设备工艺计算

设备工艺计算3.1乙醛贮罐(V0101)3.1.1用途贮存原料乙醛。3.1.2设计依据⑴操作压力0.103MPa，操作温度＜20℃；⑵乙醛进料量68750kg/h；⑶贮存16小时的物料量；⑷AA=780kg/m3（查于《石油化工基础数据手册》P596）⑸取装料系数为0.8；⑹设备台数：2台。3.1.3设备计算及选型每台贮存量=68750×8=550000kg；∴V物料=550000/780=705.13m3则V罐=705.13×1.1=775.64m3∵(1/6)d3=775.64∴d=17.55m≈17.6m选取D为17.6m的球形贮罐。设备材质：16MnR设备台数：23.2氮气缓冲罐(V0102)3.2.1用途稳定氮气压力。3.2.2设计依据操作压力：0.4～0.45MPa；设备体积：2m3；设备台数：1台。3.2.3设备计算及选型设d=1.2mh=1.4m（不包括封头）设备材质：A3F设备台数：13.3氧气缓冲罐（V0103）设备计算3.3.1用途稳定氧气压力3.3.2计算依据操作压力：0.4～0.45MPa;设备体积：4m3;设备台数：1台。3.3.3设备计算及选型可设d=1.4mh=2.2m（不包括封头）（查于《化工工艺设计手册》第三版（下）P5-224）3.4触媒循环泵（P0101）设备计算3.4.1用途把循环催化剂输送到氧化塔低部。3.4.2设计依据⑴循环催化剂体积流量F=0.27m3/h；⑵操作温度40℃；⑶平均密度查《石油化工基础数据手册》P596～690，得到各物质的密度见表31。表3140℃各物质的密度及组成组分Mn(Ac)2水甲酸醋酸丁烯酸三聚乙醛亚乙基二醋酸酯密度,㎏/m3838992.211921026100511791098质量,%1.191.020.2797.000.150.200.17=∑iix=838×1.19%+992.2×1.02%+1192×0.27%+1026×97%+1005×0.15%+1179×0.20%+1098×0.17%=1024.26kg/m3⑷出口段有90℃弯头6个，标准阀6个，回弯头16个，进口管长20m,换热器长20m；入口段有标准阀6个，止逆阀1个，90℃弯头9个；Za=7.5mZb=1.5m△Z=6m，ua=ub3.4.3压头计算H=（Za－Zb）+gPPba+guuba222+hf①（1）体积流量为7940.22÷1024.26=7.75m3/h且已知：Pb=0.132MPaPa=0.405MPa△P=0.273MPa（2）进口段流速V=uA=4ud2u=24dV=36005.004.137.7542=1.10m/sRe=du=0.05×1.10×1024.26÷(0.895×10-3)=62943.354000∴是湍流无缝钢管绝对粗糙度为0.05mm②则相对粗糙度0.05/50=0.001∴λ=0.002（柏拉修斯公式）③（3）出口段阻力计算:设进口管长20mE0103换热器长20m标准阀6个le/d=30090℃弯头6个le/d=35回弯头16个le/d=75压头损失:hf1=④==0.001mH2O（4）入口段压头损失:设进口管长10m标准阀6个le/d=300（全）止逆阀1个le/d=10090℃弯头9个le/d=35hf2=hf2=1.8925.005.005.71101002.002）（=0.0006mH2O1.8925.005.00.51604002.002）（gudlle2)(2gudlle2)(2（5）进出口压力差△P=0.273MPa△P/(g)=0.273×106/(1024.26×9.8)=27.20mH2O（6）总压头计算：H=hf1+hf2+△Z+△P/(g)=0.001+0.0006+27.20+6=33.2016mH2O3.4.4选型泵的选型见表32。表3240F-40泵相关参数流量扬程转速电动机功率效率轴功率允许吸上高度叶轮直径7.2m3/h39.5,m2960r/min4kw35%2.21kw6m180mm设备材质：Cr18Ni12Mo2Ti设备台数：2注:①②③④⑤查于《化工原理》夏清、陈常贵主编修订版上册P533.5氧化塔（R0101）设备计算3.5.1空塔气速（1）计算依据①工业用氧量288048.907kg/h=9001.53kmol/h②含氮量280.510kg/h=10.02mol/h③进氧总体积V1=(9001.53+10.02)×22.4=201858.68m3/h（2）尾气总量：CO2：75012.97kg/h=1704.84kmol/hO2：18851.84kg/h=589.12kmol/hN2：164665.33kg/h=5880.90kmol/hAA：5276.12kg/h=119.91kmol/h尾气总千摩尔数=(1704.84+589.12+5880.90+119.91)=8294.77kmol/hV2=8294.77×22.4=185802.848m3/h塔内气流流量为V=(V1+V2)/2=(201858.68+185802.848)/2=193830.764m3/h（3）设塔径d=1.4m则截面积S=24d=1.539m2空塔气体流率uOG=193830.764/1.539=125945.9155m/h=34.985m/s转换为塔内实际的气体流量:顶温70℃底温80℃顶压0.182MPa底压0.405MPa平均压力0.294MPaV=nRT/PV1=nRT1/P1∴V1=VTPPT11=∴气体流速u1=uVV1=34.985193830.76478010.84=14.08m/s即uOG=14.08m/s3.5.2空塔液速70℃时各物质的密度见表33。