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1、1/40 学号：07401216 常 州 大 学 毕业设计（2011 届）题目 1.5 万吨/年二甲基乙酰胺废水三效 精馏工艺设计 学生华超 学院石油化工学院专业班级化工 072 校内指导教师叶青专业技术职务副教授 校外指导老师专业技术职务 二 0 一一年六月 2/40 学号：07401216 常 州 大 学 毕业设计（2011 届）工艺计算说明书 题目 1.5 万吨/年二甲基乙酰胺废水三效 精馏工艺设计 学生华超 学院石油化工学院专业班级化工 072 校内指导教师叶青专业技术职务副教授 校外指导老师专业技术职务 二 0 一一年六月 3/40 目 录 1.物料衡算 1 1.1 物料流程简图 1

2、 1.2 物料衡算 1 2.热量衡算 2 2.1 原料预热器热量衡算 2 2.2塔塔顶冷凝器热量衡算 2 2.3塔塔釜再沸器热量衡算 2 2.4塔塔顶冷却器热量衡算 2 2.5塔塔顶冷凝器热量衡算 2 2.6塔塔釜再沸器热量衡算 3 2.7塔塔顶冷却器热量衡算 3 2.8塔塔顶冷凝器热量衡算 3 2.9塔塔釜再沸器热量衡算 3 2.10塔塔顶冷却器热量衡算 3 2.11塔塔釜冷却器热量衡算 3 2.12 物料装置带出的热量 4 2.13 系统热量衡算 4 3.精馏塔的设计 4 3.1 精馏塔的工艺计算 4 3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 10 3.3 塔板主要工艺尺寸 11 3.4 筛板的流

3、体力学验算 13 3.5 塔板负荷性能图 14 4.设备选型 16 4.1 罐体选型 16 4.2 换热设备 17 4.3 泵的选型 27 5.管径计算与选型（摘自 GB8163-88）29 5.1 物料管道的计算和选型 29 5.2 换热器接管 34 1/40 1.5 万吨/年二甲基乙酰胺的三效精馏 1.物料衡算 1.1 物料流程简图 FD1D2D3W123 图 1 DMAC 三效精馏流程简图 1.2 物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 水的摩尔质量 M水=18 kg/kmol 二甲基乙酰胺的摩尔质量 MDMAC=87 kg/kmol XF=18/9.087/1.087/1.0=

4、0.0225 XD=18/999.087/001.087/001.0=0.0002 XW=18/001.087/999.087/999.0=0.9952(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.022587+(1-0.0225)18=19.55 kg/kmol MD=0.000287+(1-0.0002)18=18.01 kg/kmol MW=0.995287+(1-0.9952)18=86.87 kg/kmol 2/40(3)物料衡算 原料处理量：1.5 万吨/年，年操作 330 天 F=2433010105.134=1895.6 kg/h=55.191894=96.8767 k

5、mol/h 总物料衡算 96.8767=D+W DMAC 物料衡算 96.87670.0225=0.0002D+0.9952W 得：hkmolWhkmolD/1712.2/7055.94 2.热量衡算 2.1 原料预热器热量衡算 查 Aspen 物性数据库的 t=72 水和 DMAC 定压比热容：Cp水=4.3766 kJ/kgK CpDMAC=2.0802 kJ/kgK Q1=tCpqmF=1895.60.12.0802(392.15-298.15)+1895.60.94.3766(392.15-298.15)=205.09 kW 2.2 塔塔顶冷凝器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水在

6、 390.5K 的汽化潜热：r水=2217 kJ/kg Q2=rqmD1 =(555.22+277.61)2217 =512.86 kW 2.3 塔塔釜再沸器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水和 DMAC 在 392.2K 的汽化潜热：r水=2213.12 kJ/kg rDMAC=501.73 kJ/kg Q3=rqmw1 =0.859936.222213.12+0.141936.22501.73 =512.85 kW 2.4 塔塔顶冷却器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水在 346.84K 的定压比热容：Cp水=4.23 kJ/kgK Q4=tCpqmD1 =555.224.23(3

