问题：工艺设计要点之5
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时间：2007-05-27 18:55:27 编辑加入/取消收藏订制/取消短消息举报该贴

工艺设计要点之十六：压缩机和真空设备

1。根据下图选择压缩机类型：

2。风扇用来升高压力约3% ；鼓风机只能升高压力不到2.75 bar(表) ；压缩机则可以升到更高的压力。

3。理论上可逆绝热功率估算式：
功率 = m× z1 ×R ×T1 ×[(P2 ÷P1)a - 1] ÷ a
其中： T1为入口温度；
P1、P2为进出口压力；
R为气体普适常数∴
z1为压缩因子；
m为摩尔流率；
a = (k-1)/k ，及k = Cp/Cv

4。绝热可逆流体的出口温度T2 = T1× (P2÷P1)a

5。出口温度不应该超过204 oC 。

6。对于双原子气体(Cp/Cv = 1.4)的压缩比约为4。

7。对于多级压缩，每一级的压缩比应该接近相同。
压缩比 = (Pn / P1) 1/n 共有n级压缩。

8。往复式压缩机的效率：
压缩比为1.5时的效率为65%；
压缩比为2时的效率为75%；
压缩比为3 ~ 6时的效率为80 ~ 85%。

9。入口流率为2.8 ~ 47 m3/s 的大型离心式压缩机效率约为76~78%。

10。活塞往复真空泵可以抽真空到1 torr(绝)；活塞旋转真空泵可以抽真空到0.001 torr(绝).

11。单级喷射泵可以抽真空到100 torr(绝)；双级可达10 torr(绝)；三级可达1 torr(绝)；五级可达0.05 torr(绝)。

12。三级喷射泵维持抽真空在1 torr(绝)，每kg空气需要100 kg蒸汽。

13。泄露进真空设备中的空气量=k×V2/3
其中当压力大于90 torr时，k=4.8；
压力在3～20 torr时，k=1.9；
压力小于1 torr时，k=0.6；
V为真空设备的容积，m3；
泄露进真空设备的空气量，kg/h

工艺设计要点之十七：换热器

1。热交换器计算式Q = U×A×F× (LMTD) 中LMTD的校正因子可取F = 0.9。

2。最常见的换热管外径为19、25、38 mm ，三角形排列，管长6000、3000 mm 。

3。壳径300 mm的换热器面积约为9.3 m2；
壳径600 mm 的换热器面积约为37.2 m2；
壳径900 mm的换热器面积约为102 m2。

4。换热管内液体流速应该为1 ~ 3 m/s ；气体流速应该为9 ~ 30 m/s 。

5。带有腐蚀、污浊、锈蚀或者高压的流体通常安排在管内侧。

6。粘性和冷凝的流体通常安排在管外壳侧。

7。对于蒸发工况，压降约为0.1 bar；其他工况约为0.2 ~ 0.68 bar。

8。管壳式换热器中对于同端面管内外流体的最小温差约为 10 oC；对于冷剂约为5 oC 。

9。凉水塔出口温度通常为30 oC ，返水温度不高于45 oC 。

10。从参考文献中可以找到许多管壳式换热器中传热系数的估算式，
参见本园地2000-12-22刊发的“如何设计换热器及平均总传热系数U的初估”。

11。对于换热面积为10 ~ 20 m2的工况，最好选用套管式换热器。

12。螺旋板换热器通常用于泥浆及含有固体物料的工况。

13。带垫片的板式换热器温度可高达160 oC，由于其高效传热及“交错温差”的特性，而被广泛应用。
工艺设计要点之十八：板式塔

1。对于理想混合物，其相对挥发度可以取其纯组分蒸汽压的比值。

2。塔的操作压力主要取决于冷凝器中冷剂的冷凝温度，
以及再沸器中为避免工艺物流热降解而允许的最高温度。

3。对于顺序分离精馏塔系列：
首先进行最容易的分离(采用最小塔板数及最小回流比)
如果相对挥发度及进料组成变化不是很大，可一次将需要的产品精馏出塔顶。
如果相对挥发度及进料组成变化很明显，按照其挥发度的降序排列，依次精馏出所需产品。
如果进料浓度变化很明显，但是相对挥发度相差不多，
按照其浓度的降序排列，依次精馏出所需产品。

