賽區(qū)理工學院夢之隊設備設計說明書

第一章塔設備的選 T0401的設 T0402的設 T0601的設 T0602的設 T0603的設 第二章反應器的設 概 DMO合成反應 DMO加氫反應 第三章儲罐及緩沖罐的設 第四章泵的設計及選 第五章?lián)Q熱器的選 EDR選 第一章設備的選塔設備的設計過1234567T0401的設T0401為DMOCO由DMODMO，并伴有副DMC的生成，DMODMCT0401T0401對其進行分離。由于DMCDMOT0402DMC和甲醇進行進一步分離。1AB15后，分離2DMC及塔底DMOA為塔頂DMOBDMCAB8。3DMODMCA為塔頂DMOBDMCAB0.18時，變化不0.18。Stage Total

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23456789.計算如下H=HD+（NP-2- 由塔板數(shù)據(jù)模擬知塔徑為3.99m，整圓為4m，實際塔板數(shù)為13，根據(jù)經(jīng)驗選取板間距0.8，人孔每隔4塊板取一個3個，分別在第3，8，13塊板上。塔頂空間取1m，塔2.5m1m。H=HD+（NP-2-T0402的設T0402DMC和甲醇分離塔。T0401DMCT0402進行進一步分離。由于甲醇和DMC容易形成共沸物，較難分離，加壓能降低共沸物的濃度，故采用加壓分離，本精餾塔不對DMCDMC產(chǎn)物，塔頂為低濃DMC共沸產(chǎn)物，塔頂產(chǎn)物直接作為吸收DMO，DMC的甲醇原料。1DMCAB2AB34DMCABStageDiameterTotal

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2345678915 2.70524316 4.322861 17 3.89138611.893194 20 21 17.167349 31～5，6～15，16～20進行模擬。1～56～1516～20計算如H=HD+（NP-2- 1由塔板數(shù)據(jù)模擬知此分段塔徑為1.24m，整圓為1.2m，實際塔板數(shù)為5，根據(jù)經(jīng)驗選取板間距為0.4，人孔每隔4塊板取一1個在第5塊板上。塔頂空1m，因為是上分H1=HD+（NP-1-2H2=HD+（NP-1-3由塔板數(shù)據(jù)模擬知此分段塔徑為4.67m，整圓為4.5m，實際塔板數(shù)為5，根據(jù)經(jīng)驗選取2.5m，無進料。H1=HD+（NP-=（5-整圓為T0601的設EG，DMOT0602進行進一步分離。1ABCAB2ABCAB3ABCAB4ABCAB Total Activeper

23456789..計算如H=HD+（NP-2- 由塔板數(shù)據(jù)模擬知此分段塔徑為16.05m，整圓為16m，實際塔板數(shù)為33，根據(jù)經(jīng)驗選取板間距為0.8，人孔每隔4塊板取7個，分別在第3，8，13，18，23，28，33塊1m2.5m1m。H=HD+（NP-2-T0602的設水和乙醇的沸點叫DMO和EGT0602采用常壓精餾。塔頂產(chǎn)物為乙醇和水混合物，為廢液；塔釜為DMOEGT0603進行進一步分離。1ABDMOAB2ABDMOAB3ABDMO DiameterTotalareaActiveareaperpanel erarea sqmsqmsqmStageDiameterTotal

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2345678914 1~7,8~13,以下為模擬數(shù)據(jù)計算如H=HD+（NP-2- H1=HD+（NP-1-取板間距為0.8，人孔每隔4塊板取一個2個，分別在第13，8塊板上。因為是下端塔，2.5m1m。H2=HD+（NP-1-=（6-T0603的設T0603是DMO，EG分離塔。T0602EGDMO的混合物，需要對其進1A為塔釜EGBDMOAB2A為塔釜EGBDMO的摩爾濃度123A為塔釜EGBDMOAB4A為塔釜EGBDMO的摩爾濃度1.6.4StageDiameterTotal

areaper

29.436357 34567891.6.4塔高計算計算如下H=HD+（NP-2- 間距為0.8m，人孔每隔4塊板取一個，共5個，在第22，17，12，7，2塊板上。塔頂空間1.5m2.5m1m。H=HD+（NP-2-第二章反應器的設7-10型式適用的反 優(yōu)缺管式氣相；液相 釜式液相；液-液相；液-固相適用性大，操作彈性大，連續(xù)操作時溫固定 流化