7、90.53-303.15)=57.01 kW 2.5 塔塔顶冷凝器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水在 373.2K 的汽化潜热：r水=2264.57 kJ/kg 3/40 Q5=rqmD2 =(571.32+285.66)2264.57 =539.08 kW 2.6 塔塔釜再沸器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水和 DMAC 在 376.1K 的汽化潜热：r水=2256.99 kJ/kg rDMAC=512.93 kJ/kg Q6=rqmw2 =0.7541006.812256.99+0.2461006.81512.93 =511.22 kW 2.7 塔塔顶冷却器热量衡算 查 Asp

8、en 物性数据库水在 338.18K 的定压比热容：Cp水=4.1563 kJ/kgK Q7=tCpqmD2 =571.324.1563(373.2-303.15)=46.21 kW 2.8 塔塔顶冷凝器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水在 311.6K 的汽化潜热：r水=2407.77 kJ/kg Q8=rqmD3 =(580.16+290.08)2407.77 =582.03 kW 2.9 塔塔釜再沸器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水和 DMAC 在 358.8K 的汽化潜热：r水=2300.99 kJ/kg rDMAC=524.48 kJ/kg Q9=rqmw3 =0.0013

9、682.342300.99+0.9993682.34524.48 =538.30 kW 2.10塔塔顶冷却器热量衡算 查 Aspen 物性数据库水在 307.38K 的定压比热容：Cp水=3.9186kJ/kgK Q10=tCpqmD3 =580.123.9186(311.6-303.15)=5.34 kW 2.11塔塔釜冷却器热量衡算 查 Aspen 物性数据库 DMAC 在 330.98K 的定压比热容：CpDMAC=2.0094 kJ/kgK Q11=tCpqmW3 =188.922.0094(358.8-303.15)4/40 =5.87 kW 2.12物料装置带出的热量 查 Aspe

10、n 物性数据库水和 DMAC 在 300.65K 的定压比热容：Cp水=3.8728 kJ/kgK CpDMAC=1.8618 kJ/kgK Q12=tCpqm =1706.73.8728（303.15-298.15）+188.921.8618（303.15-298.15）=9.76 kW 2.13系统热量衡算 Q加=Q移+Q损 外界向系统提供的热量-Q加 物料离开系统带走的热量-Q移 系统损失的热量-Q损 Q加=Q1+Q3+Q6+Q9=205.09+512.85+511.22+538.3=1767.46 kW Q移=Q2+Q4+Q5+Q7+Q8+Q10+Q11+Q12=512.86+57.0

11、1+539.08+46.21+582.03+5.34+5.87+9.67=1758.07 kW Q损=Q加+Q移=1767.46 1758.07 =9.39 kW 3.精馏塔的设计 3.1 精馏塔的工艺计算（1）塔板数 NT 最小回流比及操作回流比的确定 利用 Aspen 工程软件中的精馏捷算模块（DSTWU）模拟出单塔精馏 1.5 万吨/年二甲基乙酰胺的废水，使塔顶与塔釜产品的质量分数都达到 99.9%。得到精馏任务的最小回流比 Rmin=0.12。在三效精馏的流程中 0.12 的回流比比较小，所以选取实际回流比 R=0.5。理论板数求取 用 Aspen 工程软件中的严格计算的模块（RadF

12、rac）建立三塔精馏的连续流程，调整各塔的塔板数、进料板位置、塔压、板压降和各塔塔顶馏出流量来实现三个塔的塔顶产品与最终塔釜产品的质量分数达到 99.9%。并实现塔之间冷凝放热与再沸需热的热集成。得出理论板数：塔 总理论板数 NT=6(包括再沸器)NF=4 5/40 塔 总理论板数 NT=7(包括再沸器)NF=4 塔 总理论板数 NT=9(包括再沸器)NF=4 实际板数的求取 全塔效率为 50%塔 精馏段实际板数 N精=3/0.5=6 提馏段实际板数 N提=3/0.5=6 塔 精馏段实际板数 N精=3/0.5=6 提馏段实际板数 N提=4/0.5=8 塔 精馏段实际板数 N精=3/0.5=6

