年产50万标m3溶解乙炔的工艺设计

年产50万标m3溶解乙炔的工艺设计内容摘要：

V钢瓶实际容积 L ɑ乙炔在丙酮中溶解度 Pa乙炔密度 kg/m3 PS乙炔瓶中余压 MPa 其中， ＆ =91% V= ɑ=237g/L Pa=P0 10 t P0=此可计算出乙炔在瓶中的剩余量，以及丙酮补加量。 （ 8） 充罐乙炔气体量： 充罐乙炔量 =（充罐后瓶中） （充罐前瓶中） 乙炔最大充罐量可按下式计算： VG   式中： ＆ 填料孔隙率 % V钢瓶实际容积 L Gmax乙炔限定充装量 kg 由上式可得 ： Gmax = （ 9） 生产乙炔瓶总数 年生产乙炔瓶总数： 75900（瓶） 日生产乙炔瓶数： 253（瓶） （ 10）发生器的物料衡算： 电石投入量 M1= 热量的散失 Q 累积 产生的乙炔 V1 电石渣 M2 产生的废气 V2 发生器 11 总物料： ∑m 入 =∑m 出 则： F=W+P M1=M2+V1+V2 （ 11）发生器的热量衡算： 由于电石与水在发生器里是根据化学反应自发所产生的热量，所以我们在这里就只能够看其本身的热量衡算了。 本身所散失的热量 Q1 随产生的乙炔和废气所带走的热量 Q3 随电石渣所散失的热量 Q2 对此连续稳定的过程 ∑Q 总 =∑Q 出 即 Q 总 =Q1+Q2+Q3+Q4 由于公司的保密要求，只能对主要设备做简单的物料和热量的衡算。 不能够详细的列举数据。 由此所产生的毕业设计的不规范希望指导老师理解和谅解。 5. 溶解乙炔车间设备设计与选型 乙炔发生器的选型 乙炔发生器 [8]是用水分解电石，制取气态乙炔的设备，是溶解乙炔生产装置中的重要设备之一，乙炔发生器的性能好坏，将直接影响到成套设备的安全性能和企业的经济效益。 根据工艺设计要求，本 设计采用全密封低压乙炔发生器 [9]作为反应设备。 全密封低压乙炔发生器全密封低压乙炔发生器是用电石桶把已破碎好的规格电石加入到发生器上部的电石贮料斗中。 由于它采用的是全密封加料，所以在加料过程中没有任何电石粉尘产生，操作环境相当好。 全密封发生器采用电磁振荡器 [10]把电石从贮料斗中均匀地振落到发生器内，电磁振荡器与贮气柜连锁控制，当发生器的发气量过大时，电磁振荡器会自动停止工作。 在安全性能方面，发生器 发生器里自发产生热量 Q 水中的热量 Q4 12 该发生器有超压、超液位两种保护装置。 一旦发生器超压，乙炔就会从安全装置中放空，非常安全。 表 3为各种型号溶解乙炔设备 的技术参数表。 表 3 各种型号溶解乙炔设备技术参数表 根据物料衡算可知，平均每小时生产乙炔 ，所以选择型号为 NRY80的乙炔发生器。 换热器的选型与设计 型号 NRY20 NRY40 NRY60 NRY80 NRY100 NRY120 NRY140 NRY160 乙炔 产量(m3/h) 20 40 60 80 100 120 140 160 乙炔 纯度(%) C2H2 ≥98 C2H2≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 C2H2 ≥98 发生器出口压力(MPa) 发生器水温(℃ ) ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 ≤ 70 电石 粒度(mm) 10200 10200 10200 10200 10200 10200 10200 10200 电石 耗量(kg/h) 95 190 285 380 475 570 665 760 乙炔压缩机型 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 M2V220/25 配用 电机(KW) 2 3 4 5 6 7 8 充瓶 压力(MPa) 13 本设计从生产实际出发，根据生产环境及生产能力的需求，选择合适的换热器类型，然后根 据具体生产工况，按相关设计规范，进行基于整体结构的工艺设计，再对相关辅助部件进行机械设计，最终设计出一台满足要求的换热器。 浮头式换热器 [11]是管壳式换热器系列中的一种，它的特点是两端管板只有一端与外壳固定死，另一端可相对壳体滑移，称为浮头。 浮头式换热器由于管束的膨胀不受壳体的约束，因此不会因管束之间的差胀而产生温差热应力，另外浮头式换热器的优点还在于拆卸方便，易清洗。 确定设计方案 两流体温度变化情况：热流体是乙炔，进口温度 oC，出口温度 40oC；冷流体（循环水）进口温度 30 oC，出口温度。 定性温度和物性参数计算 水的定性温度： 30t= = C 水的密度： ρ2=水的比热： Cp2=℃ 水的导热系数： k2=℃ 水的粘度： μ2=106 Pas 水的 普 朗特数： Pr2= 乙炔的定性温度： 011 6. 7 40t= = 78 .3 52 C 乙炔密度： ρ1= kg/m3 乙炔比热： Cp1= kJ/kg℃ 乙炔导热系数： k1= W/m℃ 乙炔粘度： μ1=104 Pa s 乙炔 普 朗特数： Pr1= 核算换热器传热面积 有效平均温差计算 14 由于逆流的传热效果比并流好，故在此选用逆流操作 逆流平均温差 n( ) lnNtttCtt       大 小大 小 参数 R: 11221 1 6 . 7 4 0 7 6 . 7 9 . 