DMO合成反應亞硝酸甲酯再生反DMO加氫反應第三章罐及緩沖罐的設00周生成/消耗質(zhì)量CH410000m3231m33m17.9mDMC1000m3111.5m12.2m11.9mEG10000m3231m33m17.9m第四章的設計及選第五章?lián)Q熱器的選 HG/T20570.6-《化工配管用無縫及焊接尺寸選用系列HG20553-《石油化工企業(yè)尺寸系列SH3405-JB/T7658.4-JB/T4712-很好的換熱器，如果換到另一種場合可能傳熱效果和性能會有很大的改變。對、維修的要容易使管子腐蝕或者在殼容易結(jié)垢的介質(zhì)型號：AES500-1.6-54-6/25-4 表示公稱直徑為 表示公稱壓力 表示公稱換熱面積為 表示公稱長度為 表示換熱管外徑為 表示管程數(shù)為 表示管束為 級，采用較高級冷公稱換熱面積54m，碳素鋼較高級冷拔換熱管外徑25mm，管長6m，4管程，單 換熱管規(guī)格管子規(guī)格GB/TGBGBGBGB/TGB/T銅GB/TGB/TGB/T換熱管中心距 折流板間距公稱直 管 折流板間———————————間的換熱，留有15%?25%的裕量。換熱器的選型計相間的熱量及質(zhì)量傳遞。此物流先經(jīng)過T030164.2℃，出冷凝器時的溫度為63.7 設計條ToCooling進口溫度出口溫度壓力11確定主要物性數(shù)1.定性溫度的確T64.263.7 t2024.39 2.2熱導率c0.212W/(m℃)粘度：c0.59103Pas比熱cpc2.48kJ/(kgK)密度c791kg/m3管程流體在定性溫度t熱導率b0.626W/(mK)粘度：b7.27104Pas比熱cpb4.174kJ/(kgK)密度b672.6kg/m3工藝過程熱流量Q計算平均傳熱溫t

(T1t2)(T2t1)(63.720)(64.224.39) T2t

ln63.764.2

換熱器型號初根據(jù)《傳熱傳質(zhì)過程設備設計》中對K值的范圍，假設K=640W/（m2K），根據(jù)以上溫度參數(shù)及平均傳熱溫差，選擇臥式固定管板式換熱器。參閱相關(guān)化工與石油化工單元設備標準JBT4715-92《固定管板式式換熱器型式與基本 S 參數(shù)

640 2969.94初步選定換熱器換熱面積為2256m2，其中平均傳熱溫差校由于所選換熱器為單管程，單殼程。只有逆流，不需要校傳熱管排列方式及管心 傳熱管正三角形排列方殼體內(nèi)熱器，忽略殼體壁厚，其殼體內(nèi)徑約為D=1800mm，采用無縫制作筒體。折流采用圓缺形折流板，所選換熱器的折流板間距為600mmNBN傳熱管長

60001 折流板間距

折流板數(shù)NB=9塊，折流板圓缺面水平配傳熱系數(shù)的校Ⅰ、殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)由克恩法計算可得0.36cRe055Pr1/3()0d d

——W/(mde——m；Re0——Pr————Pasw——Pas。4[3t2d2 4[30.02520.0192de

0 0.017mSBD(1d0) 殼程流量mc由AspenPlusmc殼層流速00

3600791.8則殼程流體的雷諾數(shù)Re

deu0

0.0170.47①中Re的適應范圍為2(103~106)，符合 普朗特數(shù)Pr為Cp 2.51103

Pr

則殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)000.36cRe055Pr1/3(0

)0

(w

)0.14d0d 0.360.212Ⅱ、管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)管程為冷物流，無相變傳熱，根據(jù)aspenEnergyyzer得出管程表面i

J管外側(cè)污垢熱阻

0.00008m2管內(nèi)側(cè)污垢熱阻

0.00017m20Kc0

d0Rid0Ridi

0.000170.0190.00008

746.09W/(m2K)換熱器所需要的換熱面積Ac可用AC

估算傳熱面積,7.93 7.93 AC64041.72AA換熱器實際的傳熱面積HHAPAc2256