4。最经济的回流比通常在最小回流比的1.2 ~ 1.5倍之间。

5。最经济的塔板数通常取最小理论板数的两倍，
而最小理论板数是由Fenske-Underwood关联式决定的。

6。通常塔盘设计中实际塔盘数目要比计算值富余出10 % 。

7。板间距应该取450 ~ 610 mm 。

8。塔盘效率最高值通常在中等压力下蒸气线速度为0.6 m/s ；
真空条件下蒸气线速度为1.8 m/s 。

9。每块塔盘的典型压降为0.007 bar。

10。水溶液物系精馏的塔盘效率通常在60 ~ 90 % ，而气体吸收和汽提塔的塔盘效率接近于10 ~ 20 %。

12。最常见的三类塔盘为浮阀、筛板和泡罩。泡罩适用于要求低漏液率的工况，其压降比浮阀和筛板塔盘还要低。

13。筛板塔盘筛孔直径约为6 ~ 13 mm，开孔面积约占塔盘总鼓泡面积的10 %。

14。浮阀塔盘阀孔直径为38 mm，每平方米鼓泡面积中约设置130 ~ 150 个浮阀。

15。最普通的堰高为50 ~ 76 mm，典型的堰长取塔径值的 75 %。

16。回流泵的输送能力应该有至少10 %的设计余量。

17。适宜的Kremser吸收因子通常在1.25 ~ 2.00 之间。

18。回流罐通常是卧式安装，设计停留时间为5分钟时充满罐容积的一半。

19。对大多数的塔，直径至少为0.9 m ，其顶部应该留1.2 m高度的蒸气排放空间，
底部应该留1.8 m高度的釜液累积排放和再沸器返回接口空间。

20。由于风载和基础的原因，塔高不宜超过为60 m。

21。塔的长径比一般不超过30，最好低于20。

22。根据塔径粗估再沸器热负荷：
Q = 1.36×D2 对于加压精馏塔；
Q = 0.8×D2 对于常压精馏塔；
Q = 0.4×D2 对于真空精馏塔。
其中热负荷Q，106 kcak/hr；塔径D，m
工艺设计要点之十九：填料塔

1。填料塔的压降总是比相应的板式塔要低。

2。经常采用规整填料来改造现有板式塔，以提高产能或者分离要求。

3。对于气相流率为14 m3/min 时，宜选用25 mm 规格的填料；
对于气相流率为57 m3/min 时，宜选用50 mm 规格的填料。

4。塔径与填料直径的比值通常应该大于15。

5。为避免被压扁，塑料填料层单段高度宜限制在3 ~ 4 m ，
而金属填料床层单段可高达6 ~ 7.6 m。

6。对于鲍尔环填料，沿塔高每间隔5 ~ 10倍塔径时，就应该设置液体再分布器；
对于其它散堆填料，每间隔6.5 m时，就应该设置液体再分布器。

7。大于900 mm塔径的液体再分布器喷淋头，约为塔截面积上86 ~ 130 个/m2 ；
小塔中的喷嘴密度还应更大些。

8。填料塔操作泛点率应该在70 %左右。

9。对于气液吸收塔的理论板当量高度(HETS)，25 mm鲍尔环为0.4 ~ 0.56 m ；
50 mm鲍尔环为0.76 ~ 0.9 m。

10。设计压降：
工况压降，Bar/m填料
吸收和再生塔
不发泡体系
中等发泡体系
0.002 ~ 0.003
0.001 ~ 0.002
气体洗涤塔
水为溶剂
化学品溶剂
0.003 ~ 0.005
0.002 ~ 0.003
常压或加压蒸馏塔 0.003 ~ 0.007
减压蒸馏塔 0.001 ~ 0.003
任何体系的最大值 0.008

