550kta MTO （甲醇制烯烴）反應工段的工藝設計

I目錄摘要 IV1緒論 11.1論文的選題意義/背景及目的 11.2國內外研究現狀分析 21.3論文的主要研究內容 31.3.1烴池機理 31.3.2雙循環(huán)機理 42化工模擬計算 52.1化工模擬軟件及介紹 52.2工藝概述 62.3反應工段模擬 72.4分離工段模擬 82.5.1急冷分水器 92.5.2堿洗塔模擬 102.5.3脫甲烷塔模擬 112.5.4乙烯分離塔 132.5.5丙烯分離塔 153物料衡算和能量衡算 173.1物料衡算 173.1.1物料衡算式 173.1.2物料衡算的主要步驟 173.1.3總物料衡算 173.1.4反應器物料衡算 203.1.5堿洗塔物料衡算 203.1.6脫甲烷塔物料衡算 213.1.7乙烯分離塔物料衡算 213.1.8丙烯分離塔物料衡算 223.2熱量衡算 223.2.1熱量衡算式 223.2.2熱量衡算的步驟 233.2.3總熱量衡算 233.2.4反應器熱量衡算 243.2.5脫甲烷塔熱量衡算 253.2.6乙烯分離塔熱量衡算 253.2.7丙烯分離塔熱量衡算 254反應器設計 274.1反應器設計基本參數 274.2流化床操作范圍 274.2.1最小流化速度 274.2.2顆粒帶出速度 284.2.3操作氣速 294.3流化床反應器尺寸計算 294.3.1流化層尺寸 294.3.2床層空隙率 294.3.3催化劑填充量 304.3.4擴大段直徑 304.3.5反應器壁厚 304.3.6高度計算 314.4附件設計 324.4.1人孔的設計 324.4.2旋風分離器 334.4.3裙座 345塔設計 355.1塔設備計算的相關工藝參數 355.2脫甲烷塔工藝尺寸計算 355.2.1塔體高度的計算 355.2.2塔徑的計算 365.2.3塔板布置和相關尺寸計算 375.2.4浮閥的數目與排列 405.2.5浮閥塔板的流體力學驗算 405.2.6塔板負荷性能圖 425.3設計壓力的計算 445.4塔器材料的選取 445.5筒體壁厚 455.6封頭設計 455.6.1封頭壁厚 455.6.2封頭尺寸 455.7筒體的液壓試驗和應力校核 465.7.1筒體計算 465.7.2試驗壓力計算 465.8塔器附屬設備的設計 475.8.1裙座 475.8.2人孔 485.8.3接管 505.8.4法蘭 515.9塔的質量計算 515.10塔體強度及穩(wěn)定性校核 555.10.1塔的基本自振周期計算 555.10.2地震載荷計算 555.11風載荷 585.11.1水平風力 585.11.2風彎矩 605.11.3最大彎矩 605.12筒體強度及穩(wěn)定性計算 605.12.1筒體計算基礎數據 605.12.2圓筒軸向應力計算 605.12.3圓筒穩(wěn)定性校核 615.12.4壓力試驗時的應力校核 625.13裙座應力校核 635.13.1裙座底截面（0-0截面）校核 635.13.2裙座檢查孔截面（1-1截面）校核 645.14基礎環(huán)校核 645.15地腳螺栓 655.16裙座和塔體連接焊縫驗算 665.17接管補強 666設備選型 716.1設備選型的意義 716.2換熱器選型 716.3泵的選型 737化工環(huán)保與安全 757.1火災、爆炸危險和毒物危害分析 757.2安全衛(wèi)生危害防范措施 767.3主要污染源和污染物 777.3.1廢氣污染源及污染物 777.3.2廢水污染源及污染物 777.3.3固體廢物 777.4三廢治理措施 787.4.1廢氣治理措施 787.4.2廢水治理措施 787.4.3固體廢物處理措施 798結論與展望 808.1結論 808.2展望 80致謝 81參考文獻 821緒論1.1論文的選題意義/背景及目的衡量一個國家化工發(fā)展的水平，要看這個國家的烯烴的產量。