年產3萬噸甲醛生產工藝設計-資料下載頁

　　

【正文】 的熱量見下表：表4—15 轉化氣帶出的熱量 計量單位：見表物料n/(kmolh1)輸出名稱T/℃Cp/[kJ/kmol℃]Q104/kJCH2O 100CH3OH100HCOOH100H2O100CO2100CO100CH4100H2100O2100N2100合計　　　氧化器所剩余的總熱量：(＋＋－) 104=104 (kJ)設熱損失為2%，則有：104(1－2%)=104 (kJ)的剩余熱可供利用。這部分剩余熱量一部分產生熱水（作蒸發器加熱熱源）。（4）吸收塔的熱量衡算：已知：104 kJ；　　　塔頂加水量：；　　　水溫：22℃； Cp= kJ/kmol℃。計算：塔頂加水帶入的熱量Q加=22=104 kJ 生成的產品已有12%被氧化器的冷凝段冷凝，余下的被吸收塔冷凝，其量為：　　　HCHO：－=(kmol) CH3OH：－=(kmol) H2O：－=(kmol)相變焓見下表：表4—16 相變焓 計量單位：見表物料n相變焓Q104名稱kmolh1kJ/kmol℃kJHCHO104CH3OH104H2O104合計　　成品帶出的熱量的計算：成品出料溫度為42℃，CH2O：Cp= kJ/kmol℃CH3OH：Cp= kJ/kmol℃ H2O：Cp= kJ/kmol℃則成品帶出的熱量為：Q=42(＋＋)=104 (kJ)尾氣帶出的熱量（尾氣溫度為32）：表4—17 尾氣帶出的熱量 計量單位：見表物料　尾氣輸出名稱n/(kmolh1)T/℃Cp/[kJ/kmol℃]Q104/kJCH2O 32CH3OH32H2O32CO232CO32 CH432H232O232N232合計　　　則吸收工段共多余熱量為：（＋＋－－）104=104 (kJ)設冷水進口溫度為22℃，出口溫度為34℃，則共需要冷凝水量為：104/[(34－32) 103]=(t/h)裝置總熱量平衡表表4—18 裝置總熱量平衡表 計量單位：見表項目入方（kJ/h）項目出方（kJ/h）CH3OH帶入熱104廢鍋蒸汽吸熱104Air（干）帶入熱104冷水段不升溫吸熱104H2O帶入熱104換熱器吸熱104加熱熱水104尾氣帶走熱104配料蒸汽104成品帶走熱104加熱蒸汽104總計熱損失104工藝補水104不計熱損失104反應放熱104吸收塔放熱104∑104∑1045 主要非定型設備的計算及選型 蒸發器 蒸發室的體積V與高度H的計算：參照國內甲醛行業相同生產能力裝置，取蒸發器直徑D=2m，S1，取T=48℃=321K。則蒸發室的體積V=二元氣體流量247。蒸發室體積強度 =[(＋＋)(321/273) 247。3600]/ = m3則蒸發室的高度H=4V/πD2 =(4)/(4) =為了防止氣體帶水實際取H/D=則 蒸發器實際高度H=2=蒸發器實際體積V=πD2H/4 =(4)/4 = m3 蒸發器的換熱器計算：選傳熱管φ25，不銹鋼，其中內徑d1=；外徑d2= 則dm=估計傳熱面積A：由前面的熱量衡算知，Q=104 kJ，設蒸發器用熱水加熱，熱水進口溫度為90℃，出口溫度為60℃△T=[(90－) －(60－)]/In[(90－) /(60－)] =℃參考《化工原理》表4—6，選總傳熱系數K估=h℃A估=Q/K估△T=104/=則 估計需用管子總長度L總= A估/πd =()=取列管長L=2500mm=則 列管數n1=L總/L=按等邊三角形排列，標準排列為439根（查《化工設備機械基礎》表7—4），則實際傳熱面積為A實=πndmL=4392=蒸發器的主要尺寸： 內徑：D=2000mm 高度：H實=2800mm 列管規格：φ25 列管數：439根 傳熱面積： 過熱器 傳熱面積的估算：熱負荷傳熱：Q=104 kJ/h傳熱溫度（按逆流）：48℃→115℃ 148℃→148℃△Tm=[(148－115) －(148－48)]/In[(148－115) /(148－48)] =℃查《化工原理》上冊表4—6，選總傳熱系數K=140W/ m2KA=Q/K△Tm=104/(140)= m2選用φ25，dm=按等邊三角形排列，查《化工設備機械基礎》表7—5，取管間距a=32mm列管長取L=2000mm則 列管數n=A/πdmL=2=363根查《化工設備機械基礎》表7—4，取列管數為367根 徑的計算：對角線上管子數b查《化工設備機械基礎》表7—4得b=21Di=(b＋1)a=2232=704mm 取整為800mm實際傳熱面積A=πndmL =3672 = m2過熱器主要尺寸： 內徑：D=800mm 高度：H實=2000mm 列管規格：φ25 列管根數：367根 傳熱面積： m2 氧化器 氧化器直徑：原料氣標準流量計算V= = =取觸媒層厚度H=30mm則 觸媒體積Vr=πD2H/4觸媒時間按同行業生產經驗t=~取t=t=Vr/V=πD2H/(4)=(D2 得D= 圓整D=1300mmt實= Vr/V=(30103)/ (4)=＜ 熱鍋爐的主要尺寸：（1）估算傳熱面積：進鍋氣體溫度630℃；出鍋氣體溫度150℃。