工艺设计要点之二十：反应器

1。反应速率数据必须由实验室的研究工作得出，
停留时间和空速数据的最终确定必须在试验台上取得。

2。催化剂颗粒的尺寸：流化床一般为0.1 mm，泥浆床一般为1 mm，
固定床一般为2 ~ 5 mm。

3。对于均相全混釜反应器，输入搅拌浆的功率应该为0.1 ~ 0.3 kW/m3 。
然而如果有传热发生，则所需功率应该三倍于上述数值。

4。当平均停留时间达到组分均一所需时间的5 ~ 10倍时，就达到了CSTR的理想状态。
适当设计的搅拌约500 ~ 2000次旋转，才能达到组分均一。

5。液体或者淤浆介质间相当慢的反应，通常最经济的配置应该采用3 ~ 5个全混釜反应器串联。

6。平推流反应器的典型应用，在高流率产出物及短停留时间，当需要明显的热量传递时选择它。

7。当达到平衡条件下95%的转化率时，一个5级全混釜反应器相当于一个活塞流反应器的性能。

8。温度升高10oC，通常反应速率会加快一倍。

9。非均相反应的反应速率经常是由传热或传质因素控制的，而不是化学动力学。

10。有时，改善催化剂选择性能比增加反应速率更有效。

工艺设计要点之二十一：制冷
1。一冷冻吨相当于移出12,000 Btu/h 的热量。

2。各种常用的制冷剂：
温度，oC 制冷剂
-18 ~ -10 深冷盐水、乙二醇
-45 ~ -10 氨、氟里昂、丙烷/丙烯
-100 ~ -45 乙烷、乙烯

3。取决于凉水塔的规模，冷却水出口温度在27 ~ 32 oC 之间，
回水温度应该在42 ~ 52 oC 之间，海水回水温度不应该高于43 oC。

4。传热流体：石油馏分油315 oC 以下；
导生油或其他合成油400 oC以下；熔盐600 oC 以下。

5。通常压缩空气的压力有：3、10、20、30 kg/cm2几种。

6。仪表空气参数一般为3 kg/cm2，-18 oC露点温度。

Btu是什么的缩写？
请问Btu是什么的缩写？和J，Cal是如何换算的啊？
能否给出冷冻吨的具体定义。谢谢

BTU是英热单位和冷吨的定义、换算
BTU： British Thermal Unit 的缩写。
1 BTU = 1.055 kJ
1 kcal = 3.9683 BTU

冷吨： 1冷吨表示1吨0℃的饱和水在24小时冷冻到0℃的冰所需要的制冷量。
通常冷吨分：冷吨、美国冷吨、日本冷吨,其换算单位为：
1 冷吨 = 1.09127 美国冷吨（USRT） = 1.02167 日本冷吨 = 3300 kcal/h = 13100 BTU/h
1 美国冷吨 = 1.06810 日本冷吨 = 3024 kcal/h = 12000 BTU/h
1 日本冷吨 = 3230 kcal/h = 12820 BTU/h