乙烯和丙烯是化工行業(yè)最基礎的原材料，是高分子合成中使用率最高的單體。近些年來，烯烴的需求量越來越大，應用也隨處可見，像我們的生活中運用非常廣泛的塑料、纖維等化工產品，都是由乙烯和丙烯制成的。除此之外，乙烯和丙烯也是合成樹脂、合成橡膠、丙三醇以及環(huán)氧丙烷的原料。因此在煤化工領域中，近幾年來的研究重點越來越偏向于甲醇制烯烴，MTO工藝也成為煤化工領域研究的熱門。雖然說生產乙烯的方法有很多，但世界上99%的乙烯都是以石油為原料通過管式加熱爐裂化生產而來的。然而，近些年來，石油儲備在不斷的消耗，全世界各個國家在重新尋找新的原料和新的工藝，使得世界上乙烯的生產模式發(fā)生了巨大的改變。世界上第二大乙烯生產地是北美，它之所以取得如此巨大的產量是因為其頁巖氣技術取得了很大的進步。亞太地域有著很大的烯烴需求量，并且是乙烯的首要出產地域；中東和西歐情況相似，但中東有生產成本比較低的優(yōu)勢，所以中東的生產能力很可能超過西歐。另一方面來說，中國對乙烯、丙烯等低碳烯烴等需求量在急劇增加，但是這些低碳烯烴的產量都很小。目前，乙烯產品只能滿足部分國內需求，許多乙烯產品的生產大都需要依賴進口。因此，我國迫切需要掌握先進的乙烯生產技術，盡快完善國內技術，增加國內乙烯產品的產量，以滿足國內消費需求。我國石油資源匱乏，煤炭資源豐富，因此將石油作為生產低碳烯烴的唯一原料是不會有長遠發(fā)展的。以煤為原料，甲醇為中間產品，進一步生產低碳烯烴，可以降低我國對外進口石油的依賴以及對不可再生能源的開采利用。加快煤基MTO/MTP工藝的產業(yè)發(fā)展，能夠促進煤炭資源豐富地區(qū)低碳烯烴產業(yè)的快速發(fā)展，這樣有利于實現我國煤炭資源豐富的優(yōu)勢轉化。1.2國內外研究現狀分析隨著煤制甲醇工藝的完善，市場上甲醇原料成本較低，甲醇制乙烯、丙烯（MethanoltoOlefins）和甲醇制丙烯（MethanoltoPropylene）這兩項技術發(fā)展迅速。煤制烯烴有三項關鍵的技術，分別有煤的氣化、甲醇合成以及甲醇制烯烴，這幾個工藝中最為重要的工藝是甲醇制烯烴工藝。目前，前兩階段的技術都相當成熟了，而且已經有許多大型商業(yè)化機組在運行。多年的工程實際運用，甲醇制烯烴技術也逐漸走向了成熟。如今烯烴生產原料的多樣化，在一定的程度上節(jié)約了我國大量的石油資源。20世紀70年代是甲醇制烯烴技術的開端，基于對合成方法、反應條件以及催化劑等多方面的綜合研究，開發(fā)了很多種技術。目前運用最為廣泛的是MTO和MTP技術。MTO工藝用煤量較MTP的工藝來說相對較低，因此其工藝成本受煤炭價格變動影響相對較小，在高油價的情況下具有更多的優(yōu)勢。所以對于一般的化工企業(yè)來說，在用甲醇制烯烴的過程中，一般都會優(yōu)先考慮MTO技術。本次設計采用MTO工藝，原料為粗甲醇，選擇反應的催化劑為SAPO-34分子篩，本次設計采用計量反應器，它屬于流化床反應器，主要是生產乙烯、丙烯。流化床反應器的操作條件相對容易控制，可以根據客戶需求進行乙烯、丙烯比例調整。MTP利用催化劑ZSM-5和一定條件下在裂解固定床反應器中發(fā)生反應，主要產品有丙烯、石腦油、LPG（主要成分是C3及C4烴類）和少量乙烯。挪威國家石油公司（StatoilASA）的甲醇廠MTO工藝運行結果數據見表1.1。表1.1挪威國家石油公司MTO工藝運行結果甲醇轉化率丙烯收率乙烯收率丁烯收率99.8%45%34%13%Lurgi的MTP工藝主反應系統由3個5-6層串聯絕熱固定床反應器組成，此工藝中丙烯選擇性非常高，不容易結焦，而且ZSM-5催化劑的使用壽命長。