填料塔课程设计计算书

'物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式:CHOH→CO↑+2H↑CO+HO→CO↑+HCHOH分解为CO转化率99%,反应温度280℃,反应压力1.5MPa,醇水投料比1:1.5(mol).2、投料计算量代入转化率数据,式(1-3)和式(1-4)变为:CHOH→0.99CO↑+1.98H↑+0.01CHOHCO+0.99HO→0.99CO↑+1.99H+0.01CO合并式(1-5),式(1-6)得到:CHOH+0.981HO→0.981CO↑+0.961H↑+0.01CHOH+0.0099CO↑氢气产量为:2100m/h=93.750kmol/h甲醇投料量为:93.750/2.9601ⅹ32=1013.479kg/h水投料量为:1013.222/32ⅹ1.5ⅹ18=855.123kg/h3、原料液储槽(V0101)进:甲醇1013.479kg/h,水855.123kg/h出:甲醇1013.479kg/h,水855.123kg/h4、换热器(E0101),汽化塔(T0101),过热器(E0103)没有物流变化.5、转化器(R0101)进:甲醇1013.479kg/h,水855.123kg/h,总计1868.602kg/h出:生成CO1013.479/32ⅹ0.9801ⅹ44=1365.802kg/hH1013.479/32ⅹ2.9601ⅹ2=187.500kg/hCO1013.479/32ⅹ0.0099ⅹ28=8.779kg/h剩余甲醇1013.479/32ⅹ0.01ⅹ32=10.135kg/h剩余水855.123-1013.479/32ⅹ0.9801ⅹ18=296.386总计1868.6026、吸收塔和解析塔吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO的分压为0.38MPa,操作温度为常温(25℃).此时,每m吸收液可溶解CO11.77m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到，二氯化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l及表1—2。 解吸塔操作压力为0.1MPa,CO溶解度为2.32,则此时吸收塔的吸收能力为:11.77-2.32=9.450.4MPa压力下=pM/RT=444/[0.082(273.15+25)]=7.20kg/mCO体积量V=1365.802/7.20=189.695m/h据此,所需吸收液量为189.695/7.20=20.074m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为20.074m/h=60.222m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为180.663m/h=1365.805kg/h.混合气体中的其他组分如氢气,CO以及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算,在此,忽略这些组分在吸收液内的吸收.7、PSA系统略.8、各节点的物料量综合上面的工艺物料衡算结果,给出物料流程图及各节点的物料量,见图1一2.热量衡算1、汽化塔顶温确定在已知汽相组成和总压的条件下，可以根据汽液平衡关系确定汽化塔的操作温度·甲醇和水的蒸气压数据可以从一些化工基础数据手册中得到：表1-3列出了甲醇的蒸气压数据·水的物性数据在很多手册中都可以得到，这里从略。在本工艺过程中,要使甲醇水完全汽化,则其汽相分率必然是甲醇40%,水60%(mol)且已知操作压力为1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有0.4p+0.6p=1.5MPa初设T=170℃p=2.19MPa;p=0.824MPap=1.3704<1.5MPa再设T=175℃p=2.4MPa;p=0.93MPap=1.51MPa蒸气压与总压基本一致,可以认为操作压力为1.5MPa时,汽化塔塔顶温度为175℃.2、转换器(R0101)两步反应的总反应热为49.66kJ/mol,于是,在转化器内需要供给热量为:Q=1013.4790.99/321000(-49.66)=-3.5410kcal/h=-1.5610kJ/h 