0 2 43 8 . 5 3 0 8 . 5ttR tt       参数 P： 22123 8 . 5 3 0 8 . 5 0 . 0 9 81 1 6 . 7 3 0 8 6 . 7ttP tt      查 GB151 图 F2（ b） [12],可得温差校正系 数： = ，则有效平均温差0 . 9 5 3 0 . 1 2 3 2 8 . 6 1 7mNt t C       在此温度下水的密度为： 3kg= m水水的比热容： Cp2=℃ 由于温差校正系数 ，同时壳程流体流量亦较大，故取单壳程较合适。 查相关资料取总传热系数   ℃mW300K 计算热负荷 乙炔气计算，即 kWTTCmQ p )40116()( 32111  式中： m1——乙炔的流量 ， m3/h； CP1——乙炔的比热 ， kJ/kg℃ ； T1——乙炔进口温度 ， ℃ ； T2——乙炔出口温度 ， ℃ ； 计算冷却用水量 忽略热损失，则水的用量为 )( )( 331222  TTC QmPkg/s= kg/h 式中： m2——水的质量流量 ， kg/h； CP2——水的比热 ， kJ/kg℃ ； T1——水进口温度 ， ℃ ； T2——水出口温度 ， ℃ ； 估算传热面积 15 0 7 2 86 1 0 0 100 5 9 5 831   mtK QAm2 式中： K——总传热系数 ， W/(m2℃ )； tm——有效平均温差 ， ℃ ； Q——热负荷 ， kw； 考虑 15%的面积裕度， 1  AA m2 工艺结构尺寸 管径和管内流速 对一定的传热面积而言，传热管径越小，换热器单位体积的传热面积越大。 对清洁的流体，管径可取小些，而对黏度较大或易结垢的流体，考虑管束的清洗方便或避免管子堵塞，管径可取大些。 由已知设计条件知冷却水走 管程 ，乙炔走壳程 ，故可取较小的管径。 在此选取的无缝钢管 Φ 192mm 作为换热管。 取管内水的流速 u=1m/s。 管程数和传热管数 根据传热管内径和流速确定单程传热管数 ns 根）( 22  iis udVn 式中： V——水的体积流量 ， m3/h； di——换热管的内径 ， mm； ui——水在换热管中的流速 ， m/s； 按单程计算所需换热管的长度 L  dn SL sm 式中： S——换热管传热面积 ， m2； ns——单程传热管数； d0——换热管外径 ， mm； 按单管程设计，传热管过长，根据本设计实际情况，取传热管长 6l m，则该换热器的管程数为 管程）(29  lLNP 传热管的总根数 根）(6 3 023 1 5 TN 16 管排列方式 换热管在管板上的排列有正三角形排列、正方形排列和正方形错列三种排列方式。 各种排列方式都有其各自的特点： ① 正三角形排列：排列紧凑，管外流体湍流程度高； ② 正方形排列：易清洗，但给热效果较差； ③ 正方形错列：可以提高给热系数。 各种排管方式简图见图 1。 图 1 排管方式简图 在此，选择正方形排列，主要是考虑这种排列便于进行机械清洗。 换热管中心距宜不小于 倍的换热管外径，根据换热管外径查管壳式换热器设计手册GB151 表 12[12]可得换热管中心距 S=25mm；分程隔板槽两侧相邻管中心距38mmnS 。 壳体内径 采用二管程结构，取管板利用率  ，则壳体内径： 4 8 6  TNSD mm 圆整取 D=1000mm 折流板的选择 常用的折流板和支撑板有弓形和圆盘两种。 弓形折流板又可以分为单弓形、双弓形、三弓形。 这里选用单弓形。 折流板的作用是可以提高壳程流体的流速，增加湍动程度，并使壳程流体垂直冲刷管束 ，以改善传热，增大壳程流体的传热系数，同时减少结垢。 常用的折流板形式有弓形和圆盘 圆环形两种，在这里选用弓形折流板。 取弓形折流板圆 17 缺高度为壳体内径的 25% ，则切去的圆缺高度为 h=1000=250mm, 取h=250mm。 在这里取折流板间距 3 0 01 0 0  DB mm 则折流板数量： （块）折流板间距 传热管长 1913006 0 0 01 BN 校核总换热系数 （ 1）管程对流传热系数 0 . 8 0 . 40 . 0 2 3 R e P rii id  式中 id ——管子的内径， m； 管程雷诺数 41 40 . 0 1 5 1 1 0 0 0R e 2 . 1 1 07 . 2 7 4 1 0idu     水水 管程普朗特准数 3 411 4. 17 4 10 7. 27 4 10P r 4.       水水 故管程对流传热系数： 0. 8 0. 4 4 0. 8 0. . 02 3 Re P r = 0. 02 3 ( 2. 1 10 ) 4. 85 51 83 .id       0W/(m. C) （ 2）壳程对流传热系数 壳程流通截面积 0    tdhDS im2 式中 h——折流挡板间距， m； t——管中心距， mm。 管子正方形排列时当量直径  2 0 0234 24ed t d d  式中 t——相邻两管中心距， m； 0d ——管外径， m。 所以 18    2 2 20 0 23 1 .7 3 2 3 .1 44 4 0 .0 2 5 0 .0 1 9 3 .1 4 0 .0 1 9 0 .0 1 7 32 4 2 4ed t d md      。