13、提馏段实际板数 N提=6/0.5=12(2)精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 操作压力计算 塔 塔顶操作压力 PD1=183.2 kPa 进料板压力 PF1=185.6 kPa 塔釜操作压力 PW1=187.2 kPa 精馏段操作压力 P精1=26.1852.183=184.4 kPa 提馏段操作压力 P提1=22.1876.185=186.4 kPa 塔 塔顶操作压力 PD2=102.0 kPa 进料板压力 PF2=104.1 kPa 塔釜操作压力 PW2=106.2 kPa 精馏段操作压力 P精2=21.1040.102=103.15 kPa 提馏段操作压力 P提2=22.1061.1

14、04=105.15 kPa 塔 塔顶操作压力 PD3=6.799 kPa 进料板压力 PF3=6.829 kPa 塔釜操作压力 PW3=6.879 kPa 精馏段操作压力 P精3=2829.6799.6=6.814 kPa 提馏段操作压力 P提3=2879.6829.6=6.854 kPa 操作温度计算 塔 塔顶温度 tD1=390.7 K 进料板温度 tF1=391.7 K 塔釜温度 tW1=392.2 K 6/40 精馏段平均温度 t精1=27.3917.390=391.2 K 提馏段平均温度 t提1=22.3927.391=391.95 K 塔 塔顶温度 tD2=373.2 K 进料板温

15、度 tF2=374.7 K 塔釜温度 tW2=376.1 K 精馏段平均温度 t精2=27.3742.373=373.85 K 提馏段平均温度 t提2=21.3767.374=375.4 K 塔 塔顶温度 tD3=311.6 K 进料板温度 tF3=312.7 K 塔釜温度 tW3=358.8 K 精馏段平均温度 t精3=27.3126.311=312.15 K 提馏段平均温度 t提3=28.3587.312=335.75 K 平均摩尔质量计算 塔 塔顶平均摩尔质量 MVD1=0.000187+(1-0.0001)18=18.01 kg/kmol MLD1=0.000987+(1-0.0009

16、)18=18.06 kg/kmol 进料板平均摩尔质量 MVF1=0.002787+(1-0.0027)18=18.19 kg/kmol MLF1=0.020587+(1-0.0205)18=19.41 kg/kmol 塔釜平均摩尔质量 MVD1=0.004487+(1-0.0044)18=18.30 kg/kmol MLD1=0.032987+(1-0.0329)18=20.27 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MV精1=219.1801.18=18.10 kg/kmol ML精1=241.1906.18=18.74 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 MV提1=230.1819.18=

17、18.25 kg/kmol ML提1=227.2041.19=19.84 kg/kmol 塔 塔顶平均摩尔质量 MVD2=0.000187+(1-0.0001)18=18.01 kg/kmol MLD2=0.000987+(1-0.0009)18=18.06 kg/kmol 7/40 进料板平均摩尔质量 MVF2=0.003587+(1-0.0035)18=18.24 kg/kmol MLF2=0.029387+(1-0.0293)18=20.02 kg/kmol 塔釜平均摩尔质量 MVD2=0.007887+(1-0.0078)18=18.54 kg/kmol MLD2=0.063987+(

18、1-0.06309)18=22.35 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MV精2=224.1801.18=18.13 kg/kmol ML精2=202.2006.18=19.04 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 MV提2=254.1824.18=18.39 kg/kmol ML提2=235.2202.20=21.18 kg/kmol 塔 塔顶平均摩尔质量 MVD3=0.0000387+(1-0.00003)18=18.00 kg/kmol MLD3=0.000487+(1-0.0004)18=18.03 kg/kmol 进料板平均摩尔质量 MVF3=0.003987+(1-0.0039)