廢鍋用廢鍋氣包冷凝水，溫度為140℃；按逆流：630℃→150℃ 140℃→140℃△Tm=[(630－140) －(150－140)]/In[(630－140) /(150－140)] =℃熱量衡算得熱負荷Q=104 kJ傳熱系數按國內相同行業生產實際情況及查《化工原理》表4—6取傳熱系數K= W/ m2KA= Q/K△Tm =104/() = m2（2）計算：由上估算得傳熱面積A= m2進口溫度：630℃ 出口溫度：150℃t=(630＋150)247。2=390℃壓力 40mmHg廢鍋爐選用固定列管式，列管采用φ25Dm=(＋)/2==則需列管子總長L總=A/πdm =()=取列管長L=2500mm則 列管數n=L總/L=按等邊三角形排列，查《化工設備機械基礎》表7—4得n=439根實際傳熱面積：A=πndmL == m2廢熱鍋爐的主要尺寸：內徑：D=1300mm 高度：H實=2500mm 列管規格：φ25 列管根數：439根 傳熱面積： 氧化器下部的急冷段：已知：產品氣進口溫度為150℃，出口溫度為100℃產品氣中各組分流量與前相同冷卻用水與蒸發器加熱用水循環使用進口溫度為60℃；出口溫度為90℃104 kJ（1）急冷段換熱面積熱負荷q=Q放=104 kJ傳熱溫度（按逆流）被冷卻介質：150℃→100℃ 60℃→90℃△Tm=[(150－90) －(100－60)]/2=50℃查《化工原理》表4—7取熱面積K= W/ m2K則傳熱面積A=Q放/K△Tm = 104 /50= m2因急冷段與廢鍋爐直接相連，為使氣體均勻分布，故要求急冷段的管數管徑和排列方式也廢鍋爐完全相同。列管總長L總= A/πdm=()= 列管長度L=L總/n=實際傳熱面積A實=πndmL=4392=急冷段主要尺寸：內徑：D=1300mm 高度：H實=2000mm 列管規格：φ25 列管根數：439根 傳熱面積： 廢鍋輔助設備—汽包為保證廢鍋爐完全運行，需保證汽包儲水量供鍋爐1小時的蒸氣量，Q放=104 kJ查22℃時，水的焓I=， kJ/kg。則：儲水量=產氣量=Q放/（蒸氣焓－水焓）=Q放/（－）=取填充第數（40%－50%）取45%，則汽包總容積V=V1/=設封頭為標準橢圓形封頭，直邊高度H=25mm，再設汽包直徑D=2m，則a=1m，b=V封=π/24D3，V圓柱=πD2（L1＋0025）/4V=2 V封＋ V圓柱=，得=總長：L= L1＋2＋2=3m=3000mm汽包的主要尺寸：直徑D=2m 總長L=3000mm 吸收一塔已知：進塔氣量：G入= 進塔溫度：100℃ 塔底壓力：795mmHg 出塔氣量：G出= kmol/h= 4167kg/h 出塔溫度：42℃ 塔頂壓力：785 mmHg物性數據的計算：塔底（進料）：V氣=[(273＋100)]/(273760)/795 =r氣=G入/ V氣=塔頂（出料）V氣1=[(273＋42)]/ (273760)/785 = m2/h =r氣1=G出/ V氣1=4167/= Kg/m3：r液=[＋(F－45) －][1000＋(55－T)]其中：F——CH2O的質量濃度(%) M——CH3OH的質量濃度(%) T——溫度（℃）塔底重度：塔底液體為成品液：CH2O的質量濃度(%)F= CH3OH的質量濃度(%)M=溫度（℃）T=53℃r液=[＋(－45) －][1000＋(55－53)] = Kg/m3塔頂重度：塔頂液為二塔來液：CH2O的質量濃度(%)F=15 CH3OH的質量濃度(%)M= 溫度（℃）T=30℃r液=[＋(15－45) －][1000＋(55－30)] = Kg/m3一塔回流液重度同塔頂重度吸收一塔平均液相重度為：[(＋2)/3]1/2= 液相粘度（單位Mpa或Cp） u=＋＋－其中：F、M、T與前相同公式來自于《有機化工原料大全》第一卷P207塔底粘度u底=＋＋－53=塔頂粘度u頂=＋15＋－30= 填料填料選公稱直徑為50的瓷質鞍環，其規格如下：表5—1 鞍環規格 計量單位：見表尺寸外徑高厚度填料因子比表面積空隙率堆積密度　7545125m1103m2/m3538kg/m3《化工工藝設計手冊》第一冊P242表3—57 噴淋密度：U適宜=bσ 公式來自《有機化學工程》P215，σ為比表面積U適宜=103=h為了充分濕潤填料取U=15 m3/m2h 液相流量：L=，可設一塔塔徑為1200mm則 L頂=15= L底=＋= kg/h L回=L頂－L二補一=－= kg/h V回=主要物性數據表：表5—2 主要物性數據 計量單位：見表項目單位塔底塔頂氣相溫度℃10042液相溫度℃5330操作壓力mmHg795785氣相重度Kg/m3液相重度Kg/m3液相粘度Cp液相流量kg/h氣相質量流量kg/h4167氣相體積流量m3/h氣相體積流量m3/s 泛點氣速計算：log10[(uf/g)( σ/ε3)(rg/r1)]=A－(L/G)1/4(rg/r1)1/8其中uf——泛點氣速m/sg——重力加速度m/s2σ/ε3——干填料因子m1rg、r1——氣相、液相重度Kg/m3ul——液相粘度CpL、G——液相、氣相流量kg/hA——常數，ε——填料空系數m3/m3公式來自于《常用化工單元設備設計》李功樣等編P109對于塔底