化工原理课程设计文档格式.docx
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MassFlowkg/hr
Mass
Frac
MassFrac
3961.16
0.49
3944.73497
0.99786991
16.4250299
0.00397619
4122.84
0.51
8.42056553
0.00213008
4114.41944
0.99602381
total
8084
1
3953.15553
4130.84447
1.3换热器的物料衡算
表2换热器物料衡算表
H2O
C7H8OUT
H2OOUT
22.00000
40.00000
58.3131446
1.09945735
0.99982624
LiquidFrac
4130
1.4总物料衡算
表3总物料衡算表
IN
20.00000
12214
二、能量衡算
物料平衡计算之后,我们还需要根据各阶段的物料量,进行热平衡计算,热量平衡计算可以为生产过程提供热能的供需量,如换热器的换热面积、热介质或冷介质的消耗量、设备能量消耗等,从而可以求得原材料、燃料和能量的消耗定额,计算成本和经济效益、通过热量或能量平衡计算,可以从各个环节找出不合理的消耗,依此作为实现高产、低耗的重要手段。
因此进行热量衡算是工厂规划必要的前提。
工艺工程中输入和输出的热量和能量、能量或热量的转换是基于能量守恒定律的。
在一个封闭的体系中,各个能量之总和将维持不变,热平衡是以物料平衡为基础的,在连续生产过程中我们以单位时间来计算,把装置或过程中所发生的化学反应的热效应、物理变化的热效应、从外界输入的热量和随反应物、反应产物带出的热量以及设备、器壁散失热量等都考虑在内进行计算。
即:
Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6
式中:
Q1—物料带入设备的热量,KJ;
Q2—加热剂或冷却剂传给设备及所处理物料的热量,KJ;
Q3—过程的热效应,KJ;
Q4—物料带出设备的热量,KJ;
Q5—加热或冷却设备所消耗的热量或冷量,KJ;
Q6—设备向环境散失的热量,KJ.
1.化学反应的热效应
化学反应中的热效应可以通过与过程有关化合物的生成热和燃烧热来求得,而根据盖斯定律:
不管化学过程是一步完成或分步完成,其过程的热效应是相同的。
因此,我们进行热量衡算的时候可以不必考虑反应的中间过程,而只考虑始末状态。
Q反应=∑生成物-∑反应物
其中:
Q—化学反应热;
∑生成物—生成物的生成焓之和;
∑反应物—反应物的生成焓之和。
2.热量散失
计算模拟过程中该部分热在简化过程中被忽略不计。
综合考虑各部分热量,在整个体系中,热量应满足守恒定律,即:
输入系统中的能量–从系统中输出的能量=系统中积累的能量
而在本流程模拟中系统能量的积累等于物料进出焓差,输入输出的能量差都体现在设备的热负荷中,故:
进出物流焓变=设备的热负荷
Q=∑Hout-∑Hin
其中:
Q—设备的热负荷;
∑Hout—设备的热负荷;
∑Hin—进入设备的各物料焓之和。
本热量平衡计算书以单元设备为衡算对象进行热量衡算。
2.1精馏塔的能量衡算
表4精馏塔能量衡算表
80.1641366
113.850886
MoleFlowkmol/hr
95.4553566
50.591339
44.8640176
VolumeFlowcum/sec
0.00257716
0.00134576
0.00147953
EnthalpyWatt
810966.055
801531.24
348236.166
△HEnthalpyWatt
338801.351
设备名称
塔底再沸器
塔顶冷凝器
负荷Watt
1572968.27
-1234167.1
Q=1572968.27-1234167.1=338801.17=△H热量守恒
2.2换热器的能量衡算
表5换热器能量衡算表
229.249837
0.00115136
0.00135176
0.00119404
-18205705
183121.915
-18040591
△HWatt
△H=0,能量守恒
三、换热器的选型设计
通常所需要的换热面积与实际换热面积是有差异的,需要做出调整。
调整应考虑以下原则:
1、由于本工艺中所需换热器的传热面积较大,需要把两个或以上的换热器并联或串联使用。
当流股的体积流量较大时,流体在换热器内的湍动程度充分,使用并联的换热器不会引起传热系数的较大变化,而可以有效的降低压降;
当流股的体积流量较小时,为了使流体有较高的湍动程度,提高传热系数,可以使用多管程的换热器。
为了避免压降过大,也可以将换热器串联使用。
2、调整挡板数和挡板间距可以改变流体的湍动程度,从而改变传热系数,但在计算中影响不大,主要根据标准进行选择,为了减少压降可以选择较大的板间距。
3、列管式固定板换热器内的管数与关的布置有关,一般情况下不可以随意改动,每个标准型号的换热器都有骨固定的管数,但是,可以封死某几根管子以减少管子数,来改变传热面积,以满足要求。
4、冷却水的用量对所需的换热面积有很大的影响。
5、冷却水的出口温度一般不宜超过45℃,因为工业冷却水所含的部分盐类的溶解度随着温度的升高而减小,如出口温度过高,盐类析出,将会形成传热性很差的污垢,使传热过程恶化。
6、对于消耗公用设施的节点,不应该再用冷却水向外界排热。
对需要热公用设施进行加热的节点,不要用冷公用设施对该节点进行冷却。