19、18=18.27 kg/kmol MLF3=0.053987+(1-0.0539)18=21.72 kg/kmol 塔釜平均摩尔质量 MVD3=0.968987+(1-0.9689)18=84.85 kg/kmol MLD3=0.996087+(1-0.9960)18=86.72 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MV精3=227.1800.18=18.14 kg/kmol ML精3=272.2103.18=19.88 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量 MV提3=285.8427.18=51.56 kg/kmol ML提3=272.8672.21=54.22 kg/kmol 平均密度计算

20、塔 气相密度 精馏段V精1=111精精精RTMPV=1.391314.810.184.184=1.03 kg/m3 8/40 提馏段 V提1=111提提提RTMPV=95.391314.824.18.4186=1.05 kg/m3 液相平均密度 塔顶液相密度 LD1=898.07 kg/m3 进料板液相密度 LF1=877.93 kg/m3 塔釜液相密度 L W1=867.67 kg/m3 精馏段液相平均密度 L精1=293.87707.898=888.00 kg/m3 提馏段液相平均密度 L提1=267.86793.877=872.8 kg/m3 塔 气相密度 精馏段 V精2=222精精精R

21、TMPV=95.373314.812.1805.103=0.60 kg/m3 提馏段 V提2=222提提提RTMPV=4.375314.839.1805.151=0.62 kg/m3 液相平均密度 塔顶液相密度 LD2=916.6 kg/m3 进料板液相密度 LF1=889.8 kg/m3 塔釜液相密度 L W1=868.4 kg/m3 精馏段液相平均密度 L精2=28.8896.916=903.2 kg/m3 提馏段液相平均密度 L提2=24.8688.889=879.1 kg/m3 塔 气相密度 精馏段 V精3=333精精精RTMPV=15.312314.814.18814.6=0.048

22、 kg/m3 提馏段 V提3=提提提RTMPV33=75.335314.856.516.854=0.127 kg/m3 液相平均密度 塔顶液相密度 LD3=980.0 kg/m3 进料板液相密度 LF3=939.9 kg/m3 塔釜液相密度 L W3=879.6 kg/m3 精馏段液相平均密度 L精3=29.9390.980=959.95 kg/m3 提馏段液相平均密度 L提3=26.8799.839=909.75 kg/m3 液体表面 X 力 塔 塔顶液相表面 X 力 LD1=54.7570 mN/m 进料板液相表面 X 力 LF1=53.9121 mN/m 9/40 塔釜液相表面 X 力

23、LW1=53.3773 mN/m 精馏段液相平均表面 X 力 L精1=29121.537570.54=54.3346 mN/m 提馏段液相平均表面 X 力 L提1=23773.539121.53=53.6447 mN/m 塔 塔顶液相表面 X 力 LD2=58.13 mN/m 进料板液相表面 X 力 LF2=56.90 mN/m 塔釜液相表面 X 力 LW2=55.44 mN/m 精馏段液相平均表面 X 力 L精2=290.5613.58=57.515 mN/m 提馏段液相平均表面X 力 L提2=244.5590.56=56.17 mN/m 塔 塔顶液相表面 X 力 LD3=70.13 mN/

24、m 进料板液相表面 X 力 LF3=67.85 mN/m 塔釜液相表面 X 力 LW3=65.18 mN/m 精馏段液相平均表面 X 力 L精3=285.6713.70=46.515 mN/m 提馏段液相平均表面X 力 L提3=218.6585.67=66.515 mN/m 液体平均粘度 塔 塔顶液相粘度 LD1=0.2340 mPas 进料板液相粘度 LF1=0.2336 mPas 塔釜液相粘度 LW1=0.2333 mPas 精馏段液相平均粘度 L精1=22336.02340.0=0.2338 mPas 提馏段液相平均粘度 L提1=22333.02336.0=0.2335 mPas 塔 塔

