文件設備設計說明書

2015年“華東科技-三井化學杯”第九屆大學生化工設計競賽設備設計說明書20萬噸乙二醇清潔生產(chǎn)項目隊長：劉敏指導老師：雷洪隊員：吳萌賴芳耿鵬程2015年“華東科技-三井化學杯”第九屆大學生化工設計競賽設備設計說明書20萬噸乙二醇清潔生產(chǎn)項目隊長：劉敏指導老師：雷洪隊員：吳萌賴芳耿鵬程車奇軍目錄第一章管道設計與布置 5設計依據(jù) 5管道直徑的計算 5管道分級目錄第一章管道設計與布置 5設計依據(jù) 5管道直徑的計算 5管道分級 5設計條件的確定 61.4.1.................................................................................................61.4.2設計溫度 7管道布置設計 7管路設計一般原則 7管道敷設的原則及要求 8管道布置應考慮的因素 8物料因素 8施工、操作及維修 10安全生產(chǎn) 10其他因素 10單元設備的管道布置 11泵的管道布置 11換熱器的管道布置 11塔的管道布置 11壓縮機的管道布置 12立式容器的管道布置 12管廊管道布置 12其他管道布置 13管道支吊架的選用 14第二章乙二醇-碳酸乙烯酯精餾塔設計 15設計任務的條件 15設計計算 15設計方案的確定 15工藝計算 16精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 182.3精餾塔的塔體工藝計算 20塔徑的計算 20精餾塔有效高度的計算 21塔板主要工藝 的計算 21溢流裝置計算 21工藝計算 16精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 182.3精餾塔的塔體工藝計算 20塔徑的計算 20精餾塔有效高度的計算 21塔板主要工藝 的計算 21溢流裝置計算 21塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 22塔板流體力學驗算 23氣相通過浮閥塔板的壓降 232.5.2淹塔 242.5.3霧沫夾帶 242.6塔板負荷性能圖 25第三章?lián)Q熱器設計 29設備設計及選型 29選型依據(jù) 29選型原則 29換熱器的分類 30換熱器的類型及應用 31換熱器選型標準 35換熱器類型 353.1.5.2溫度 36..........................................................................................36的選擇原則 363.1.5.33.1.5.4換熱管 37換熱器命名方法 393.2換熱器(E129)的設計 40換熱器設計任務 40確定設計方案 40工藝設計計算 41其他換熱器的設計和選型 48第四章反應器的設計 49設計概述 49反應器結(jié)構(gòu)設計 49泵選型 52第五章工藝設計計算 41其他換熱器的設計和選型 48第四章反應器的設計 49設計概述 49反應器結(jié)構(gòu)設計 49泵選型 52第五章泵選型基本原則 52泵選型基本依據(jù) 53各類泵的性能參數(shù)及具體選型 53離心泵控制 59儲罐選型 60第六章原料儲罐 60環(huán)氧乙烷儲罐 60碳酸乙烯酯儲罐 606.2儲罐——乙二醇儲罐 606.3儲罐的設計 61附件 64第一章管道設計與布置1.1《管道安全技術檢測規(guī)程》TSG-D001-2009HG/T20546-2009GB50251-2003GB50253-2003SH3012-2000SH3052-2004SH3039-2003GB12158-2006《化工裝置設備布置設計規(guī)定》《輸?shù)拦こ淘O計規(guī)范》《輸油管道工程設計規(guī)范》《石油化工企業(yè)管道布置設計通則》《石油化工配管工程設計圖例》《石油化工企業(yè)非埋地管道抗震設計通則》《防止靜電事故通用導則》1.2管道直徑采用以下計算式：第一章管道設計與布置1.1《管道安全技術檢測規(guī)程》TSG-D001-2009HG/T20546-2009GB50251-2003GB50253-2003SH3012-2000SH3052-2004SH3039-2003GB12158-2006《化工裝置設備布置設計規(guī)定》《輸?shù)拦こ淘O計規(guī)范》《輸油管道工程設計規(guī)范》《石油化工企業(yè)管道布置設計通則》《石油化工配管工程設計圖例》《石油化工企業(yè)非埋地管道抗震設計通則》《防止靜電事故通用導則》1.2管道直徑采用以下計算式：4Vu3600Vud100018.8式中：d—管道內(nèi)徑，mm；V—體積流量，m3/h;u—平均流速，m/s;0.5—2.0m/s8—15m/s40-60m/s。1.3在石油化工裝置中，不同操作參數(shù)和輸送介質(zhì)性質(zhì)的的管道差別很大，其重要程度和的。（SH3059-2001）把管道分成5級51-11.41.4.1石油化工管道及其組成件設計應不低于操作過程中有由內(nèi)壓與溫度組合的最苛刻條件下的。所有與設備或者應不低于設備或容器的設計，并滿足一下要求：（1）設置安全泄壓裝置的管道，其設計之和。應不低于安全泄放與液柱靜（2）沒有設置安全泄壓裝置時，其設計不應低于源可能達到的最高和柱之和。無安全泄壓裝置的離心泵出口管道設計，應取以下兩項較大值離心泵正常吸入 加泵的出口壓差是額定壓差的1.2倍。離心泵的最大吸入加泵的出口壓差。真空管道0.098MPa。6管道級別范圍SHA11-11.41.4.1石油化工管道及其組成件設計應不低于操作過程中有由內(nèi)壓與溫度組合的最苛刻條件下的。所有與設備或者應不低于設備或容器的設計，并滿足一下要求：（1）設置安全泄壓裝置的管道，其設計之和。應不低于安全泄放與液柱靜（2）沒有設置安全泄壓裝置時，其設計不應低于源可能達到的最高和柱之和。無安全泄壓裝置的離心泵出口管道設計，應取以下兩項較大值離心泵正常吸入 加泵的出口壓差是額定壓差的1.2倍。離心泵的最大吸入加泵的出口壓差。真空管道0.098MPa。6管道級別范圍SHA1毒性程度為極度危害介質(zhì)管道（笨管道除外）2毒性程度為高度危害介質(zhì)的丙烯睛，光氣，二硫化碳和氟化氫介質(zhì)管道3設計大于或等于10-0MPa輸送，可燃介質(zhì)管道SHB129丙烯睛光氣二硫化碳和氟化氫管道除外）3A類液化烴SHC其他氣體液體輸送管道1.4.2設計溫度和溫度構(gòu)成的最苛刻的條件要求。不同管道的設計溫度由以下要求確定:1、無隔熱層管道的設計溫度（1）SHA級的管道組成件，應當取介質(zhì)溫度為設計溫度，如取其他溫度作為設計溫度時必須通過計算并通過實驗核實。1.4.2設計溫度和溫度構(gòu)成的最苛刻的條件要求。不同管道的設計溫度由以下要求確定:1、無隔熱層管道的設計溫度（1）SHA級的管道組成件，應當取介質(zhì)溫度為設計溫度，如取其他溫度作為設計溫度時必須通過計算并通過實驗核實。（2）65度時取65度時按下列原則選?。篈、管子、對焊管件、承插焊或?qū)搁y門及其他壁厚與管道相近的組95%介質(zhì)溫度。B、法蘭、墊片及帶法蘭的閥門管件應不低于90%介質(zhì)溫度。C80%介質(zhì)溫度。2、帶外隔熱層得管道應根據(jù)溫度條件對管材的作用后果的嚴重性取介質(zhì)的最高最低工作溫度作為設計溫度。3、帶村里或內(nèi)隔熱層得管道，其基體材料設計溫度應經(jīng)產(chǎn)熱計算或?qū)崪y確定。4、帶夾套會伴熱的管道當工藝溫度高于伴熱介質(zhì)時，取工藝介質(zhì)溫度為設計溫10度和工藝介質(zhì)溫度較高者5、對于安全泄壓管道應取排放時可能出現(xiàn)的最高溫度或最低溫度作為設計溫度。6、要求吹掃的管道應根據(jù)具體條件確定。1.51.5.1(除自然補償或方便安裝、檢修、操作需要之外)，少交叉以減少管架的數(shù)量，節(jié)省管架材料，便于施工。設備間的管道連接，應盡可能地短而直，尤其用合金鋼的管道和工藝要求壓降較小的管道。7（3）當管道改變標高或時，應避免管道形成積聚氣體的“氣袋”或液體的“口袋”和盲腸。如不可避免時應于高點設放空閥，低點設放凈閥。（4）輸送或有腐蝕性介質(zhì)的管道，不得在人行通道上設置閥件、伸縮器、法蘭等，以免法蘭滲漏時介質(zhì)落入人身上而發(fā)生工傷事故。（5）易燃、易爆介質(zhì)的管道，不得敷設在生活間、樓梯間和走廊等處。（6）在有吊車的情況下，管道布置不應妨害吊車工作。的上空；（7）氣體或蒸汽管道應從主管上部引出支管，以減少冷凝液的攜帶；管線要有坡度、以免管內(nèi)或設備內(nèi)積液。