此热量由导热油系统带来,反应温度为280℃,可以选用导热油温度为320℃,导热油温度降设定为5℃,从手册中查到导热油的物性参数,如比定压热容与温度的关系,可得:c=4018680.68=2.85kJ/(kg·K),c=2.81kJ/(kg·K)取平均值c=2.83kJ/(kg·K)则导热油用量w=Q/(ct)=1.5610/(2.835)=110247kg/h3、过热器(E0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175℃过热到280℃,此热量由导热油供给.从手册中可以方便地得到甲醇和水蒸气的部分比定压热容数据,见表1-4.气体升温所需热量为:Q=cmt=(1.901013.479+4.82855.123)(280-175)=6.3510kJ/h导热油c=2.826kJ/(kg·K),于是其温降为:t=Q/(cm)=6.3510/(2.82611.247)=2.04℃导热油出口温度为:315-2.0=313.0℃4、汽化塔（TO101)认为汽化塔仅有潜热变化。175℃甲醇H=727.2kJ/kg水H=203IkJ/kgQ=1013.479727.2+2031855.123=2.4710kJ/h以300℃导热油c计算c=2.76kJ/(kg·K)t=Q/(cm)=2.4710/(2.76110247)=8.12℃则导热油出口温度t=313-8.1=304.9℃导热油系统温差为T=320-304.9=15.1℃基本合适.5、换热器（EO101)壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25℃）升至175℃，其比热容数据也可以从手册中得到，表1一5列出了甲醇和水液体的部分比定压热容数据。液体混合物升温所需热量Q=cmt=(1013.4793.14+7855.1234.30)(175-25)=1.0310kJ/h管程：没有相变化，同时一般气体在一定的温度范围内，热容变化不大，以恒定值计算，这里取各种气体的比定压热容为：c10.47kJ/(kg·K)c14.65kJ/(kg·K)c4.19kJ/(kg·K) 则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=Q/(cm)=1.0310/(10.471365.802+14.65187.500+4.19296.386)=56.3℃换热器出口温度为280-56.3=223.7℃6、冷凝器（EO103)在E0103中包含两方面的变化：①CO,CO,H的冷却以及②CHOH,HO的冷却和冷凝.①CO,CO,H的冷却Q1=cmt=(10.471365.802+14.65187.5+4.198.779)(223.7-40)=3.1410kJ/h②CHOH的量很小，在此其冷凝和冷却忽略不计。压力为1.5MPa时水的冷凝热为：H=2135KJ/kg,总冷凝热Q=Hm=2135296.386=6.3310kJ/h水显热变化Q=cmt=4.19296.386(223.8-40)=2.2810kJ/hQ=Q+Q+Q=4.0010kJ/h冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差△T=10℃用水量w=Q/(ct)=4.0010/(4.1910)=95465kg/h3.0填料塔工艺计算已知进入吸收他的混合气体质量流量为19219.47kg/h，操作压力为1.5Mpa，气体的入口温度为40℃，用碳酸丙烯酯吸收CO，吸收率为99％，气相总体积吸收系数取9.875×10kmol/（m*s*kPa）。从工艺条件中可知，吸收剂碳酸丙烯酯的用量为41.7m/h。（1）填料塔段塔径的计算混合气体的密度＝0.76kg/m吸收剂碳酸丙烯酯的密度＝1100kg/m混合气体的质量流量m＝19219.47kg/h。则 （）＝（）＝0.0627选用金属鲍尔环散堆填料DN25，查埃克特通用关联图，其纵坐标为0.17.