25、顶液相粘度 LD2=0.2787 mPas 进料板液相粘度 LF2=0.2778 mPas 塔釜液相粘度 LW2=0.2768 mPas 精馏段液相平均粘度 L精2=22778.02787.0=0.2784 mPas 提馏段液相平均粘度 L提2=22768.02778.0=0.2773 mPas 塔 塔顶液相粘度 LD3=0.6913 mPas 进料板液相粘度 LF3=0.6822 mPas 塔釜液相粘度 LW3=0.4627 mPas 精馏段液相平均粘度 L精3=26822.06913.0=0.6868 mPas 提馏段液相平均粘度 L提3=24627.06822.0=0.5725 mPas

26、 10/40 3.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算 塔 精馏段的气、液相体积流率为：V=(R+1)D=1.530.8=46.2 kmol/h L=RD=0.530.8=15.4 kmol/h Vs=113600精精VVVM =3.0136000.118.246 =0.2254 m3/s Ls=113600精精LLLM =0.888360074.1815.4 =9.026310-5m3/s 由化工原理下册 式 10-29 umax=CVVL 0118.003.10.8882251.0100263.92/152/1vLhhVL 取板间距 HT=0.3 m 板上液层高度 hL=0.05

27、m 查化工原理下册图 10-42 得 C20=0.06 由化工原理下册式 10-28 C=0733.0203346.5406.0202.02.020 C umax=CVVL =03.103.10.8880733.0=2.15 m/s 取安全系数为 0.7，则空塔气速为：U=0.7umax=0.72.15=1.505 m/s D=muVs4365.0505.114.32251.044 按标准塔径圆整后为：D=0.5 m 塔截面积：AT=0.7850.52=0.1963 m2 11/40 u=smAVTS/1467.11963.02251.0 塔 按塔的塔径计算方法得出塔圆整后的塔径：D=0.5

28、m 根据塔径选取板间距 HT=0.3 m 塔 按塔的塔径计算方法得出塔圆整后的塔径：D=1.4 m 根据塔径选取板间距 HT=0.4 m（2）精馏塔有效高度的计算 塔 精馏段有效高度为：mHNZT5.13.0)16(1-11）（精精 提馏段有效高度为：mHNZT5.13.0)16(1-11）（提提 在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：mZZZ8.38.0111提精 塔 精馏段有效高度为：mHNZT5.13.0)16(1-22）（精精 提馏段有效高度为：.1m23.0)18(1-22THNZ）（提提 在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：.4m48.0222

29、提精ZZZ 塔 精馏段有效高度为：.0m24.0)16(1-33THNZ）（精精 提馏段有效高度为：4.4m4.0)112(1-33THNZ）（提提 在进料板上方留 0.8m 的空间，故精馏塔的有效高度为：7.2m8.0333提精ZZZ 3.3 塔板主要工艺尺寸（1）溢流装置计算 因塔径 D=0.4 m，科选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。堰长 wl 取mDlw3.05.06.06.0 溢流堰高度owh 由owLwhhh，选用平直堰 12/40 化工原理下册 式 10-34 whowlLEh31084.2 近似取1E，则3/2533.03600100263.91084.2owh=0.003

30、m 0.006m 所以选取齿形堰 化工原理下册 10-35 5/217.1wnsowlhLh 设齿深mhn007.0 5/253.0007.010263.917.1owh =0.006 m 板上液层高度mmhL50 mhhhowLw044.0006.005.0 弓形降液管宽度dW和截面积fA 由6.0/Dlw，查化工原理下册 图 10-40 得;52.0TfAA1.0DWd 20102.01963.0052.052.0mAATf mDWd05.05.01.01.0 验算液体正在降液管中停留时间，即：ssLHAhTf53.333600100263.93.00102.0360036005 故设计合