（8）由于管法蘭處易泄露，生產(chǎn)管道除與設備接口和法蘭閥門、特殊管件連接處采用法蘭連接外，其他均應采用對焊連接。（9（3）當管道改變標高或時，應避免管道形成積聚氣體的“氣袋”或液體的“口袋”和盲腸。如不可避免時應于高點設放空閥，低點設放凈閥。（4）輸送或有腐蝕性介質(zhì)的管道，不得在人行通道上設置閥件、伸縮器、法蘭等，以免法蘭滲漏時介質(zhì)落入人身上而發(fā)生工傷事故。（5）易燃、易爆介質(zhì)的管道，不得敷設在生活間、樓梯間和走廊等處。（6）在有吊車的情況下，管道布置不應妨害吊車工作。的上空；（7）氣體或蒸汽管道應從主管上部引出支管，以減少冷凝液的攜帶；管線要有坡度、以免管內(nèi)或設備內(nèi)積液。（8）由于管法蘭處易泄露，生產(chǎn)管道除與設備接口和法蘭閥門、特殊管件連接處采用法蘭連接外，其他均應采用對焊連接。（9）不保溫、不保冷的常溫管道除有坡度要求外，一般不設管托。1.5.2（1）敷設難以檢查和維修，所以管道應盡可能地用敷設。（2）管道應成排地集中敷設在管廊、管架或管墩上。管廊的寬度主要由管20%—25%寬度一般不大于9m。（3）全廠性管架或管墩上應留有10%～30%的空位，并考慮其荷重，裝置10%的空位，并考慮其荷重。（4）某些特殊管道，色金屬、、搪瓷、等管道，由于其低的的槽架上，必要時應加以軟質(zhì)材料存墊。（5）管道敷設的坡度不應小于0.002，管道的高、低位點應設置放氣放水裝置。管道布置應考慮的因素物料因素有腐蝕性物料的管道，應布置在平行管道的下方或外側(cè)。易燃、易爆、8和有腐蝕性物料的管道不應敷設在生活區(qū)、樓梯和走廊處，并配置安全閥、防暴膜、阻火器、水封等。防水、防暴裝置、放空管應引至室外指定地方或高出屋面2m以上。冷熱管道盡量布置。不得已時，熱管在上，冷管在下。其保溫層外表面的間距，上下并行時一般不小于0.5m。交叉排列時，不應小于0.25m，保溫材料及保溫層的厚度根據(jù)規(guī)范規(guī)定。管道敷設應有坡度，坡度方向一般均沿著物料方向相反的。坡度一般為1/100～5/1000可至1/100。含固體結(jié)晶的物料管道坡度可至5/100左右。埋地管道及敷設在地溝中的管道，在停止生產(chǎn)時，其積存物料不考慮放盡，可不考慮敷設坡度。有關物料管道的坡度列于表中：1-2物料管道坡度管路布置，除滿足正常生產(chǎn)要求外，還應符合開、停工和處理事故的要求。開停工時，由于有關部分有開，有停，應當設置旁路管道，還應設置開工裝料，停工時排料及不合格的再加工管道，管路應能適應操作變化，避免繁瑣，防止浪費。在蒸汽主管和長距離管線的適當?shù)攸c應分別設置帶疏水器的放水口及膨脹器。為了安全起見，盡量不要把高壓蒸汽直接引入低壓蒸氣系統(tǒng)。必要，應裝減壓閥并在低壓系統(tǒng)上裝安全閥。污水應排放至專門系統(tǒng)，并考慮綜合利用。根據(jù)污水的具體情況，可分別用合流式（即工業(yè)污水、雨水和便溺水全部由一個排出）或分流式（即工業(yè)污水和便溺水由一個排出，雨水和工業(yè)清水則由另一個排出。的污水須經(jīng)處理后，方可排放。9物料坡度物料坡度蒸汽5/1000蒸汽冷凝水3/1000和有腐蝕性物料的管道不應敷設在生活區(qū)、樓梯和走廊處，并配置安全閥、防暴膜、阻火器、水封等。防水、防暴裝置、放空管應引至室外指定地方或高出屋面2m以上。冷熱管道盡量布置。不得已時，熱管在上，冷管在下。其保溫層外表面的間距，上下并行時一般不小于0.5m。交叉排列時，不應小于0.25m，保溫材料及保溫層的厚度根據(jù)規(guī)范規(guī)定。管道敷設應有坡度，坡度方向一般均沿著物料方向相反的。坡度一般為1/100～5/1000可至1/100。含固體結(jié)晶的物料管道坡度可至5/100左右。埋地管道及敷設在地溝中的管道，在停止生產(chǎn)時，其積存物料不考慮放盡，可不考慮敷設坡度。有關物料管道的坡度列于表中：1-2物料管道坡度管路布置，除滿足正常生產(chǎn)要求外，還應符合開、停工和處理事故的要求。開停工時，由于有關部分有開，有停，應當設置旁路管道，還應設置開工裝料，停工時排料及不合格的再加工管道，管路應能適應操作變化，避免繁瑣，防止浪費。在蒸汽主管和長距離管線的適當?shù)攸c應分別設置帶疏水器的放水口及膨脹器。為了安全起見，盡量不要把高壓蒸汽直接引入低壓蒸氣系統(tǒng)。必要，應裝減壓閥并在低壓系統(tǒng)上裝安全閥。污水應排放至專門系統(tǒng)，并考慮綜合利用。根據(jù)污水的具體情況，可分別用合流式（即工業(yè)污水、雨水和便溺水全部由一個排出）或分流式（即工業(yè)污水和便溺水由一個排出，雨水和工業(yè)清水則由另一個排出。的污水須經(jīng)處理后，方可排放。9物料坡度物料坡度蒸汽5/1000蒸汽冷凝水3/1000清水3/1000冷凍水3/1000生產(chǎn)廢水1/1000壓縮空氣，氮氣4/1000真空3/1000真空管線應盡量縮短，避免過多的曲折，使阻力小，達到更大的真空度。還應避免用截止閥，因其阻力大，影響系統(tǒng)的真空度。1.5.3.2施工、操作及維修支管多的管道應布置在并行管的外側(cè)。引支管時，氣體管從上方引出，液體管從下方引出。管道應集中布置，盡量走直線，少拐彎，不要擋門窗和妨礙設備、閥門、管件等的維修；不應妨礙吊車作業(yè)；在行走過道地面2.2m的空間也不應安裝管道。管道應避免出現(xiàn)“氣袋”、“口袋”和“盲腸”。集氣系統(tǒng)的布置應使得蒸汽能方便地向最高點排放。真空管線應盡量縮短，避免過多的曲折，使阻力小，達到更大的真空度。還應避免用截止閥，因其阻力大，影響系統(tǒng)的真空度。1.5.3.2施工、操作及維修支管多的管道應布置在并行管的外側(cè)。引支管時，氣體管從上方引出，液體管從下方引出。管道應集中布置，盡量走直線，少拐彎，不要擋門窗和妨礙設備、閥門、管件等的維修；不應妨礙吊車作業(yè)；在行走過道地面2.2m的空間也不應安裝管道。管道應避免出現(xiàn)“氣袋”、“口袋”和“盲腸”。集氣系統(tǒng)的布置應使得蒸汽能方便地向最高點排放。原則。1.5.3.3安全生產(chǎn)錯且會引起事故的閥門，相互間距要拉開，并涂刷不同顏色。管道通過道路或有負荷地區(qū)，應加保護措施。管道與閥門的重量，不要考慮支撐在設備上（尤其是制設備、非金屬材料設備、硅鐵泵等。1.5.3.4其他因素距離較近的兩設備間，管道一般不應直連，因墊片不宜配準，故難以緊密連接。設備之一未與建筑物固定或有波形伸縮者例外，建議采用45°斜接或90。彎接。管道通過樓板、屋頂或墻時，應安裝一個直徑大的管套，管套應高出樓板，平臺表面50mm。管道布置中應顧及電纜、照明、儀表、暖風等其他管道，應全面考慮，各就各位。101.6單元設備的管道布置1.6.1泵的管道布置（1）泵體不宜承受管道和閥門的重量，故進泵前和出泵后的管道必須設置支持裝置，盡可能做到泵移走時不設臨時支架。（2）吸入管道應盡可能短，少拐彎，并避免突然縮小管徑。（3）吸入管道的直徑不應小于泵的吸。當泵的吸為水平方向時，應配置偏心異徑管，采用的泵的吸為垂直方向，可配置同心異徑管。（4）為防止泵停時物料倒沖，泵的排出管上應設止回閥。止回閥應設在切斷閥之前，停車后將切斷閥關閉，以免止回閥的閥板長期受壓損壞。1.6.2（1）管殼式換熱器工藝管道布置應注意冷熱物流的流向，一般被加熱介質(zhì)（冷流）應由下而上，被冷凝或被冷卻介質(zhì)（熱流）應由上而下。管道距地面或平臺的100mm。1.6單元設備的管道布置1.6.1泵的管道布置（1）泵體不宜承受管道和閥門的重量，故進泵前和出泵后的管道必須設置支持裝置，盡可能做到泵移走時不設臨時支架。（2）吸入管道應盡可能短，少拐彎，并避免突然縮小管徑。（3）吸入管道的直徑不應小于泵的吸。當泵的吸為水平方向時，應配置偏心異徑管，采用的泵的吸為垂直方向，可配置同心異徑管。（4）為防止泵停時物料倒沖，泵的排出管上應設止回閥。止回閥應設在切斷閥之前，停車后將切斷閥關閉，以免止回閥的閥板長期受壓損壞。1.6.2（1）管殼式換熱器工藝管道布置應注意冷熱物流的流向，一般被加熱介質(zhì)（冷流）應由下而上，被冷凝或被冷卻介質(zhì)（熱流）應由上而下。管道距地面或平臺的100mm。（2（管束或內(nèi)管設備的法蘭和閥門自身法蘭的拆卸或安裝。并聯(lián)換熱器的管道應對稱布置，使流量分配均勻。再沸器的降液管和升汽管在熱脹許用應力范圍內(nèi)，應盡可能短而直，減少彎頭數(shù)量，以減少壓降。1.6.3塔的管道布置（1）進料、出料、回流等管口方位應遵循管路最短原則，主要由塔的結(jié)構(gòu)及冷凝器、回流罐、再沸器等設備的位置決定。