即U＝0.17式中＝1.897mPa*s由此可得泛点气速uu＝＝＝3.819取空塔气速为泛点气速的70％，得空塔气速uu＝0.7u＝0.7*3.819＝2.673m/s由此可得填料塔的塔径DD＝＝＝0.593圆整至D＝0.6m。（1）填料段压力降计算实际空塔气速uu＝＝＝2.615查埃克特通用关联图的横坐标为0.0596.查埃克特通用关联图的压力降=82Kpa/m（2）填料高度计算采用对数平均推力法计算填料层高度Z，可表示为Z＝HN=查表可得：Y=0.326Y=0.00326X0.0346X=0Y=0.0692Y=0＝=0.058K＝K＝9.875×1.5×10＝0.148kmol/（m*s） ＝＝0.0586kmol/(m*s)则Z＝HN==2.21m考虑一定的安全系数，确定填料高度Z＝2.5m。3.2填料塔结构设计由于该吸收塔的总高在10m以下，因此在设计中按照GB150－1998《钢制压力容器》进行结构设计计算。设计压力P＝1.1*1.5＝1.65Mpa设计温度取最高工作温度即40℃设备材料为16MnR焊接接头系数（双面对接焊，局部无损探伤）钢板厚度负偏差C＝0.5mm，腐蚀余量C＝1.0mm，厚度附加量C＝C+C＝1.5mm。下部液体存储空间容积，一般以其所存储的液体相当于该塔5～15min的处理量考虑。选取下部同体体内直径D＝2.0m。（1）下部同体的计算厚度计算＝＝12.8mm考虑厚度附加余量并圆整至钢板厚度系列，取材料名义厚度＝16mm。（2）下部设备封头厚度计算选用标准椭圆形封头，其厚度为：＝＝＝12.7mm考虑厚度附加余量并圆整至钢板厚度系列，取封头名义厚度与同体厚度相同，＝16mm。（3）上部同体厚度计算＝＝3.83mm考虑厚度附加余量及最小厚度要求并圆整至钢板厚度系列，取上部同体名义厚度＝8mm。（3）上部设备封头厚度计算选用标准椭圆形封头，其厚度为： ＝＝＝3.82mm考虑厚度附加余量并圆整至钢板厚度系列，取封头名义厚度与同体厚度相同，＝8mm。（1）开孔及开孔补强计算a.吸收塔上下塔段连接部位的补强计算补强面积A＝因此处的开孔在椭圆形封头中心80％封头内径的范围内，上式中为：＝＝11.4mm式中K为椭圆形长短轴比值决定的参数，K＝0.9，所以补强面积为：A＝＝（0.6+2*0.008）*0.0114＝6.86×10mb.人孔补强计算因人孔在椭圆形封头中心80％封头内径的范围之外，为：＝＝12.7mm人孔所需补强面积A＝＝（0.5+2*0.008）*0.0127＝6.37×10mc.中心孔有效补强面积A＝A+A+A=9.47×10md.人孔有效补强面积A＝A+A+A=7.82×10m由于人孔与中心孔之间的中心距小于两孔的平均直径的两倍，因此应采用联合补强。因两孔的有效补强面积之和大于两孔所需的补强面积之和，因此开孔处可不进行补强。（6）填料支承装置选用工业上最常用的栅板支承填料，为便于通过人孔装拆，栅板制成2块，栅板安放在角钢组成的支承圈上。栅板扁钢截面为10mm×6mm，扁钢之间的间距为1.5mm。栅板强度计算按承受均布载荷的两端简支梁进行，略去填料对塔壁的摩擦力，作用在栅条上的总载荷为：P=P+P其中填料重力P＝9.8HLt＝9.8*2.5*0.6*0.015*380＝83.79N填料层持液量P:P=3.43HLt×10＝3.43*2.5*0.6*0.015*1100*10＝8.49× 10N。考虑栅条上载荷不均匀性及安全系数，梁上弯矩为：M＝==8.38N*m栅条上的应力为：=124.1×10Pa式中s－栅条截面宽度，取s＝0.006m；h－栅条截面高度，取h＝0.01mC－栅条材料腐蚀余量，取C＝0.001m。＝153Mpa，因此，所用栅条符合强度要求。（7）耳式支座选用及验算由于该吸收塔相对结构较小，故选用结构简单的耳式支座。根据JB/T4732－92选用支座：JB/T4732－92，耳座B5，其允许载荷[Q]=100Kn,适用公径DN1300～2600，支座处许用弯矩[M]=28.34kN*m。支座材料Q235－A*F。1)支座承受的实际载荷计算水平地震载荷为：p＝0.5为地震系数，地震设计烈度为7时，＝0.23为设备总质量经计算该吸收塔的＝4491.4kg水平地震载荷为：p＝0.5＝0.5×0.23×4491.4×9.8＝5061.8N水平风载荷为：p＝0.95×0.88×350×2.032×6.8＝4011N其中f为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。