31、理 降液管底隙高度 由化工原理课程设计式3-14 mhhwo038.0006.0044.0006.0 选用凹形受液盘，深度mmhw50（2）塔板布置 塔板的分块 因 D=0.5 m，故塔板不分块 13/40 边缘区宽度确定 取 WS=WS=0.065 m WC=0.035 m 开孔面积计算 开孔面积aA按化工原理下册 式 10-34，即：rxrxrxrxrxrxAa12221222sin180sin180 其中xxmWWDSd135.0)065.005.0(2/5.0)(2/mWDrC215.0035.02/5.02/故215.0135.0sin215.0180135.0215.0135.02

32、1222aA =0.1079 2m 筛孔算及其排列 本设计任务中的物系无腐蚀性，可选用=3mm 碳钢板，取筛孔的直径d0=5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心据t 为：mmdt155330 筛孔数目 n 为：个554015.01079.0155.1555.1220tAn 开孔率为：%1.10)/(907.0/200dtAAa 气体通过筛孔的气速为：smAVuS/68.20)1079.0101.0/(621.0/00 3.4 筛板的流体力学验算（1）干板阻力 hC计算 干板阻力 hC由化工原理课程设计 式 3-26 计算 20021CughLVC 由6.05/3/0d 查化工原理下册 图 10

33、-45 得 C0=0.75 275.068.200.88803.1051.0Ch =0.04496 m（2）气体通过液层的阻力 h1计算 气体通过液层的阻力 h1由化工原理课程设计式 3-31 计算 Lhh1 0102.01963.0225.0fTSaAAVu 14/40 =1.2078 m/s 2/12/10/2258.103.12078.1mskgF 查化工原理下册 图 10-46 得66.0 mhhL033.005.066.01（3）液体表面 X 力的阻力h计算 液体表面 X 力所产生的阻力h由化工原理课程设计式3-34 计算 005.081,90.888103346.544430gdh

34、LL =0.00499 m 气体通过每层塔板的液柱高度 hp hhhhcp1 00499.0033.004496.0 =0.08296 m 气体通过每层塔板的压降为：ghPLpp 81.90.88808396.0 kPakPa8.072.0 3.5 塔板负荷性能图（1）漏液线 由化工原理课程设计式 3-38 VLowwshhhCAVu/13.00056.04.4/00min,min,0 5/25/2222.03.0007.017.1sowLLh 得：VLowwshhhACV/13.00056.04.400min,0 VLswhLhCA5/2002224.013.00056.04.4 03.18

35、88005.02224.013.00056.01079.075.0101.04.45/2swLh 5/22891.000632.0056.1sL（2）液沫夹带线 以气液 kgkgeV/1.0为限，求ssLV 关系如下：由化工原理课程设计式 3-36 2.36107.5fTaLVhHue)(5.25.2owwLfhhhh 15/40)2224.0044.0(5.25/2sL 5/2556.011.0sL 5/2556.011.03.0sfTLhH 5/2556.019.0sL ssfTsaVVAAVu369.50102.01963.0 1.0556.019.0369.5103346.54107.

36、52.35/2336hVLVe 整理的：5/28836.03020.0hsLV（3）液相负荷下限线 取堰上液层高度mhow006.0，齿深 0.15m 5/217.1wnsowlhLh 5/23.0015.017.1006.0sL 得：smLs/107665.335（4）液相负荷下限线 以s4作为液体在降液管中停留时间的下限 ssTfLLHA3.00102.04 得:smLs/10515.734(5)液泛线 令 wTdhHH 由dLcdLpdhhhhhhhhH1 Lhh1 owwLhhh 联立得：dcowwThhhhhH11 忽略h，将owh与sL，dh与sL，ch与sV的关系式带入上式，并整