塔頂氣體管道應從塔頂引出在塔的側(cè)面垂直向下布置。沿塔鋪設管道時，管道支架應設在管道熱應力最小處附近位置上，當塔徑較小而塔較高時，塔體一般置于鋼架結(jié)構(gòu)中，這時塔的管道就不傍塔設置，而置于鋼架的外側(cè)為宜。（4）為避免操作在泄漏物料時躲不及而造成事故，塔底管道的法蘭和11安裝相應的裝料管道。（5）為使閥門關閉后無積液，上述這些管道上的閥門應直接與塔體開口相接，塔體側(cè)面管道一般有回流、進料、側(cè)線抽出、汽提蒸汽、再沸器和返回管道等，進（出）料管道在同一角度有兩個以上的進（出）料開口時，不應采用剛性連接，而應采用柔性連接。1.6.4壓縮機的管道布置（1）壓縮機的管道布置，在滿足熱補償和壓縮機管嘴容許的條件下，應盡量減少彎頭數(shù)量，以減少壓降。（2）均應設置切斷閥，出口管道上設置止回閥，以防止壓縮機切換或事故停機時物流倒回機體內(nèi)。（3）壓縮機應盡量靠近上游設備，使壓縮機管道短而口管道應從總管頂部接出，并設置人孔或可拆卸短節(jié)；當吸入介質(zhì)為飽和氣體時，管道應保溫或伴熱。1.6.5立式容器的管道布置（1）容器底部排出管道沿墻鋪設離墻距離應小些，可節(jié)省占地面積，設備間距要求大些，以便操作切換閥門與檢修。（2）排出管在設備前引出。設備間距離及設備離墻距離均可以小些，排出管通過閥門后一般應立即引至，使管道走地溝或樓面下。（3）排出管在設備底中心引入，適用于設備底部離地面較高，有足夠距離可以安裝和操作閥門，這樣鋪設高度短，占地面積小，布置緊湊。（4安裝相應的裝料管道。（5）為使閥門關閉后無積液，上述這些管道上的閥門應直接與塔體開口相接，塔體側(cè)面管道一般有回流、進料、側(cè)線抽出、汽提蒸汽、再沸器和返回管道等，進（出）料管道在同一角度有兩個以上的進（出）料開口時，不應采用剛性連接，而應采用柔性連接。1.6.4壓縮機的管道布置（1）壓縮機的管道布置，在滿足熱補償和壓縮機管嘴容許的條件下，應盡量減少彎頭數(shù)量，以減少壓降。（2）均應設置切斷閥，出口管道上設置止回閥，以防止壓縮機切換或事故停機時物流倒回機體內(nèi)。（3）壓縮機應盡量靠近上游設備，使壓縮機管道短而口管道應從總管頂部接出，并設置人孔或可拆卸短節(jié)；當吸入介質(zhì)為飽和氣體時，管道應保溫或伴熱。1.6.5立式容器的管道布置（1）容器底部排出管道沿墻鋪設離墻距離應小些，可節(jié)省占地面積，設備間距要求大些，以便操作切換閥門與檢修。（2）排出管在設備前引出。設備間距離及設備離墻距離均可以小些，排出管通過閥門后一般應立即引至，使管道走地溝或樓面下。（3）排出管在設備底中心引入，適用于設備底部離地面較高，有足夠距離可以安裝和操作閥門，這樣鋪設高度短，占地面積小，布置緊湊。（4）臥式槽的進、出料口位置應分別在兩端，一般進料在頂部、出料在底部，進入容器的管道鋪設在設備前部。1.6.6敷設在管廊上的管道種類有：公用管道、公用工程管道、儀表管道及電纜。（1）一般設備的平面布置都是在管廊的兩側(cè)按工藝流程順序布置的，因而與管廊左側(cè)設備的管道布置在管廊的左側(cè)而與右側(cè)設備的管道布置在12管廊的右側(cè)。管廊的中部宜布置公用工程管道。（2）大直徑輸送液體的重管道應布置在靠近管架柱子的位置或布置在管架柱子的上方，以使管架的梁承受較小的彎矩。小直徑的輕管道，宜布置在管架的部位。（3）對于雙層管廊，氣體管道、熱的管道宜布置在上層，液體、冷物流、（4）在支管根部設有切斷閥的蒸汽、熱載體油等公用工程管道，其位置應便于設置閥門操作平臺。（5）低溫冷凍管道，液化石油熱管道上方或緊靠不保溫的熱管道。道和其他應避免受熱的管道不宜布置在（6）個別大直徑管道進入管廊改變標高有道應布置在管廊的邊緣。時可以平拐進入，此時該管（7）管廊在進出裝置處通常集中有較多的閥門，應設置操作平臺，平臺宜位于管道的上方。必要時沿管廊也應設操作檢修通道。（8）沿管廊兩側(cè)柱子的外側(cè)，通常布置調(diào)節(jié)閥組、伴熱蒸汽分配站、凝結(jié)水收集站及取樣冷卻器、過濾器等小型設備。管廊的右側(cè)。管廊的中部宜布置公用工程管道。（2）大直徑輸送液體的重管道應布置在靠近管架柱子的位置或布置在管架柱子的上方，以使管架的梁承受較小的彎矩。小直徑的輕管道，宜布置在管架的部位。（3）對于雙層管廊，氣體管道、熱的管道宜布置在上層，液體、冷物流、（4）在支管根部設有切斷閥的蒸汽、熱載體油等公用工程管道，其位置應便于設置閥門操作平臺。（5）低溫冷凍管道，液化石油熱管道上方或緊靠不保溫的熱管道。道和其他應避免受熱的管道不宜布置在（6）個別大直徑管道進入管廊改變標高有道應布置在管廊的邊緣。時可以平拐進入，此時該管（7）管廊在進出裝置處通常集中有較多的閥門，應設置操作平臺，平臺宜位于管道的上方。必要時沿管廊也應設操作檢修通道。（8）沿管廊兩側(cè)柱子的外側(cè)，通常布置調(diào)節(jié)閥組、伴熱蒸汽分配站、凝結(jié)水收集站及取樣冷卻器、過濾器等小型設備。（9）在布置管廊的管道時，要同儀表專業(yè)協(xié)商為儀表槽架留好位置。當裝置內(nèi)的電纜槽架敷設時，也要氣專業(yè)協(xié)商并為電纜槽架留好位置。1.6.7（1）管道最高點設置放氣閥，最低點設置放凈閥，排放管道閥門靠近主管設備放空排氣閥門最好應與設備本體直接。（2）排放易燃易爆的氣體管道上應設置阻火器，室外容器的排道上的阻火器應放置在排 接口（與設備相接的口）500mm處，室內(nèi)容器的排氣必1m。（3）管路上設置取樣點時，應選擇便于操作、取出樣品有代表性、真實性的位置。131.7定型管架包括十大類：管托、管卡；管吊；型鋼吊架；柱架；墻架；平管支架；彎管支架；立管支架；大管支承的管架；彈簧托、彈簧吊和彈簧吊架。管道支吊架的選用原則，一般有以下幾點：（1）在選用管道支吊架時，應按照支撐點所承受的荷載大小和方向、管道（2）管托和管吊。（1.7定型管架包括十大類：管托、管卡；管吊；型鋼吊架；柱架；墻架；平管支架；彎管支架；立管支架；大管支承的管架；彈簧托、彈簧吊和彈簧吊架。管道支吊架的選用原則，一般有以下幾點：（1）在選用管道支吊架時，應按照支撐點所承受的荷載大小和方向、管道（2）管托和管吊。（3）焊接型的管托、管吊比卡箍型的管托、管吊省鋼材，且制作簡單，施工方便。應盡量采用焊接型的管托和管吊。（4以保證管道只沿著軸向位移。（5）當滑到管架梁下。鋪設的管道熱漲量超過100mm時，應選用加長管托，以免管托14-碳酸乙烯酯精餾塔設計2.1（1）原料液含G861%（質(zhì)量分數(shù)，下同，其余為（2）EG99.8%EG-碳酸乙烯酯精餾塔設計2.1（1）原料液含G861%（質(zhì)量分數(shù)，下同，其余為（2）EG99.8%EG0.46%20.81799.9%EG操作條件精餾塔的塔頂111.43Kpa泡點進料，q=1R=0.418101.3Kpa0.70Kpa進料狀態(tài)回流比加熱蒸汽單板壓降設備型式為浮閥塔（F1型）廠址位于重慶長壽300天/年，24h連續(xù)運行重慶長壽地區(qū)夏天水溫為20~25℃重慶長壽地區(qū)大氣壓為98.2Kpa2.22.2.1本設計任務為分離EG和EC的混合物，對于二元混合物，采用加壓的連續(xù)精餾裝置。采用泡點進料，將原液通過加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸冷卻器后送入儲罐，EC質(zhì)量分數(shù)為95.3%也作為，塔釜采用間接加熱方式，EC為塔底經(jīng)冷卻裝儲罐。152.2.21、EG-EC近似為理想體系，經(jīng)Aspen模擬確定回流比為R=0.418。采用泡點進料，q=1，則有qn,v’=qn2.2.21、EG-EC近似為理想體系，經(jīng)Aspen模擬確定回流比為R=0.418。采用泡點進料，q=1，則有qn,v’=qn,v=qn,v0=(R+1)qn,D=1.418qn,Dqn,L’=qn,L+qn,F=Rqn,D+qn,F2、物料衡算原料液及塔頂、塔底的摩爾分率如下：EG的摩爾質(zhì)量mA=62.07kg/kmol，ECmB=88.06kg/kmolAspen模擬得：XF=0.897XD=0.998Xw=0.065qn,F=523.1kmol/h總物料衡算：qn,F=qn,W+qn,D易揮發(fā)組分衡算：qn,FXFqn,WXwqn,DXD聯(lián)立上兩式解得：qn,W=54.98kmol/hqn,D=468.12kmol/hqn,V0=663.8kmol/h3、塔板數(shù)的確定精餾塔的氣液相負荷qn,L=Rqn,D=0.418×468.12=195.7kmol/hqn,L’=qnL+qn,F=195.7+523.1=718.8kmol/hqn,v=(R+1)qn,D=qn,v=663.8kmol/h回收率EG的回收率：η=????,??????