q为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q＝350N/m。f风压高度系数见参考资料。水平力取p与p两者的大值，即p＝5061.8N支座安装尺寸为D：D=式中，为耳式支座侧板厚度；为耳式支座衬板厚度。支座承受的实际载荷为Q：Q＝×10＝15.06kN<式中，G为偏心载荷；S为偏心距。 满足支座本体允许载荷的要求。1)支座处圆筒所受的支座弯矩M计算M＝因此，开始选用的4个B5支座满足要求。（8）液体分布装置选用莲蓬头布液器，喷淋点数为每45cm塔截面设1个喷淋点，喷淋点数为60.莲蓬头的安装高度为200mm。（9）吸收塔装配总图如下3－1。热工设计1，原始数据计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程流体名称乙二醇管壳流体名称甲苯乙二醇的进出口温度；℃给定甲苯的进出口温度；℃给定乙二醇，甲苯的工作压力；MPa给定乙二醇的质量流量kg/s给定2，定性温度与物性参数计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注乙二醇的定性温度℃=(+)/2甲苯的定性温度℃=()/2 乙二醇，甲苯的密度；kg/按定性温度查物性表乙二醇，甲苯的比热容；J/(kg·℃)按定性温度查物性表乙二醇，甲苯的导热系数；W/(m·℃)按定性温度查物性表乙二醇，甲苯的粘度；Pa·s按定性温度查物性表乙二醇，甲苯普朗特数；查表或计算20.53；5.3863,物料与热量衡算计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注换热器效率负荷QWQ=(+)甲苯的质量流量kg/s=Q/()4，有效平均温差计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注逆流对数平均温差Δt℃Δ=(Δ-Δt)/ln(Δt/Δt)流程型式初步确定1—2型管壳式换热器1壳程—2管程参数RR=（-）/（-）参数PP=（-）/(-)温度校正系数查图4-2有效平均温差Δt℃Δ=Δ5，初算传热面积计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注初选总传热系数W/(·℃)参考表4-1 初算传热面积=Q/(Δt)6,换热器结构设计计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注换热管材料选用碳钢无缝钢管换热管内，外径；dm换热管管长Lm选用9m标准管长折半换热管根数nn=/（πdL）管程数根据管内流体流速范围选定管程进出口接管尺寸（外径*壁厚）按接管内流体流速＜3m/s合理选取壳程数m换热管排列形式分程隔板槽两侧正方形排列，其余正三角形排列换热管中心距SmS=1.25d或按标准4分程隔板槽两侧管中心距按标准4管束中心排管数=1.1（外加6根拉杆）壳体内径m=S（-1）+（1-2）d换热管长径比L/L/实排换热器管根数n作图或按计算折流板型式选定折流板外径m按GB151-1999折流板缺口弦高hm取h=0.20折流板间距Bm取B=（0.2～1） 折流板数=L/B-1壳程进出口接管尺寸（外径*壁厚）m合理选取7，管程传热与压降计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程流速m/s=4/(nπ)管程雷诺数=/换热器壁温℃假定管程流体给热系数W/(·℃)=0.023/管程进出口处流速m/s4管程摩擦因子查表4-3管内摩擦压降ΔPaΔ=2L/()回弯压降ΔPaΔ=4/2进出口局部压降ΔPaΔ=1.5/2管程压降ΔPaΔ=(Δ+Δ)+Δ管程最大允许压降[Δ]Pa查表4-3校核管程压降Δ＜[Δ]合理8、壳程传热与压降计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注壳程当量直径DmD= 