1.3論文的主要研究內容2017年，劉忠民等人第一次利用原位固相磁共振技術，將二甲醚的C-H鍵激活到烯烴反應中，獲得了類亞甲基氧，結果說明反應物經過活化形成了C-C鍵，并且間接提出了有關甲氧基、三甲氧基離子輔助甲醇、二甲醚活化之后一起反應的原理。其次在甲醇制烯烴反應中，當整個反應趨于穩(wěn)定之后，整個反應歷程與最初進入反應器的烯烴狀態(tài)無關[7]。當然通過最近大量的實驗表明如果甲醇或者二甲醚在反應過程處于穩(wěn)定之后，是不可能直接形成C-C鍵的，當然也不會有烴類物質的生成。就工程實際來說只要在甲醇制烯烴的過程中，有少量雜質的形成的話，就可以形成穩(wěn)定的催化過程。另外通過在大量實驗表明，除C-C鍵直接形成機理以外油氣成藏機理、雙旋回機理等間接反應機理也可用于反應。1.3.1烴池機理在DahlIM等人的研究下，發(fā)現了SAPO-34型催化劑在整個甲醇制烯烴反應過程中的工作原理。在反應期間丙烯的形成主要依靠甲醇分子的直接轉化，只有少部分是依靠乙烯基的甲基化。此外通過對這個反應機理的研究，DahlIM等人間接發(fā)現了“烴池”機理，簡單來說此機理就是認為在反應之初，甲醇會在催化劑表面形成特定的物質，這些物質主要由聚甲苯等油氣物質組成。在后面的反應過程中，生成的碳氫化合物會漸漸的被低碳烯烴取代，這些烯烴主要由乙烯、丙烯和丁烯組成。整個反應是相互平行的，所以生成的產物不會和甲醇發(fā)生反應，在實際工程中該機理也得到證實。1.3.2雙循環(huán)機理簡單來說油氣成藏機理就是芳烴和烯烴循環(huán)機理。近年來的理論研究進一步證實，在HZSM-5分子催化劑上，乙烯和丙烯通過芳烴（多甲基苯）循環(huán)形成的可能性相似。此外研究也證明通過甲基化裂解制丙烯和乙烯的時候，丙烯所需要的自由能較少，所以甲基化裂解能更多產生丙烯。通過烯烴循環(huán)制得的主要產物是丙烯，而乙烯的生產則主要通過芳香族循環(huán)[7]。但是通過比較可知，烯烴循環(huán)對丙烯的作用更大，因此ZSM-5催化劑在整個甲醇制烯烴過程中來說對丙烯產率更加有利。通過查閱MTO的相關資料，對比MTP和MTO工藝特點，了解MTO發(fā)展現狀和代表工藝。根據其反應機理和主要控制參數，本次設計確定選取UOP公司的MTO工藝生產實例來進行工藝模擬，選用MTO-100新型SAPO-34分子篩催化劑，完成烯烴年產量為55萬噸的生產工藝。2化工模擬計算2.1化工模擬軟件及介紹起初科學家們探索反應規(guī)律需要進行實際操作，但由于資金和時間消費比較多，效果并不理想。20世紀50年代，數學模型方法才在化工領域得到使用，人們利用計算機求解化學工程過程的數學模型，這是最早的化工模擬技術?，F在應用較廣的化工流程模擬軟件，主要有ChemCAD，AspenPlus，PRO/II，VMGSim，DesignII等。AspenTech公司經過多年的擴充，先后兼并全球各行業(yè)技術領先的20多家公司。因此，在本次模擬過程中，選用了該公司目前公認度最高的大型流程模擬軟件AspenPlus作為主要計算工具。AspenPlus功能多種多樣，有豐富的物性參數庫和適用于多種場合的物性方法供我們根據實際情況選擇，方便我們進行單元模擬操作以及整個工藝流程模擬，為實際工藝的研究設計提供了可靠的數據基礎和理論依據。AspenPlus軟件有大量關于塔設備設計的模塊。主要分為簡捷法（DSTWU簡捷精餾模塊）和嚴格法（RadFrac模塊），嚴格塔的數據就是在簡捷塔模擬的基礎上得到的。一般的模擬過程是先通過簡捷塔模擬來得到工藝參數，然后在嚴格塔內填入簡捷塔模擬出的數據。