×100%=99.6%????,??????（3）由Aspen模擬的板數(shù)如下：總板數(shù)N=32（包括再沸器）16進料位置NF=19精餾段的實際板層數(shù)N精=18提餾段的實際板層數(shù)N提=14（包括塔釜）（4）塔板總效率估算①操作計算塔頂操作 每層塔板壓降：ΔP=0.7Kpa塔底操作：PW=PD+32×0.7=133.83Kpa進料壓強：PF=111.43+19×0.7=124.73Kpa進料位置NF=19精餾段的實際板層數(shù)N精=18提餾段的實際板層數(shù)N提=14（包括塔釜）（4）塔板總效率估算①操作計算塔頂操作 每層塔板壓降：ΔP=0.7Kpa塔底操作：PW=PD+32×0.7=133.83Kpa進料壓強：PF=111.43+19×0.7=124.73Kpa操作溫度計算：查EG—EC平均數(shù)據(jù)，得：②tF=204.9℃tD=199.83℃tW=249.28℃精餾段平均溫度：t1=????+????=202.37℃2提餾段平均溫度：t2=????+????=227.1℃2tm=????+????=227.1℃2③黏度的計算在tm=227.1℃，查得μEG=1.23,mpa·sμB=1.01mpa·s則μz=ΣXiμzi=0.897×1.23+（1-0.897）×1.01=1.21mpa·s相對揮發(fā)度計算④塔頂相對揮發(fā)度：α=????，D=2.3074D??????,??塔底相對揮發(fā)度：αW=????,??=2.2412??????,??平均相對揮發(fā)度：α=√αD·αw=2.744塔板總效率的估算，根據(jù)ET’=0.49(αμL)-0.245，求得：ET’=0.5364且｜T’—T｜=036（<1，所以假設成立。⑤172.2.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算1、操作塔頂操作每層塔板壓降：ΔP=0.7Kpa進料板壓降：PF=111.43+0.7×19=124.73Kpa精餾段平均壓降：Pm=（111.43+124.73）/2=118.08Kpa2、操作溫度2.2.3精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算1、操作塔頂操作每層塔板壓降：ΔP=0.7Kpa進料板壓降：PF=111.43+0.7×19=124.73Kpa精餾段平均壓降：Pm=（111.43+124.73）/2=118.08Kpa2、操作溫度依據(jù)操作，由泡點方程通過試差法據(jù)算出泡點溫度，其中EG-EC的飽Aspen模擬數(shù)據(jù)如下：塔頂溫度：tD=199.83℃進料板溫度：tF=204.9℃塔釜溫度tw=249.28℃精餾段平局溫度：tm1=????+????=202.37℃2提餾段平均溫度：tm2=????+????=227.1℃23、平均摩爾質(zhì)量塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量計算XD=y1=0.998，EG摩爾質(zhì)量62.07，EC88.06kg/kmolAspen有關物性m1=0.998×62.07+(1-0.998)×88.06=62.12kg/kmol進料板混合物平均摩爾質(zhì)量計算。XF=0.898m2=0.898×62.07+（1-0.898）×88.06=64.72kg/kmol塔底混合物的平均摩爾質(zhì)量：由XA=0.065，XB=0.935m3=62.07×0.065+88.06×0.935=86.37kg/kmol精餾段混合物平均摩爾質(zhì)量：=1+2=634kkol2提餾段混合物平均摩爾質(zhì)量：=23=755kkol2184、精餾段的平均密度（1）氣相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算ρvm=??????vm= 118.08×63.42 =1.895kg/m3?????? 1（2）液相平均密度：依=Σwi/pi計算????塔頂液相平均密度。由tD=199.83℃，查手冊得ρEG=1.21×103kg/m3PEC=1.322×103kg/m34、精餾段的平均密度（1）氣相平均密度：由理想氣體狀態(tài)方程計算ρvm=??????vm= 118.08×63.42 =1.895kg/m3?????? 1（2）液相平均密度：依=Σwi/pi計算????塔頂液相平均密度。由tD=199.83℃，查手冊得ρEG=1.21×103kg/m3PEC=1.322×103kg/m3①1=1200kg/m3PL,Dm=進料板液相平均密度。tF=204.9℃，查手冊得ρEG=1.08×103kg/m3ρEC=1.25×103kg/m3進料板也想的質(zhì)量分數(shù)：②wA=0.8981=1095.2kg/m3PL,Fm=③精餾段液相平均密度：5.2）=1147.6kg/m3ρF=Lm25、液體平均表面張力計算（1）塔頂液相平均表面張力的計算當EG的質(zhì)量分數(shù)為99.8%時，σ20℃=47.1×10-3N/m（查化工原理上冊附件表372℃，EC584℃混合液體的臨界溫度為：TMCD=ΣxiTic=0.998×372+0.002×584=372.5℃σ將混合液體的臨界溫度帶入??D=（）????cD+??25℃372.5℃?199.83℃1.2=（）解得σtD=20.0×10-3N/m（2）進料板液相平均表面張力的計算。EG86.1%σ20℃=406×103NmEG的臨界溫度為372℃，EC584℃。19TMCF=ΣxiTic=0.898×372+0.122×584℃=405.3℃將混合液體的臨界溫度帶入????，F(xiàn)=（?????????????）1。2=1。2（）???????????20℃σ20℃解得：σt,F=18.53×10-3N/m(3)精餾段液相的平均表面張力計算σLm=(20.0+18.53)×10-3/2=19.2×10-3N/m2.3計算2.3.1精餾段的氣液相體積流率為??，v?? TMCF=ΣxiTic=0.898×372+0.122×584℃=405.3℃將混合液體的臨界溫度帶入????，F(xiàn)=（?????????????）1。2=1。2（）???????????20℃σ20℃解得：σt,F=18.53×10-3N/m(3)精餾段液相的平均表面張力計算σLm=(20.0+18.53)×10-3/2=19.2×10-3N/m2.3計算2.3.1精餾段的氣液相體積流率為??，v?? 3??vmq，v===4.17m/sv3600??vm ??，L?? ??????3q，L===0.003m/sv3600?????? 3600×1147Umax=C√ρl·ρv[c（3—40）]c20??v由圖3-3查?。ㄊ访芩龟P聯(lián)圖）圖的橫坐標為：11）2=0.0239??′v，L??0.003×36001147×（??）2=×（??′v，V????4.17×36001.895板間距HT=0.5m，板上液層高度hc=0.1m。HT—hc=0.5—0.1=0.4m3—3得c20=0.08210.2 0.2l=c（????）=0.0821×（19.2） =0.0935202020Umax=c√??L?ρv=0.0935×√1147?1.895=2.298m/s??v1.895取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：u=0.6umax=0.6×2.298=1.379m/s20D=√4????，v=√4×4.17=1.96m??u 3.14×1.379按標準塔徑圓整后為D=2m塔截面積為AT=1πD2=??×22=3.14m244實際空塔氣速為：u=????，v=4.17=1.33m/s???? 3.142.3.2精餾段有效高度為：Z精=（N精—D=√4????，v=√4×4.17=1.96m??u 3.14×1.379按標準塔徑圓整后為D=2m塔截面積為AT=1πD2=??×22=3.14m244實際空塔氣速為：u=????