横过管束的流通截面积AA壳程流体流速um/su=壳程雷诺数ReRe=壳程流体给热系数αoW/(·℃)αo=0.36折流板圆缺部分的换热管数nw切口上管子按圆弧比计入β值β按表4-4折流板圆缺部分流通面积Ab折流板圆缺区流体流速ubm/s圆缺区平均流速umm/sum=壳程进出口处流速uNsm/suNs=壳程摩擦因子fo查图4-4折流板间错流管束压降ΔpPaΔp=4fo圆缺部分压降ΔpPaΔp=进出口局部压降ΔpPaΔp=1.5壳程压降ΔpPaΔp=Δp+Δp+Δp壳程最大允许压降[Δp]Pa查表4-3校核壳程压降Δp＜[Δp]合理9，总传热系数计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注 管内污垢热阻·℃/W查表4-5管外污垢热阻·℃/W查表4-5换热管材料导热系数W/(m·℃)查表3管壁热阻·℃/W总传热系数KW/(·℃)按式4-2210传热面积与壁温核算计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注需要传热面积AA=实有传热面积A实A实=nπd(L-2S)设管板厚度为0.03m校核传热面积ΔAΔA=A实/A热流体传热面积℃按式4-25冷流体传热面积℃按式4-26管壁计算温度℃按式4-24校核管壁温度Δ℃Δ=-结论设计符合要求（4）详细结构设计与强度设计确定所有零部件的尺寸和材料，并对换热设备所有受压元件进行强度计算1，换热流程设计：采用壳程为单程，管程为双程的结构型式2，换热管及其排列方式：采用25*2的无缝钢管，材料为20号钢。换热管排列方式为三角形排列，如图，共排换热管？根，另外再设？拉杆3，折流板：采用通用的单弯形折流板，材料为Q235-B钢，板厚6mm，板数14块。4，拉杆：采用Q235-B钢，12mm，共根5，筒体：材料采用16MnR钢，筒体内径500mm ，厚度由GB150《钢制压力容器》标准计算得到1，封头：采用标准椭圆封头，材料采用16MnR钢2，管板：采用固定管板，其厚度可以按照GB151《管壳式换热器》标准进行设计确定了换热器的结构以后，必须对换热器的所有受压元件进行强度计算。对钢制的换热器，按照GB150《钢制压力容器》标准进行设计。结果如表4-6表4-6固定式管板强度计算结果计算项目仅有壳程压力作用下危险组合工况（=0）仅有壳程压力作用下危险组合工况（=0）不计温差应力计温差应力不计温差应力计温差应力换热管与壳程圆筒热膨胀变形差当量压力组合有效压力组合边界效应压力组合边界效应压力组合系数M=管板边缘力矩系数M=M管板边缘剪力系数管板总弯矩系数m=系数系数 系数管板径向应力系数管板布管区周边径向应力系数管板布管区周边剪切应力系数计算值许用值计算值许用值计算值许用值计算值许用值管板径向应力管板布管区周边径向应力管板布管区周边剪切应力换热管轴向应力壳程圆筒轴向应力换热管与管板连接拉脱应力计算结果管板名义厚度管板校核通过（5），绘制管壳式换热器工程图纸，编写材料表等5、反映器设计计算已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为：CH3OH+H2O=CO2+3H2。该反应在管式反应器进行，进出反应器的各物料的工艺参数如表5-1所示。表5-1反应器的物流表物流名称管程壳程/(kg/h)进口/(kg/h)出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa进出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa甲醇1013.47910.1352801.5水855.123296.386二氧化碳1365.802一氧化碳8.779氢气187.500导热油903200.5解：（1）计算反应物的流量对于甲醇，其摩尔质量为_32kg·k/mol，则其摩尔流量为：1013.479/32=31.671kmol/h 对于水，其摩尔质量为18kg·k/mol，其摩尔流量为：855.123/18=47.507kmol/h对于氢气，其摩尔质量为2kg·k/mol,其摩尔流量为：187.500/2=93.750kmol/h对于一氧化碳，其摩尔质量为28kg·k/mol,其摩尔流量为：8.779/28=0.314kmol/h进料气中甲醇的摩尔分率yA为：yA=对于甲醇和水，由于温度不太高（280oC），压力不太大（1.5MPa），故可将其近似视为理想气体考虑。