工艺设计要点之二十二：过程控制

1。两个基本定律：
不要试图控制你根本不了解的系统；
最简单的控制就是最好的控制系统。

2。常规过程控制有：
(1)开关控制适用于具有相对缓慢工艺流率的大型控制系统场合，
例如空调系统的空气体积值是非常大的系统容量；大型容积罐中的位式调节等。

(2)比例控制适用于无须闭环控制的系统场合，就象位式调节那样。

(3)比例积分控制用于约90%工业过程控制的系统场合。

(4)比例微分控制。(5)比例积分微分控制用于约10%工业过程控制的系统场合。

3。控制方法有：
(1)反馈控制；
(2)阶梯控制；
(3)比率控制；
(4)前馈控制。

4。控制仪表由以下部件组成：
(1)控制阀的固有特性表征为在恒定压力降条件下，阀开度与通过阀的流量之间的相对关系；
其中又分为线性的、对数(等百分比)及快开等流量特性。
选择控制阀时要注意不要选用余量超过20%的控制阀；
如果处理量范围过于宽阔，议选用两个并行阀，一个用于处理低流量控制，另一个用于所需要的较大调节流量；
对于大管线的流量控制，更经济的做法是选用变速泵来控制流量。

(2)气动和电动控制执行机构。

(3)控制信号。

5。可编程序逻辑控制器(PLC)是利用微处理器来处理数字输入及输出逻辑信号的控制器。

6。分布式控制系统(DCS)是利用计算机进行集中控制和管理各个过程控制回路的操作系统。

7。最新的控制系统还有模糊逻辑控制和神经控制系统
在一些特殊工况下选泵的影响因素有下列几点：
工艺设计要点之二十三
1、要处理的液体流量：这是决定泵尺寸的第一要素，是否要设置并行操作的泵也在此时确定下来。
2、所输送液体要克服的压头：通过压差计算(上、下游装置的垂直高度以及输送管线中的摩擦阻力等)确定下来。
很大程度上据此来选择适宜的离心泵以及所需要的级数。
3、所输送液体的性质：在规定产能下，粘度就决定了摩擦损失的大小，继而决定了所需功率的大小。
而液体的腐蚀特性将确定泵及填料结构的选材。
对于带有悬浮颗粒的液体，要保证足够大的泵中间隙。
4、驱动机：如果泵是由电机或内燃机来带动，用马达直接带动的工况下，宜选择高速离心泵或旋转泵。
5、如果泵是间歇操作，要格外注意不同于连续操作的腐蚀问题。

工艺设计要点之二十四：往复泵与离心泵的比较
往复泵相对于离心泵的优势归纳如下：
1、比离心泵可以设计更高的压头；
2、入口压力可以低于大气压，而无须专门的装置；
3、在操作上更灵活；
4、在很宽的操作流量范围里，可以基本保持恒定的效率。
离心泵相对于往复泵的优势归纳如下：
1、比往复泵便宜；
2、泵送压力稳定，而无震(脉)动；
3、可以直接与马达联结，而无需齿轮或皮带；
4、出口管线上的阀可以完全关闭，而不会损坏；
5、可以处理含大量固体颗粒的悬浮液。
总的来说，离心泵的优势比较大。

回复人：zsq123,▲ () 时间：2007-06-22 18:17:40 编辑	1楼
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回复人：melon1110,▲ (化工设计) 时间：2007-08-08 16:07:35 编辑	2楼
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回复人：YJF1818,▲ () 时间：2007-08-09 02:16:45 编辑	3楼
以后能多多向您请教吗?! 谢谢! YJF1818@163.COM

回复人：小工程师,▲ (An engineer) 时间：2007-08-10 11:17:26 编辑	4楼
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回复人：fengcggirl,▲ (化学工程师) 时间：2007-08-21 10:16:23 编辑	5楼
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回复人：李蒋德,▲ (为中国奋斗) 时间：2007-08-23 19:52:43 编辑	6楼
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回复人：李蒋德,▲ (为中国奋斗) 时间：2007-08-23 19:52:53 编辑	7楼
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回复人：李蒋德,▲ (为中国奋斗) 时间：2007-08-23 19:53:02 编辑	8楼
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回复人：小旭,▲ (本公司以“环保、节能技术推广与应用”为经营重点。寻求更好的技术，寻求更多的合作者……) 时间：2008-09-17 10:38:02 编辑	9楼
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回复人：zhouy98,▲ (i love you) 时间：2009-05-26 12:09:25 编辑	10楼
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