，v=4.17=1.33m/s???? 3.142.3.2精餾段有效高度為：Z精=（N精—4）HT=（19—4）×0.5=7.5m提餾段有效高度為：Z提=（N提—2）HT=（13—2）×0.5=5.5m在進料板上方開一個孔，在精餾段設1個孔，在提餾段設一個孔，分別是在10、19、26塊板的上方設置孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為ZZ精+Z提+0.8×3=5.5+7.5+0.8×3=15.4m2.4的計算2.4.1因塔徑D=2m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤，不設進口堰，各項計算如下：（1）堰長LwLw=0.66D=0.66×2=1.32m（2）溢流堰高度hw，由hw=hL—how選用平直堰，堰上液層高度how依下式計算，即：2.84??’，LE（?? ），近似取E=1how=1000????0.003×36002.84則how= ×1×（）=0.0665m10001.32取板上液層高度hL=0.1m故hw=hL—how=0.1—0.0665=0.0335m（3）弓形降液管高度wd和截面積f由??=066查圖3—??21得：????=0.0722，??d=0.124。??????故Af=0.0722AT=0.0722×3.14=0.227m2Wd=0.124D=0.124×2=0.248m依341Q=3600????????=3600×0.227×0.5=37.83（s）[>5（s）]????‘,??0.003×3600故降液管設計合理（4）降液管底隙高度h0??‘，L ??3600×??????0’h=0取u0’=0.09m/s得：????=0.0722，??d=0.124。??????故Af=0.0722AT=0.0722×3.14=0.227m2Wd=0.124D=0.124×2=0.248m依341Q=3600????????=3600×0.227×0.5=37.83（s）[>5（s）]????‘,??0.003×3600故降液管設計合理（4）降液管底隙高度h0??‘，L ??3600×??????0’h=0取u0’=0.09m/s，則 ??‘，L 3600×0.003??h===0.025m03600×????×??0’3600×0.32×0.09hW—h0=0.0335-0.025=0.0085故降液管底隙高度設計合理[>0.006(m)]2.4.2取閥孔動能因數(shù)F0=1，用式（3—470，即U0=??0=12=8.79m/s√??v√1.895依式（3-48）求每層塔板上的浮閥數(shù)，即4.17=397??do2??0??×8.79×0.039244取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m，破沫區(qū)寬度ws=0.07m依式（3-45）計算塔板上的XX泡區(qū)面積，即Aa=2[x√??2???2+πR2sin-1??]（）180°??R=??2—wc=-0.06=0.94m2 2X=??-(wd+ws)=1-(0.248+0.07)=0.91m222Ad=2[0.91×√0.942?0.912+ ×0.942sin-1（0.91π]=2.76m2）180°0.94浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。同一橫拍的孔心距t=75mm=0.075m則可接下式估算排間距t’，即t’=????=2.76=0.0971m=97.1mmNt397×0.075占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不易采用98mm，而應小于此值，故取t’=80mm，按t=98mm，t’80以等腰三角形叉排方式作圖，閥數(shù)397個，取400個。按N=400重新核算孔速及閥孔動能因素：??，v 4.17 ??U===8.730??do2????×0.0392×40044F0=U0Ad=2[0.91×√0.942?0.912+ ×0.942sin-1（0.91π]=2.76m2）180°0.94浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。同一橫拍的孔心距t=75mm=0.075m則可接下式估算排間距t’，即t’=????=2.76=0.0971m=97.1mmNt397×0.075占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不易采用98mm，而應小于此值，故取t’=80mm，按t=98mm，t’80以等腰三角形叉排方式作圖，閥數(shù)397個，取400個。按N=400重新核算孔速及閥孔動能因素：??，v 4.17 ??U===8.730??do2????×0.0392×40044F0=U0√??v=8.73×√1.985=11.5閥孔動能因素變化不大，仍在9—12范圍內(nèi)塔板開孔率??=1.379×100%=15.8%??0 2.732.52.5.1可根據(jù)（3—49）計算塔板壓降，即hp=hc+h1+hσ（1）干板阻力由（3—52）計算，即73.173.1u0c=（ ）=（1.895）=7.21m/s??vUo>Uoc則hc按式（3-51）計算28.732???? ??v1.895h=5.34=5.34×=0.0343m×2??×c??L2×9.811147.6（2）hL，本設備為分離EGEC。EC，取ε0=0.5，即ht=ε0hL=0.5×0.1=0.05m23（3）克服表面張力所造成的阻力h0，本設計采用浮閥塔，h0很小，可忽略因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹閔p=he+hl=0.05+0.0343=0.0843m單板壓降：ΔPp=hpρLg=0.0843×1147.6×9.81=971.4pa2.5.2為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≤?（HT（3）克服表面張力所造成的阻力h0，本設計采用浮閥塔，h0很小，可忽略因此氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹閔p=he+hl=0.05+0.0343=0.0843m單板壓降：ΔPp=hpρLg=0.0843×1147.6×9.81=971.4pa2.5.2為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度Hd≤?（HT+hW）,Hd計算如下：Hd=hp+hl+hd與氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨萮p=0.0843m液體通過降液管的壓頭的損失hd，因不設進口堰，故（1）（2）hd=0.153（????,?? =0.153×（）20.003）2=0.00126m?????0h1hL=0.1m0.025×1.32（3）則HdhphL+hd=0.0843+0.1+0.00126=0.186m取=0.5，HT=0.5，hw=0.0335則?（HT+hw）=0.5×（0.5+0.0335）=0.267m可見Hd＜?（HT+hw）,符合防淹塔的要求。2.5.3計算泛點率F1，即??v????,v√ ρL?ρvF1=×100%????????????v????,v√?0.78??????????或F=×100%1板上液體流經(jīng)長高ZL=D-2Wd=2-2×0.248=1.504m板上液流面積Ab=AT-2Af=3.14-2×0.227=2.686m2查表3-3《化工原理課程設計》K=13-10可知CF=0.124244.17×√ 1.895 1174.6?1.895F1=×100%=52.3%又接如下計算:ρv????，v√??L?ρvF1=×100%0.78×????????4.17√ 1.895 1174.6?1.895==62.3%計算出的泛點率都在80%ρV＜0.1kg1kg汽的要求。2.6??v????,v√ 按F1=代入已知量，得出qv,v-qv,L可作負荷性能圖中的霧??????????沫夾帶線按泛點率=80%計算??4.17×√ 1.895 1174.6?1.895F1=×100%=52.3%又接如下計算:ρv????，v√??L?ρvF1=×100%0.78×????????4.17√ 1.895 1174.6?1.895==62.3%計算出的泛點率都在80%ρV＜0.1kg1kg汽的要求。2.6??v????,v√ 按F1=代入已知量，得出qv,v-qv,L可作負荷性能圖中的霧??????????