7、对于用冷却水向外界排热的节点,不应该再以热公用设施加热。
对需要冷公用设施进行冷却的节点,不要用热公用设施对该节点进行加热。
首先用AspenPlus对每个换热器进行模拟,得到以下数据:
表6选型计算
换热器名称
C104
换热器类型
无相变换热器
换热器管程传热特点
液体无相变
换热器壳程传热特点
气体无相变(0.975)
换热器管程物料选择
水
换热器壳程物料选择
热甲苯
设备数据
项目
结果
换热器壳内径
1.00m
换热器管长
5.00m
换热器管数
250
换热管外径
0.036m
换热管内径
0.035m
换热管间距
0.04m
换热管排列方式
三角形
换热管程数
挡板切割高度
0.15m
换热器折流挡板间距
0.098m
换热器折流挡板数
50
换热器缓冲挡板(是/否)
是
传热数据
单位
数值
换热器总传热系数
Kw/m2·
k
0.04138752
换热器热负荷
Mw
0.16511425
换热器对数平均温差
℃
33.3167676
换热器实际换热面积
㎡
141.371669
换热器理论换热面积
119.743578
换热器管程平均温度
换热器壳程平均温度
换热器管程流体流量
kg/hr
4130.84548
换热器壳程流体流量
3944.11328
换热器管程流速
m/s
0.00487447
换热器壳程流速
0.04408547
换热器管程程数
—
换热器壳程程数
换热器管程压力降
MPa
3.4063e-07
换热器壳程压力降
3.5119e-05
换热器壳程设计压力
1.9865e-05
换热器管程腐蚀裕度
18.0620052
换热器壳程腐蚀裕度
四精馏塔的设计举例
浮阀的阀片可以浮动,随着气体负荷的变化而调节其开启度,因此,浮阀塔的操作弹性大,特别是在低负荷时,仍能保持正常操作。
浮阀塔由于气液接触状态良好,雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故),塔板效率较高,生产能力较大。
塔结构简单,制造费用便宜,并能适应常用的物料状况,是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。
图6-2为其结构示意图:
1-出料口接管;
2-接管;
3-塔盘;
4-回流管;
5-塔顶接管;
6-进料管
图4-1浮阀塔结构示意图
我们首先通过AspenPlus软件计算得到相关的设计参数和物性资料,然后使用Hydrodyn和Mechanic两个软件,对生产过程中的精馏塔进行了初步设计。
表7精馏塔T-401具体数据一
序号
塔板数(理想精馏塔)
2
第几块,进料板(理想精馏塔)
11
3
最小回流比
1.35
4
回流比
1.85
5
塔板数(实际精馏塔)
45
6
第几块,进料板(实际精馏塔)
24
7
F(kg/hr)
8
D(kg/hr)
9
W(kg/hr)
表8精馏塔T-401具体数据二
塔径D/m
——
塔板间距HT/m
塔板型式
堰型式
堰长lw/m
2.204
受液盘型式
凹型受液盘
板上清液层高度hl/m
0.06
降液管底隙ho/m
0.07
阀数N/个
齿型堰堰深hn
10
堰高hw
0.035
堰上液流高度how
0.023
12
降液管宽度Wd
0.352
13
中心降液管宽度Wd'
0.1
14
降液管总面积Af/m2
528
15
塔板截面积At/m2
11.3411
16
浮阀型式
F-1型浮阀
17
阀孔动能因子
10.89
18
阀孔速度m/s
18.76
19
阀孔直径do/mm
39
阀孔数目n/个
1680
21
阀孔总面积Ao/m2
2.0069
22
鼓泡区面积Aa/m2
9.4432
23
开孔率
0.21
孔中心距t/mm
74
25
外堰前安定区宽度Ws/mm
95
26
内堰前安定区宽度Ws'
/mm
75
27
无效区宽度Wc/mm
60
28
泛点率
0.786
29
单板压降hp/mm液柱
69
30
干板压降hc/mm液柱
40
31
板上清液层阻力hl/mm液柱
32
降液管阻力hd/mm液柱
33
降液管内清液高度h/mm
131
34
泡沫层相对比重
0.5
35
液相流程长Z/mm
3096
表9 精馏塔T-401具体数据三
工作压力/MPa
工作温度/℃
设计压力/MPa
设计温度/℃
材料
Q235-A
许用应力[σ]MPa/
111
材料的屈服极限/MPa
235
钢板负偏差C1/mm
0.8
腐蚀余量C2/mm
焊缝系数
0.85
筒体最小壁厚
碳钢DI>=3800Smin=7.6
名义厚度/mm
Sn=40
有效厚度/mm
38.2
液压试验/MPa
211.5
封头曲面深度Hf/mm
950
形状系数
计算厚度Sc/mm
0.6
最小有效厚度/mm
5.7
名义厚度Sn/mm
有效厚度S1/mm
5.2
液压试验许用应力/MPa
筒体质量/kg
84861.35
封头质量/kg
1255.59
筒体总质量/kg
8610.95
塔盘的单位面积重量/N/㎡
750
塔盘数(个)
塔盘总质量/kg
34717.8
裙座高度/m
估计裙座质量/kg
34428.8
塔上其余附件质量/kg
2000
附件总质量/kg
36428.8
空塔总质量/kg
157253.6
全塔操作质量/kg
205662.7
全塔水压时的总质量/kg
436434.8
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