此外通過對簡捷塔模擬數據的調整，可以得到相應嚴格塔的最佳工藝參數，并對其嚴格塔的數據進行優(yōu)化，這在實際工程中具有深遠的意義。在本次模擬中主要涉及的塔設備有脫甲烷塔、乙烯分離塔和丙烯分離塔，從本質來看它們都屬于精餾塔。在設計的時候需要提前知道其相關參數，因此需要用到簡捷塔來模擬。根據簡捷塔模擬結果，可以得到塔設備的最小回流比和理論板數，并通過相應的塔板數和回流比變化曲線進行精確分析，選擇最佳的工藝參數，對精餾塔進行初步的設計。總體流程如圖2.1所示。本次模擬選擇基于RK方程的RK-SOAVE物性方法，輸入初始進料條件及相關操作條件，運行模擬的工藝流程。圖2.1工藝模擬流程圖E101,E102,E201,E202,E203,-換熱器C101,C201-壓縮機R101-反應器S201,S201-氣液分離器T201-堿洗塔T202-乙烯分離塔T203-丙烯分離塔TJ1,TJ2,TJ3-簡捷精餾塔F1,F2,F3-物流復制器2.2工藝概述本次設計所參照的流程為MTO順序分離流程，整個反應過程是以粗甲醇為原料，通過壓縮機和換熱器的升溫和加壓之后，進入反應器。在450℃，0.2MPa的反應條件下，在SAPO-34分子篩MTO-100型催化劑的催化作用下發(fā)生反應，生成乙烯、丙烯，和少量的丁烯。隨后反應產物進入分離工段，依次通過急水分離器，堿洗塔，精制塔對產物除雜精餾。具體流程圖如下：圖2.2順序分離流程2.3反應工段模擬如圖2.3所示，粗甲醇的混合液體先進入換熱器E101升溫變成蒸汽，通過壓縮機C101給氣體加壓至0.2MPa，再通過換熱器E102給氣體升溫至450℃。在反應器0.2MPa，450℃的反應條件以及MTO-100型的SAPO-34型分子篩催化作用下，甲醇反應生成大量水、乙烯、丙烯和少部分的丁烯和二甲醚。圖2.3反應工段流程圖反應器中發(fā)生的反應：（2-1）（2-2）（2-3）（2-4）（2-5）（2-6）反應器模擬的結果，如表2.1所示：表2.1MTO反應器模擬組分RIN(kg/hr)ROUT(kg/hr)CH4O2033522033.518H2O10972.08119633CO26607.0996607.099CH424.153671636.879N252.2185952.21859C4H9OH478.2765478.2765C2H5OH1707.5931707.593CH3COOH1364.821364.82C2H4029964.11C3H6039658.38C4H8011456.86CH3OCH302315.584C2H201308.751CO05631.585H20709.2742.4分離工段模擬反應產物的分離和除雜是必不可少的一步[19]。整個過程中包括粗甲醇蒸汽中夾雜的二氧化碳、醋酸、乙醇等雜質，也包括在反應過程中甲醇分解生成大量的水蒸汽、甲烷、丁烯等雜質。模擬中分離工段涉及到的主要設備有氣液分離器，堿洗塔，脫甲烷塔，乙烯分離塔，丙烯分離塔。2.5.1急冷分水器表2.2汽水分離器模擬結果組分S3S4S7S8CH4O2033.5181561.672471.8454193.3989H2O1196331179311702.344593.7512CO26607.0990.7155536606.3836598.267CH41636.8790.0072531636.8721636.68N252.218592.63E-0552.2185652.21734C4H9OH478.27650.405023477.8715164.6427C2H5OH1707.59384.495561623.098810.7528CH3COOH1364.8279.930131284.89234.7514C2H429964.110.23278229963