沫夾帶線按泛點率=80%計算????,v√ 1.895 +1.36×qv,l×1.5041147.6?1.895=0.8整理得：0.0402qv,v+2.045qv,L=0.266或qv,L=6.602-50.76qv,L霧沫夾帶線為直線，取在操作范圍內(nèi)任取兩個值qv,L即算出相應的qv,v值在下列表中2-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)1、液泛線由?（HT+hw）=hp+hc+hd=hc+hl+h6+hL+hd確定，忽略h6項，由以上的公式及數(shù)據(jù)代入得：2??????,??2.843600??,L??0?? 2?? ?（ε+h）=5.34 +0.153( )+（Hε）[h+ E（）T w0 w????2?????????1000????25qv，L/（m3/s）0.0010.002qv,v/(m3/s)6.556.50因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)一定，則HT，hw，ho，ρv，ρl，ε0及?等均為Uoqv,v又有如下關系：??，v??u=Ndo也為定值，因此上式簡化為:o??????2??4qv,v2=101.4-65654.2qv,L2—355.5qv,L2/3qv,Lqv,q值。（因物系一定，塔板結(jié)構(gòu)一定，則HT，hw，ho，ρv，ρl，ε0及?等均為Uoqv,v又有如下關系：??，v??u=Ndo也為定值，因此上式簡化為:o??????2??4qv,v2=101.4-65654.2qv,L2—355.5qv,L2/3qv,Lqv,q值。（7）2-2液泛線數(shù)據(jù)2、液相負荷上限線液體的最大流量應保證在降液管中停留液體在降液管內(nèi)停留時間Q=3600??f????=3~5s????′,??求出上限液體流量v,L值（常數(shù)，在vv-v,L圖上，液相負荷上限線為qv,v無關的豎直線。以Q=5s作為液體在降液管中停留的時間下限，則（q,L）=????????=0.227×0.5=0.0227（m3/s）（8）v max553、漏液線對于F1型重閥，按F0=Uo√??v=5計算，則uo= ，又知qv,v=πdo2Nuo，即55??v4qvv=πdo2 ，do,N,ρv均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負荷qv,v的下限54 √??v值，據(jù)此做出與液相流量無關的水平漏液線以Fo=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則（qv,v）min=πdo2Nuo=πdo2N =π 0.0392×400××5=1.735m3/s（9）44√??v4√1.8954、液相負荷下限線取上液層高度how=0.006m作液相負荷下限條件，依下列how的計算式3600（qv,L）2.842/3E[ ??????]how=1000????計算出qv,L的下限值，以此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關26qv,L/（m3/s）0.00060.024qv,v/(m3/s)9.936.023的豎直直2.84E[3600（????,L）??????]2/3=0.0061000取E=1，則????0.006×1000????0.006×10001.323（????,L）=（）=（）=0.00113m/s(10)的豎直直2.84E[3600（????,L）??????]2/3=0.0061000取E=1，則????0.006×1000????0.006×10001.323（????,L）=（）=（）=0.00113m/s(10)??????2.84×136002.84×13600由附表4、附表5及（8）~（10）可作出塔板負荷性能圖上的①~⑤共5條線，見作圖。2-1由塔板負荷性能圖可以看出：①（設計點中位置。②塔板的氣相符合上限完全由霧沫夾帶控制（qv,v）max=65.45m3/s氣相負荷下限（????,v） =1.74m3/s??????所以操作彈性=6.345=3.761.74將計算結(jié)果匯總列于下表表2-3中272-3浮閥塔板工藝設計結(jié)果28項目數(shù)值及說明備注塔徑D/m2板間距HT/m0.5塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.379堰長Lw/m1.32hw/m0.0335板上液層高度hL/m0.1降液管底隙高h0/m0.025浮閥數(shù)N/個400等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)8.79閥孔動能因素F011.5臨界閥孔氣速uol/(m/s)7.21t/m0.075指同樣以橫排的孔心距t’/m80指相鄰兩橫排的中心線距離單板壓降△Pp/pa971.4液體在降液管內(nèi)停留時間37.832-3浮閥塔板工藝設計結(jié)果28項目數(shù)值及說明備注塔徑D/m2板間距HT/m0.5塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.379堰長Lw/m1.32hw/m0.0335板上液層高度hL/m0.1降液管底隙高h0/m0.025浮閥數(shù)N/個400等腰三角形叉排閥孔氣速u0/(m/s)8.79閥孔動能因素F011.5臨界閥孔氣速uol/(m/s)7.21t/m0.075指同樣以橫排的孔心距t’/m80指相鄰兩橫排的中心線距離單板壓降△Pp/pa971.4液體在降液管內(nèi)停留時間37.83降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.1861%52.3氣相負荷上限(qv,v)max6.545霧沫夾帶控制氣相負荷下限(qv,v)min1.74漏液控制操作彈性3.76第三章?lián)Q熱器設計3.13.1.1選型依據(jù)《石油化工設備設計選用手冊--換熱器》2009-11990-5-9GB150-1998GB151-2012《容器安全技術監(jiān)察規(guī)程》《鋼制容器》《管殼式換熱器》《化工容器及設備簡明設計手冊》3.1.2選型原則時所需要考慮的因素是多方面的，主要有一下幾個方面:熱負荷及流量大小流體的性質(zhì)溫度、及其允許壓降的范圍、維修方面的要求設備結(jié)構(gòu)、材料、、重量設備價格、使用安全性與在換熱器選型過程中，除考慮上述因素外，還應對材料的結(jié)構(gòu)強度、材料的來源、加工條件、密封性、安全性等方面加以考慮。這些又常常是相互制約、相互影響的，所以通過設計的優(yōu)化來加以解決。針對不同的工藝條件及操作工況，第三章?lián)Q熱器設計3.13.1.1選型依據(jù)《石油化工設備設計選用手冊--換熱器》2009-11990-5-9GB150-1998GB151-2012《容器安全技術監(jiān)察規(guī)程》《鋼制容器》《管殼式換熱器》《化工容器及設備簡明設計手冊》3.1.2選型原則時所需要考慮的因素是多方面的，主要有一下幾個方面:熱負荷及流量大小流體的性質(zhì)溫度、及其允許壓降的范圍、維修方面的要求設備結(jié)構(gòu)、材料、、重量設備價格、使用安全性與在換熱器選型過程中，除考慮上述因素外，還應對材料的結(jié)構(gòu)強度、材料的來源、加工條件、密封性、安全性等方面加以考慮。這些又常常是相互制約、相互影響的，所以通過設計的優(yōu)化來加以解決。針對不同的工藝條件及操作工況，我們有時使用特殊型式的換熱器或特殊的換熱管，以降低成本。所以，這就需要工藝過程的能量消耗。對工程技術而言，在設計換熱器時，要對于換熱器型29設計方案。3.1.3換熱器的分類如下表3-2所示。3-1換熱器的分類30管式殼式管板式剛性結(jié)構(gòu)：用于管殼溫差較小的情況(一般≤50°C)，管間不能帶膨脹節(jié)：有一定的溫度補償能力，殼程只能承受較低浮頭式管內(nèi)外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合U型管式管內(nèi)外均能承受高壓，管內(nèi) 及檢修填料函式易爆易燃及 較高的介質(zhì)內(nèi)填料函：密封性能差，只能用于壓差較小設計方案。3.1.3換熱器的分類如下表3-2所示。