37、理得：3/222sssLdLcbVa 式中：LVCAa200)(051.0 0.88803.175.01079.0101.00051.02 8855.0 wThHb)1(其中取 0.45 08176.0044,0)166.045.0(3.045.0b 16/40 3.1177038.03.0153.0153.0220hlcw 5/2)()1(17.1wnlhd 5/23.007.066.0117.1 432.0 将相关的数据带入整理，得：5/2224879.05.13290923.0sssLLV 0204060800.00.10.20.30.4 VL/(m3/h)VS/10-5(m3/h)图

38、2 塔塔板负荷性能图 4.设备选型 4.1 罐体选型（1）原料罐 原料罐以储存 5 天的量计 323052456.988/6.1895mV 安全系数为 0.8 则36.2878.0/2308.0/mVV 根据 HG21502.1-92 钢制圆筒形固定顶储罐系列 17/40 公称容积 300m3 公称直径 7500mm 公称高度 7200mm（2）塔釜产品罐 产品以储存 1 天的量计 3515.5243600109657.5mV 安全系数为 0.8 则344.68.0/15.58.0/mVV 根据 HG5-1579-85 立式储罐 公称容积 8m3 公称直径 1800mm 公称高度 2600mm

39、(3)回流罐 储存量以 10min 的量计 3416.01060105760.2mV 安全系数为 0.8 则319.08.0/16.08.0/mVV 根据 HG5-1580-85 卧式储罐 公称容积 0.2m3 公称直径 500mm 公称长度 800mm（4）回流罐 储存量以 1 小时的量计 3416.01060105971.2mV 安全系数为 0.8 则319.08.0/16.08.0/mVV 根据 HG5-1580-85 卧式储罐 公称容积 0.2m3 公称直径 500mm 公称长度 800mm（5）回流罐 储存量以 1 小时的量计 3415.01060104667.2mV 安全系数为 0

40、.8 则319.08.0/15.08.0/mVV 根据 HG5-1580-85 卧式储罐 公称容积 0.2m3 公称直径 500mm 公称长度 800mm 4.2 换热设备（1）原料预热器 18/40 确定物性数据（物性数据查 Aspen 物性数据库）DMAC 废水 11925 饱和水蒸气 130130 管程定性温度为 69.5 壳程定性温度为 130 DMAC 废水在 69.5的相关物性 密度 966.4kg/m3 定压比热容KkgkJ/147.4 导热系数 )/(6449.0mW 粘度 sPa0004123.0 水在 130的相关物性 密度 935.0kg/m3 定压比热容KkgkJ/83

41、7.4 导热系数 )/(6865.0mW 粘度 sPa0002094.0 汽化潜热 2182 kJ/kg 计算总传热系数 热流量 000tCpqQm kWhkJ09.205/107759.7)25119(147.46.18955 平均传热温度 2121lntttttm 25130119130ln)25130()119130(67.41 蒸汽用量 hkgrQqm/2.3382182360009.2050 传热面积 假设传热系数)/(500mWK 传热面积 23084.976.415001009.205mtKQSm 考虑 15%的面积裕度 32.1184.915.115.1SS 工艺结构尺寸的计算

42、 19/40 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为 19mm 的换热器基本参数(管心距 25mm)公称直径 DN/mm 325 公称压力 PN/MPa 2.5 管程数 N 4 管子根数n 68 中心排管数 11 管程流通面积/m2 0.0030 换热管长度 L/mm 3000 计算换热面积/m2 11.8 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的 25%，则切去的圆缺高度为 mmh25.8132525.0，故可取mmh80 取折流板间距DB3.0，则mmB5.973253.0，故 B 取 100mm 折流板数块折流板间距传热管长29110

43、0/30001/BN 热量衡算 壳层对流传热系数 4/103/232725.0tdngr 4/13/232367.41019.0000209.0686865.081.9935102182725.0)/(14.49632mW 管程对流传热系数 管程流通截面积 22003.04/68015.0785.0mSi 管程流体流速 smui/1815.0003.0)4.9663600/(6.1895 67.63560004139.04.9661815.0015.0Rei 普兰特准数 662.26449.00004139.010147.4Pr3 化工原理课程设计表 2-7 niiCpudd8.0023.0