有理想气体状态方程pV=nRT，可分别计算出进料气中甲醇和水的体积流量：甲醇的体积流量VA为：VA=m3/h水的体积流量VB为：VB=m3/h进料气的总质量为：mo=1013.479+855.123=1868.602kg/h（2）计算反应的转化率进入反应器时甲醇的流量为1013.479kg/h，出反应器时甲醇的流量为10.135kg/h，则甲醇的转化率xAf为：xAf=即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：31.677*99%=31.354kmol/h（3）计算反应体系的膨胀因子由体系的化学反应方程式可知，反应过程中气体的总物质的量发生了变化，可求出膨胀因子δA。对于甲醇有：δA=（4）计算空间时间根据有关文献，该反应为一级反应，反应动力学方程为：rA=kpAk=5.5×10-4eCA=CAO上式两边同乘以RT，则得：pA=CAORT反应过程的空间时间τ为： τ=CAO∫=CAO∫/[kCAORT]=∫dxA将k=5.5×10-4em3/(kmol·h)，R=8314.3，T=553.15K，δA=2，yA=，代入上式，可得空间时间：τ=0.0038h（5）计算所需反应器的容积VR=τVO进料气的总体积流量为：VO=97.104+145.658=242.762m/h=0.0674m/s则可得所需反应器的容积为：VR=τVO=0.0038*242.762=0.922m（6）计算管长由文献可知，气体在反应器内的空塔流速为0.1m/s，考虑催化剂填层的空隙率对气体空塔速度的影响，取流动速度为μ=0.2m/s，则反应管的长度为：l=τu=0.0038*3600*0.2=2.736m根据GB151推荐的换热管长度，取管长l=3m。反应器内的实际气速为：u==（7）计算反应热甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即CH3OH=CO+2H2-90.8kj/molCO+H2O=CO2+H2+43.5kj/mol反应过程中的一氧化碳全部由甲醇分解而得，由化学反应式可知，每转化1kmol的甲醇就可生成1kmol的一氧化碳，则反应过程中产生的一氧化碳的物质的量为14.98kmol/h。反应器出口处的一氧化碳的物质的量为0.3kmol/h，转化的一氧化碳的物质的量为：31.354-0.314=31.04kmol/h一氧化碳的转化率为：xCO=则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：Q=90.8*10*31.354-43.5*10*31.04=1496.7*10kJ/h（8）确定所需的换热面积假定选用的管子内径为d，壁厚为t，则其外径为d+2t，管子数量为n根。反应过程中所需的热量由导热油供给，反应器同时作为换热器使用，根据GB151，320o C时钢的导热系数为λ=44.9W/（m·OC），管外油侧的对流给热系数为αo=300W/（m2·OC），管内侧的对流给热系数为αi=80W/（m2·OC），根据表5-2所列的壁面污垢系数查得，反应管内、外侧的污垢系数分别为0.0002m2·OC/W和0.0008m2·OC/W总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001m2·OC/W根据传热学，反应器的传热系数为：K=1/（+++Rf）由于的值接近于1，对K带来的误差小于1%；钢管的传热很快，对K的影响也很小，故可将上式简化为：K=1/（++Rf）=W/（m2·OC）=213.84kJ/(h·m·OC)由于反应器所需的换热面积为：F==m（9）计算管子的内径反应器需要的换热面积为：F=nπdl反应器内气体的体积流量为：VO=nu联立上述两式，并将l=3m，u=0.22(m/s)，F=174.98(m)VO=0.0674(m/s)代入，即可得所需管子的内径为：d=0.0210m根据计算所得的管子内径，按前述换热设备设计选择合适的管子型号和所需的管数及布管方式。反应器外壳及封头尺寸及管板厚度均参照前述换热设备的设计方法和相关标准进行计算。（10）催化剂支撑件催化剂支撑件置于反应管的底部（立式）或端部（卧式），强度应能支撑催化剂的质量，其自由截面积不小于催化剂的孔隙率。详细结构可参照填料塔。'