3-1換熱器的分類30管式殼式管板式剛性結(jié)構(gòu)：用于管殼溫差較小的情況(一般≤50°C)，管間不能帶膨脹節(jié)：有一定的溫度補償能力，殼程只能承受較低浮頭式管內(nèi)外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合U型管式管內(nèi)外均能承受高壓，管內(nèi) 及檢修填料函式易爆易燃及 較高的介質(zhì)內(nèi)填料函：密封性能差，只能用于壓差較小的場合釜式殼體上都有個蒸發(fā)空間，用于蒸汽與液相分離管式雙套管式結(jié)構(gòu)比較復雜，主要用于高溫高壓場合，或固定床反應器中套管式能逆流操作，用于傳熱面較小的冷卻器、冷凝器或預熱器旋管式浸沒式用于管內(nèi)流體的冷卻、冷凝，或者管外流體的加熱式只用于管內(nèi)流體的冷卻或冷凝板式板式拆洗方便，傳熱面能調(diào)整，主要用于粘性較大的液體間換熱螺旋板可進行嚴格的逆流操作，有自潔作用，可回收低溫熱能3.1.4換熱器的類型及應用如表3-2所示。3-2換熱器的類型及應用31Types積Size(mP2P)溫度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cmP2P)MaterialFeaturesand3.1.4換熱器的類型及應用如表3-2所示。3-2換熱器的類型及應用31Types積Size(mP2P)溫度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cmP2P)MaterialFeaturesandApplication1．管殼式換熱器管殼式(標準型)S&T≤5000-270≤t≤1650600這種類型的換熱器被廣泛可靠。可以通過采用特殊類型的換熱管來提高其傳熱性能。傘板式易堵，要求流體干凈板殼式板束類似于管束，可抽出 檢修， 不能太高擴展表面式板翅式結(jié)構(gòu)十分緊湊，傳熱效率高，流體阻力大管翅式適用于氣體和液體之間傳熱，傳熱效率高，用于化工、動力、空調(diào)、制冷工業(yè)蓄熱式旋式盤式傳熱效率高，用于高溫煙氣冷卻等鼓式用于空氣預熱器等定格式緊湊式適用于低溫到高溫的各種條件湊式可用于高溫及腐蝕性氣體場合32折流桿式rodbaffle≤5000-100≤t≤600300通過折流桿支承換熱管來消除振動。由于殼側(cè)是縱向的、和有規(guī)律的，因此損失較小，適用于允許壓降小的氣液或氣體系統(tǒng)。Multitube≤50-100≤t≤600300因為純逆流，故具有較好的傳熱推動力32折流桿式rodbaffle≤5000-100≤t≤600300通過折流桿支承換熱管來消除振動。由于殼側(cè)是縱向的、和有規(guī)律的，因此損失較小，適用于允許壓降小的氣液或氣體系統(tǒng)。Multitube≤50-100≤t≤600300因為純逆流，故具有較好的傳熱推動力,當換熱面積相對比較小并且兩流體溫度交叉時，可考慮采用此型式。另外，若殼側(cè)傳熱不好，可使用翅片管來強化傳熱。coiledtube≤2000-260≤t≤600200銅鋁、不 銹鋼、碳鋼在低溫系統(tǒng)中，因不宜采用鋁材板翅式換熱器，而經(jīng)常使用蛇管式換熱器。純逆流，傳熱可在兩股以上流體間進行高彈性的結(jié)構(gòu)可以克服熱應力在高溫的氣氣換熱時，可采用不銹鋼材料。2．單管式換熱器doubletube≤10-100≤t≤600300碳鋼(10mP2P20mP2P)般選用套管式換熱器。流維修容易，但是緊湊性較差。Trombone≤100-50≤t≤300300碳鋼也稱作沖洗式，水被從管側(cè)上處噴下，加熱或冷卻管內(nèi)流體經(jīng)常用在利用海水作介質(zhì)的液化石油氣加熱器中。結(jié)構(gòu)簡單并易于維修，但是設備占地面積較大。33蛇管式Coil≤100≤t≤300300碳鋼蛇管式換熱管經(jīng)常 罐中用以加熱或冷卻罐內(nèi)的液體。Types積Size(m2)溫度Temperaturet(°C)(最大)33蛇管式Coil≤100≤t≤300300碳鋼蛇管式換熱管經(jīng)常 罐中用以加熱或冷卻罐內(nèi)的液體。Types積Size(m2)溫度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cm2)Material特點和應用FeaturesandApplication板式plate(gasket)≤2000-40≤t≤20025鈦等結(jié)構(gòu)緊湊，易維修。在液液換熱設備中傳熱系數(shù)也可于氣體冷卻、冷凝或沸騰傳熱。螺旋板式Spiral≤200-90≤t≤40020碳鋼鈦等主要有逆流和錯流兩種形式。當溫度存在交叉時，最好選用逆流形式,而當氣體冷卻或冷凝時,由于錯流損失小，故常采用此形式。另外,要慎重選擇流體的流路盡量避免由于兩股流體流率不平衡而造成的設備傳熱性能的降低。3．翅片式換熱器air_cooled≤2000≤500-60+50)500碳鋼不銹鋼翅片：鋁、碳鋼空冷器和管殼式換熱器相比，安裝面積大，對空冷器需作包括結(jié)構(gòu)價格、耗電等因素在內(nèi)的綜合費用分析。通常當物流出口溫度高于環(huán)境溫度15°C20°C或更高時，使用空冷器較為經(jīng)濟。34platefin≤10000－260≤t≤100(鋁)70鋁銅板翅式換熱器通常用于低溫過程。其傳熱性能好、重量輕、結(jié)構(gòu)緊湊，適應性廣，可用于單相、冷凝器和蒸發(fā)器中對高溫前正逐漸使用材質(zhì)為不銹鋼的板翅式換熱器。對鋁合金制造的板翅式換熱器，可利用其低溫延展性和抗拉性好的特點，特別適用低溫或超低溫場合。heatpipe<34platefin≤10000－260≤t≤100(鋁)70鋁銅板翅式換熱器通常用于低溫過程。其傳熱性能好、重量輕、結(jié)構(gòu)緊湊，適應性廣，可用于單相、冷凝器和蒸發(fā)器中對高溫前正逐漸使用材質(zhì)為不銹鋼的板翅式換熱器。對鋁合金制造的板翅式換熱器，可利用其低溫延展性和抗拉性好的特點，特別適用低溫或超低溫場合。heatpipe<2000-40≤t≤35010碳鋼銅阻力小、體積小、結(jié)構(gòu)緊湊。由于熱管可在熱流體和冷流體兩側(cè)通過增加翅片來擴展受熱面，因而大大提高了氣氣換熱氣換熱器中最為有效。Types積Size(m2)溫度Temperaturet(°C)(最大)Pressure(kgf/cm2)Material特點和應用FeaturesandApplication4．特殊材料的換熱器石墨Carbon≤700≤1607不滲透性石墨結(jié)構(gòu)有：管殼式換熱器、塊狀換熱器等。聚四氟乙烯Teflon≤80≤1505乙烯管殼式和浸泡式換熱器，重量輕、結(jié)構(gòu)緊湊。機械性能較差，只適用于低壓工況。換熱器選型標準換熱器類型標準系列換熱器。結(jié)合工段中物料的溫度、和粘度等特性，本工藝中多選擇浮頭式管殼式換熱器和固定管板式管殼式換熱器。35Glass≤25≤2809璃換熱器有盤管式、噴淋式管殼式、套管式等型式。常用在空氣預熱器或節(jié)能裝置中，回收以下的排放氣熱量。5．特殊換熱管低翅管LowFintube///碳鋼不銹鋼銅合金管子表面的翅片可增大換熱面積23換熱器選型標準換熱器類型標準系列換熱器。結(jié)合工段中物料的溫度、和粘度等特性，本工藝中多選擇浮頭式管殼式換熱器和固定管板式管殼式換熱器。35Glass≤25≤2809璃換熱器有盤管式、噴淋式管殼式、套管式等型式。常用在空氣預熱器或節(jié)能裝置中，回收以下的排放氣熱量。5．特殊換熱管低翅管LowFintube///碳鋼不銹鋼銅合金管子表面的翅片可增大換熱面積23倍。與普通管子有著相同管外徑的低翅管經(jīng)常用作管殼式換熱器的傳熱管。當殼側(cè)傳熱系數(shù)低于管側(cè)時，使用低翅管較為理想。低翅管也同樣可用在冷凝和沸騰傳熱中。沸騰用傳熱強化管///碳鋼不銹鋼銅合金典型的強化傳熱管即：高熱通量管(UCC)、Thermoexcell-E(日立)等。在沸騰傳熱系數(shù)低、溫差小(10°C)的蒸發(fā)器中，經(jīng)常使用強化傳熱管。上述管子均可提高傳熱系數(shù)1020倍。冷凝用傳熱強化管///碳鋼不銹鋼銅典型的強化傳熱管即：槽管、Thermoexcell-C(日立)、低翅管等。使用上述管子均可提高傳熱系數(shù)25倍。3.1.5.2溫度工藝中冷卻水的溫度不宜高于60℃，以避免管道結(jié)垢；一般情況下，高溫端的溫差不應小于205低溫端的溫差不應小于20℃；當采用多管程、單殼程的管殼式換熱器，并用水作為冷卻劑時，冷卻劑的出口溫度不應高于工藝流體的出口溫度。在冷卻或冷凝工藝流體時，冷卻劑的溫度應高于工藝流體中易結(jié)凍組分的冰點，一般應高于5℃；當冷凝帶有惰性氣體的工藝流體時，冷卻劑的出口溫度應該低于工藝流體的 一般低于5℃；在冷卻反應物時為了控制反應，應該維持反應流體和冷卻劑之間的溫差不小于10℃。