表33各物质的密度及组成组分醋酸水甲酸醋酸甲酯丁烯酸亚乙基二醋酸酯Mn(Ac)2三聚乙醛乙醛密度,kg/m3990977.81149866.4973.310648381140706.8组成,%971.3860.3520.5420.0450.2000.0910.0840.300（查于《石油化工基础数据手册》P596～1004）=∑iix=990×0.97+977.8×0.01386+1149×0.00352+866.4×0.00542+973.3×0.00045+1064×0.002+838×0.00091+1140×0.00084+706.8×0.003=989.00kg/m3VL=GL/ρ=103263.64÷989=104.412m3/huOL=VL/(S×3600)=104.412÷(1.539×3600)=0.0188m/s3.5.3气泡的平均直径d0及浮生速度ut（1）设开孔直径db=5mm∴筛孔面积Sb=24bd=1.963×10-5m2设开孔率为10%∴开孔数N=1.539×10%/Sb=7840个V=1366.712÷1.429＋13.668÷1.251=957.78m3气体流速uOG=％10539.11360078.957=1.729m/sPV=nRTV=nRT/P且塔内平均压力为0.3MPaV=（9001.53+10.02）×0.082×（273+75）/3=85717.86uO=％SV103600/=（85717.86÷3600）÷（1.539×10%）=154.71m/s78010.84193830.764294000101325)25273(75273）（∴Re=duOρ/μ=0.005×154.71×3.486/0.0188×103=143435.92（2）气体平均相对分子量及组成各物质的相对分子质量及组成见表34。表34物质的相对分子质量及组成组分CO2O2N2AA相对分子质量44322844摩尔，%28.43497.146162.41902M=∑MiXi=44×0.286+32×0.0671+28×0.6272+44×0.0197=33.163480.08233.163RTpM=3.486kg/m3（3）气体平均粘度：μ2N=0.0195×103μ2O=0.0218×103μAA=0.0216×103μ2co=0.0163×103=Σxiμi=0.0163×103×28.4349%＋0.0216×103×2%＋0.0195×103×62.4190%＋0.0218×103×7.1461%=0.0188×103Cp平均直径dVs=0.29×10-1do1/2Re1/3=0.29×10-1×(5×10-3)1/2×143435.921/3=0.11m气泡浮升速度ut=2/1)(eLeg为表面张力和L都用于醋酸=22.45×10-3N/mL=989kg/m321edVsut=213-.1102198911.021105.422）（=0.235m/s3.5.4比相界面积a=6ξG/dVs实践证明,如果液体流量很小,向上或向下的流速＜200m/h时ξOG=ξGuOL=0.0188×3600=67.68m/h＜200m/hξOG=ξGuoG=14.08L=989.00kg/m3=22.45×10-3N/m=22.45dyn/cm=1.4802注：公式参考文献-鼓泡塔反应器的流体力学计算））（（OGOGGu205.30uu305.0t=0.9503a=6ξG/dVs=6×0.9503÷0.11=51.83m2/m33.5.5液相传质系数错误!未指定书签。气泡及液体间的相对滑动速度uSuS=GOLGOGuu1=9503.010188.09503.008.14=14.44m/s在安静区气液间的液膜传质系数引用修正公式Sh=2.0+0.018761.1072.03/23/1339.0484.0)(LbCLeDgdSRRe=LLsVudS=0.11×14.44×989/（0.0188×10-3）=83559978.72DL=4.43×10-8m2/s)(3/23/1LbDgd=3/283/1)1043.4(81.9005.0=3197.39Sh=2.0+0.0187(64840.484×14.040.339×3197.390.072)1.61=190.23且Sh=kLdb/DL∴kL=190.23×4.43×10-8/0.016=5.27×10-4m/s=1.90m/h因此在安静区的体积传质系数kLa=kL×a=4.66×10-4×47.78=0.02s-1=80h-13.5.6计算塔内应有的液层高度设该反应为拟一级反应k1=RTe/398021002.3=)75273(987.1/398021002.3e=0.9556查《石油化工基础数据手册》P597～644，知20℃时:3131721000）（）（L9.30107.25103.44556.904-8-1LLKDK4.014103.449891015.608-3-LLLCLDSAA=778.1kg/m3水=998.2kg/m3三聚乙醛=1205kg/m3丁烯酸=900.8kg/m38.9000004.01205001.02.9980036.01.778995.01=779.04kg/m3V=2464.162/779.04=3.163m3/h液层高度=3.163/1.539=2.06m∴乙醛的初始浓度CBL=2464.162×99.5%/(44×3.163)=17.61kmol/m33.5.7反应速度vCKvAiLaBH=123.30324.03.123/4/HPCiAikmol/m335.00324.003.0Bv=3.4×10-4m/s3.5.8塔高已知冷却水带走热量Q=1435.60×104kJ/h冷却水入口t=20℃出口t=65℃冷却过程为并流过程：△t1=75-20=55℃