44、4.08.0662.267.6356015.06449.0023.0)/(6.16132mW 8.15Re1061 20/40 8.1567.635610616.1613)/(52.14752mW 总传热系数 K 0000011smisiiiRdbdddRddK 14.49631000172.0018.045019.0002.0015.0019.0000344.0015.052.1475019.01)/(500)/(23.58322mWmW 换热器设计合理可用 （2）塔塔顶冷凝器 热流体 390.53K 390.53K 冷凝水 298.15K 328.15K 2121lntttttm 15.2

45、9853.39025.32853.390ln)15.29853.390()25.32853.390(4.76 设 2/2500mWK 2368.24.7625001086.512mtKQSm 考虑 15%的裕度面积 21.368.215.115.1mSS 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为 19mm 的换热器基本参数(管心距 25mm)公称直径 DN/mm 219 公称压力 PN/MPa 1.0 管程数 N 1 管子根数 n 33 中心排管数 7 管程流通面积/m2 0.0058 换热管长度 L/mm 2000 计算换热面积/m2 3.7 冷凝水流量

46、hkgtCpQqm/21.15541)15.29815.328(96.3360086.512 21/40（3）塔塔釜再沸器 热流体 410K410K 塔釜液 392K395K 2121lntttttm 392410395410ln)392410()395410(45.16 设 2/1100mWK 2334.2845.1611001085.512mtKQSm 考虑 15%的裕度面积 259.3234.2815.115.1mSS 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为 19mm 的换热器基本参数(管心距 25mm)公称直径 DN/mm 325 公称压力 PN/

47、MPa 2.5 管程数 N 1 管子根数n 99 中心排管数 11 管程流通面积/m2 0.0175 换热管长度 L/mm 6000 计算换热面积/m2 34.9 蒸汽用量流量 hkgrQqm/18.85444.2161360085.512（4）塔塔顶冷却器 热流体 390.53K303.15K 冷凝水 298.15K318.25K 2121lntttttm 15.29815.30325.31853.390ln)15.29815.303()25.31853.390(21.25 设 2/600mWK 22/40 2377.321.256001001.57mtKQSm 考虑 15%的裕度面积 23

48、3.477.315.115.1mSS 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为 19mm 的换热器基本参数(管心距 25mm)公称直径 DN/mm 273 公称压力 PN/MPa 1.0 管程数 N 2 管子根数n 56 中心排管数 8 管程流通面积/m2 0.0049 换热管长度 L/mm 1500 计算换热面积/m2 4.7 冷凝水流量 hkgtCpQqm/1.2615)15.29815.318(924.3360001.57（5）塔塔顶冷凝器 热流体 373.17K 373.17K 冷凝水 298.15K 318.15K 2121lntttttm 15.

49、29817.37325.31817.373ln)15.29817.373()25.31817.373(50.64 设 2/2500mWK 2334.350.6425001008.539mtKQSm 考虑 15%的裕度面积 284.334.315.115.1mSS 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为 19mm 的换热器基本参数(管心距 25mm)公称直径 DN/mm 273 公称压力 PN/MPa 1.0 管程数 N 2 管子根数n 56 中心排管数 8 管程流通面积/m2 0.0049 换热管长度 L/mm 1500 23/40 计算换热面积/m2 4

50、.7 冷凝水流量 hkgtCpQqm/4.24728)15.29815.318(924.3360008.539（6）塔塔釜再沸器 热流体 390.53K 390.53K 塔釜液 376.13K 380K 2121lntttttm 392410395410ln)13.37653.390()38053.390(36.12 设 2/1100mWK 236.3736.1211001022.511mtKQSm 考虑 15%的裕度面积 224.436.3715.115.1mSS 化工原理换热器系列标准（/T 4714-92，/T 4715-92）换热管为 19mm 的换热器基本参数(管心距 25mm)公称