.8729949.13C3H639658.380.12133439658.2539597.3C4H811456.860.00447211456.8611426.77CH3OCH32315.5840.1122012315.4712301.234C2H21308.7510.1058851308.6451306.867CO5631.5850.0022695631.5825631.469H2709.2740.000514709.2735709.2674從反應器出來的物流線ROUT中，H2O的摩爾分率約為0.67。分離工段的第一步用flash模塊進行絕熱閃蒸，設置兩個閃蒸罐S201和S202的HeatDuty為0，將來自反應器的氣相混合物通入換熱器冷凝，將水蒸氣變成液態(tài)水，進而完成氣液分離。圖2.4急水分離器模擬從反應器出來的混合氣體先通過換熱器E201降溫至40℃，隨后進入氣液分離器S201分離出大部分的水，再經壓縮機給蒸汽沖壓至1MPa，換熱器E202進一步急冷，降溫至40℃，最后通過汽水分離器S202分離出水，急冷分水器模擬得到的結果如表2.2。2.5.2堿洗塔模擬表2.3堿洗塔模擬結果組分進塔（kg/hr）塔頂S10（kg/hr）塔底S11（kg/hr）CH4O193.3989193.39890H2O593.7512590.990544869.82CO26598.2670.6598276597.607CH41636.681636.680N252.2173452.217340C4H9OH164.6427164.64270C2H5OH810.7528810.75280CH3COOH234.75140.234751234.5167C2H429949.1329949.130C3H639597.339597.30C4H811426.7711426.770CH3OCH32301.2342301.2340C2H21306.8671306.8670CO5631.4695631.4690H2709.2674709.26740NaOH29301.75787317576.97混合氣經換熱器降溫后進入堿洗塔底部，與塔頂流下的NaOH溶液逆流接觸，將粗甲醇氣體帶進系統的CO2和CH3COOH除去。本次選用分離器SEP模塊模擬堿洗塔，堿洗溫度和壓力通常控制在25℃和2MPa，堿液使用濃度為15%的NaOH溶液，流量為2930kmol/hr，循環(huán)使用直至堿液濃度到2%-3%時再更換。堿洗塔中發(fā)生以下化學反應：（2-7）（2-8）（2-9）堿洗塔模擬結果如表2.3。圖2.5堿洗塔模擬2.5.3脫甲烷塔模擬脫甲烷塔T202采用中壓法，選用RadFrac模塊，塔頂餾分主要為CH4、CO、N2、H2，塔底產物為C2及C3以上化合物。圖2.6脫甲烷塔模擬示意（左）、脫甲烷塔參數設置（右）本次設計脫甲烷塔的操作壓力為1MPa，理論塔板數為12塊，第9塊板為進料板，回流比為5.35191，采出率D/F為0.220101，具體參數設置如圖2.7。本工藝條件進料流股S10，塔頂出料流股S12，塔底出料流股S13，其組成見表2.4。表2.4脫甲烷塔模擬結果組分進料（kg/hr）塔頂出料（kg/hr）塔底出料（kg/hr）CH4O193.39891.21E-26193.3989H2O590.99054.57E-19590.9905CO20.6598270.009579740.650247CH41636.681633.5273.153494N252.2173452.217220.000121C4H9OH164.64275.49E-44164.6427C2H5OH810.75284.02E-32810.7528CH3COOH0.2347512.55