版社 2011 版 查得折 流板最小厚度為 4mm 由表 7 9 化工設備機械基礎 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 指標序號 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 該設計任務的熱流體為水 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 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 實際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號為 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 CokgcalH 1 苯 時 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 計算平均溫度 暫按單殼程 雙管程考慮 先求逆流時平均溫度差 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 由于兩流體溫差 50 殼選用固定管板式換熱器的系列標準 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 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 化工設備機械基礎 大連理工出版社 2011 年版 查得層 數(shù)為 5 層 查表 7 5 化工設備機械基礎 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 腐蝕性強的流體 與外界溫差大的流體 宜于通入管間空間的流體 當兩流體溫度相差較大時 值大的流體走管間 若兩個流體給熱性能相差較大時 值小的流體走管間 飽和蒸汽走管間 黏度大的流體走管間 泄露后危險性大的流體走管間 故而 本設計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算 考慮到換熱器條件要求一般 執(zhí)行任務一般 選用材料 20R 鋼 計算壁厚為p 2 ctD 式中 計算壓力 取 0 2Mpa 考慮換熱蒸汽溫度及經(jīng)濟性取壓力為 0 2MPa ccp D 450mm 0 85 采用雙面焊對接接頭 局部無損檢測 133Mpa 設殼壁溫度為 100 C t 故 p0 21 0 89m2 35 ctD 取 查表 4 9 化工設備機械基礎 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 查有關資料 表 4 21 化工設備機械基礎 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 最終選取標準橢圓形封頭 根據(jù) JB T 4746 2002 標準 風頭為 DN420 4 曲面高度 直邊高度 105hm 240hm 同換熱器殼體一樣 封頭無特殊條件與特殊任務 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標準 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 查相關標準得 取管板的公稱壓力為0 2tspMPa 0 2MPa 的碳鋼板尺寸 見圖 10 管子拉脫力的計算 計算數(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 溫差應力導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 折流板設計 折流板為弓形 3420315 ihDm 折流板間距取 600mm 由表 7 7 化工設備機械基礎 大連理工出版社 2011 版 查得折 流板最小厚度為 4mm 由表 7 9 化工設備機械基礎 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 指標序號 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 該設計任務的熱流體為水 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 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 實際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號為 F B 400 65 16 2 5 設計結(jié)果匯總 再沸器 指標序號 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 該設計任務的熱流體為水 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 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 實際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號為 F B 400 65 16 2 冷凝器 指標序號 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 該設計任務的熱流體為水 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 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 實際換熱面積 200nd 14 3mSL 其型號為 F B 400 65 16 26 工藝流程圖 7 設計評述 總的來說 這次設計耗費的心力比較多 期間過程需查詢化工原理 化工機械基礎 及其他有關化工設計的書籍 當然有的數(shù)據(jù)可參考網(wǎng)上各學長學姐們已做好的模板 但模 板一般所設計內(nèi)容與本設計不盡相同 故設計主體部分還是自己根據(jù)書本完成 精餾塔塔板數(shù)的計算過程比較繁瑣 其間過程可能有些許錯誤 但考慮到牽一發(fā)而 動全身 對于不是原理上可忽略的小錯誤未予以改正 對于精餾塔再沸器和冷凝器的相關設計 則是參考化工機械基礎書本的相關知識 逐漸計算完成 在這次設計過程中 通過一次又一次的克服所遇到的困難 一次又一次的認識到化 工設計的復雜性及其重要性 也一次又一次認識到自己的不足 終觀此次化工設計的過程 自己對于化工設計的流程有了一下了解 并可以說是設 計學到了很多東西 對此份設計報告 還算比較滿意 設計日期 2011 年 12 月 01 日 至 2011 年 12 月 16 日