3.1.5.3的降，從而加劇換熱器的磨蝕和振動破壞等；同時，降的增大也使得換降，3-3列出了允許的降范圍。3-3換熱器降允許范圍3.1.5.43.1.5.2溫度工藝中冷卻水的溫度不宜高于60℃，以避免管道結(jié)垢；一般情況下，高溫端的溫差不應小于205低溫端的溫差不應小于20℃；當采用多管程、單殼程的管殼式換熱器，并用水作為冷卻劑時，冷卻劑的出口溫度不應高于工藝流體的出口溫度。在冷卻或冷凝工藝流體時，冷卻劑的溫度應高于工藝流體中易結(jié)凍組分的冰點，一般應高于5℃；當冷凝帶有惰性氣體的工藝流體時，冷卻劑的出口溫度應該低于工藝流體的 一般低于5℃；在冷卻反應物時為了控制反應，應該維持反應流體和冷卻劑之間的溫差不小于10℃。3.1.5.3的降，從而加劇換熱器的磨蝕和振動破壞等；同時，降的增大也使得換降，3-3列出了允許的降范圍。3-3換熱器降允許范圍3.1.5.4的選擇原則(1)當兩流體溫差大時，高溫流體一般走管程?？梢怨?jié)省保溫層和減少殼體厚度；有時為了便于高溫流體的散熱，也可以使高溫流體走殼程，了保證操作的安全，需設置保溫層。(2)(3)(4)較高的流體走管程，以減少殼體厚度。腐蝕性較強的流體宜走管程，以節(jié)省耐腐蝕材料。較臟和易結(jié)垢的流體盡可能走管程，以便于和控制結(jié)垢。如必須走殼程，則應采取正方形排列，并采取可拆式(浮頭式、填料函式、U型管式)的換36工藝流體的 /MPa允許的 降/MPa真空0.010.1～0.170.004～0.034>0.17>0.034熱器。黏度較大的流體應走殼程，以得到較高的傳熱系數(shù)。3.1.5.5最優(yōu)參數(shù)是我們首要解決的問題，下面將就換熱管的各項參數(shù)作一定的討論。管徑：管子的體據(jù)估算，將同直徑換熱器中的換熱管由Φ25mm改為Φ19mm，其傳熱面積可增加40%左右，節(jié)約20%金屬以上；但增加了制造難度，且小管子容易結(jié)垢，不。所以需要綜合考慮。下表為換熱管常用直徑規(guī)格。易3-4換熱管常用直徑規(guī)格管程數(shù)：管程數(shù)增加，管內(nèi)流速增加，傳熱系數(shù)增加，但不必選用過高的管程數(shù)，以免1～2左右。換熱面積：有些物流所需的換熱面積大，采用多個換熱器并聯(lián)，而不采用串聯(lián)，避免壓力降過高，導致傳熱系數(shù)變化。排列形式：角形、轉(zhuǎn)角正方形。正三角形排列形式使用最為普遍，由于管距都相等，可以在熱器。黏度較大的流體應走殼程，以得到較高的傳熱系數(shù)。3.1.5.5最優(yōu)參數(shù)是我們首要解決的問題，下面將就換熱管的各項參數(shù)作一定的討論。管徑：管子的體據(jù)估算，將同直徑換熱器中的換熱管由Φ25mm改為Φ19mm，其傳熱面積可增加40%左右，節(jié)約20%金屬以上；但增加了制造難度，且小管子容易結(jié)垢，不。所以需要綜合考慮。下表為換熱管常用直徑規(guī)格。易3-4換熱管常用直徑規(guī)格管程數(shù)：管程數(shù)增加，管內(nèi)流速增加，傳熱系數(shù)增加，但不必選用過高的管程數(shù)，以免1～2左右。換熱面積：有些物流所需的換熱面積大，采用多個換熱器并聯(lián)，而不采用串聯(lián)，避免壓力降過高，導致傳熱系數(shù)變化。排列形式：角形、轉(zhuǎn)角正方形。正三角形排列形式使用最為普遍，由于管距都相等，可以在37碳素鋼、低合金鋼Φ19×2mmΦ25×2.5mmΦ32×3mmΦ38×3mm不銹鋼Φ19×2mmΦ25×2mmΦ32×2.5mmΦ38×2.5mm同樣的管板面積上排列最多的管數(shù)。但因管外不易 ，其使用場合收到限制，角正方形排列的管束，能夠使管間小橋形成一條直線通道，便于管外機械。3-1換熱管排列型式管間中心距：換熱管中心要保證管子與管板連接時，管橋有足夠的強度和剛度。管間需要的通道。換熱管中心距一般不小于1.25倍的換熱管外時還要留有進行徑，常用的換熱管中心距下表所示。3-5常用換熱管中心距管長：降。余量：40～70%程間的換熱，一般留有10～35%對減少。密封條數(shù)：根據(jù)換熱器設計說明，一般每五排管設置一對密封條。折流板：折流板數(shù)目和間距按照《化工工藝設計手冊》的推薦值設定。38換熱管外徑/mm12141925323845同樣的管板面積上排列最多的管數(shù)。但因管外不易 ，其使用場合收到限制，角正方形排列的管束，能夠使管間小橋形成一條直線通道，便于管外機械。3-1換熱管排列型式管間中心距：換熱管中心要保證管子與管板連接時，管橋有足夠的強度和剛度。管間需要的通道。換熱管中心距一般不小于1.25倍的換熱管外時還要留有進行徑，常用的換熱管中心距下表所示。3-5常用換熱管中心距管長：降。余量：40～70%程間的換熱，一般留有10～35%對減少。密封條數(shù)：根據(jù)換熱器設計說明，一般每五排管設置一對密封條。折流板：折流板數(shù)目和間距按照《化工工藝設計手冊》的推薦值設定。38換熱管外徑/mm1214192532384557換熱管中心距/mm16192532404857723-6折流板間距常用數(shù)值3-7折流板數(shù)目3.1.5.6換熱器選型是按照GB151-2012管殼式換熱器標準上的標準管殼式冷卻器系列進行換熱器的選型。在該系列中，各符號表示的意義示例說明如下：AES500-3.5-62.5-6/20-2I其中：A表示前端管箱形式為平蓋管箱；E表示殼體形式為單進單出冷凝器殼體；S表示后端結(jié)構(gòu)型式為浮頭式；3.5表示公稱3.5MPa；62.562.5mP2P；66m；39DN/mm數(shù)量/對5001500～10002>1000>3公稱直徑DN/mm管長/mm折流板間距/mm<500<3000100200300450600/4500 ～6000/600～8001500 ～60003-6折流板間距常用數(shù)值3-7折流板數(shù)目3.1.5.6換熱器選型是按照GB151-2012管殼式換熱器標準上的標準管殼式冷卻器系列進行換熱器的選型。在該系列中，各符號表示的意義示例說明如下：AES500-3.5-62.5-6/20-2I其中：A表示前端管箱形式為平蓋管箱；E表示殼體形式為單進單出冷凝器殼體；S表示后端結(jié)構(gòu)型式為浮頭式；3.5表示公稱3.5MPa；62.562.5mP2P；66m；39DN/mm數(shù)量/對5001500～10002>1000>3公稱直徑DN/mm管長/mm折流板間距/mm<500<3000100200300450600/4500 ～6000/600～8001500 ～6000150200300450600/900～1300<6000/200300450600/7500,90007501400～16006000//3004506007507500,9000/1700～18006000 ～9000///4506007502020mm；22；II級，采用較高級冷拔換熱器(E129)的設計換熱器設計任務E129是最后精餾出的溫度為153.2℃的乙二醇給溫度為79.89℃的乙二醇的溫度降低123.5℃，使碳酸乙烯酯原料溫度升高到91.23℃，以便降溫，減少氣化損失，和原料達到碳酸乙烯酯的要求。其操作條件列表如下：3-83.2.2a.選擇換熱器的類型兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度153.2℃出口溫度123.5℃；冷流體進口溫度79.89℃，出口溫度為91.23℃，該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，殼壁與管壁的溫差超過70℃并且考慮到操作較大，應選用列管式換熱器中的浮頭式換熱器。而浮頭式換熱器在生產(chǎn)中被廣泛利用。它的結(jié)構(gòu)簡單、2020mm；22；II級，采用較高級冷拔換熱器(E129)的設計換熱器設計任務E129是最后精餾出的溫度為153.2℃的乙二醇給溫度為79.89℃的乙二醇的溫度降低123.5℃，使碳酸乙烯酯原料溫度升高到91.23℃，以便降溫，減少氣化損失，和原料達到碳酸乙烯酯的要求。其操作條件列表如下：3-83.2.2a.選擇換熱器的類型兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度153.2℃出口溫度123.5℃；冷流體進口溫度79.89℃，出口溫度為91.23℃，該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，殼壁與管壁的溫差超過70℃并且考慮到操作較大，應選用列管式換熱器中的浮