E-420.234751C2H429949.13274.255629674.87C3H639597.39.78E-0739597.3C4H811426.771.89E-1411426.77CH3OCH32301.2341.84E-112301.234C2H21306.8672.1193531304.747CO5631.4695631.4280.041413H2709.2674709.26745.21E-06NaOH1.7578733.13E-1101.7578732.5.4乙烯分離塔圖2.7乙烯分離塔模擬AspenPlus在模擬MTO工藝分離工段流程時，會涉及到塔設備，因此需要對單塔進行模擬，根據DSTWU模塊的模擬數據選擇合適的工藝參數，并對其進行優(yōu)化，然后運用RadFrac單元來執(zhí)行嚴格的設計，再連接下一個設備，最后，整個過程被連接到整體來模擬全流程的工藝流程，此時以模擬的第二個設備乙烯分離塔T203為例。圖2.8乙烯分離塔參數設置從脫甲烷塔塔底流出的產物首先經過泵P201加壓至2MPa，再經換熱器升溫至常溫送入乙烯分離塔T203。根據簡捷塔TJ2模擬數據，乙烯分離塔的理論塔板數為20，其中第10塊板為進料板，采出率D/F為0.467973，回流比為1.5321，具體參數設置如圖2.9。塔頂餾分主要為C2H4、C2H2，塔底產物為C3及C4化合物。乙烯分離塔進料流股S15，塔頂出料流股S16，塔底出料流股S17，其組成見表2.5。表2.5乙烯分離塔模擬結果組分進料（kg/hr）塔頂出料（kg/hr）塔底出料（kg/hr）CH4O193.39891.35E-11193.3989H2O590.99057.29E-07590.9905CO20.6502470.6498840.000363CH43.1534943.1534931.15E-07N20.0001210.0001212.17E-16C4H9OH164.64271.05E-23164.6427C2H5OH810.75287.02E-15810.7528CH3COOH0.2347515.33E-240.234751C2H429674.8729498.64176.2329C3H639597.3232.52239364.78C4H811426.770.00071111426.77CH3OCH32301.2340.0938882301.14C2H21304.7471246.2358.51742CO0.0414130.0414132.24E-13H25.21E-065.21E-062.45E-21NaOH1.7578734.53E-861.7578732.5.5丙烯分離塔從乙烯分離塔塔底流出S17物流線中的產物緊接著進入丙烯分離塔T204。根據簡捷塔TJ3模擬結果，丙烯分離塔的理論塔板數為22，第11塊板為進料板，采出率D/F為0.7779，回流比為2.97，具體參數設置如圖2.10。塔頂餾分主要為C3H6，塔底產物為C4及以上化合物。圖2.9丙烯分離塔模擬示意（左）、丙烯分離塔參數設置（右）丙烯分離塔進料流股S17，塔頂出料流股S18，塔底出料流股S19，其組成見表2.6。表2.6丙烯分離塔模擬結果組分進料（kg/hr）塔頂出料（kg/hr）塔底出料（kg/hr）CH4O1.93E+021.27E-05193.3988H2O590.99050.027214590.9633CO20.0003633.63E-041.71E-12CH41.15E-071.15E-071.89E-19N22.17E-1600C4H9OH1.65E+023.53E-15164.6427C2H5OH8.11E+026.70E-08810.7528CH3COOH2.35E-012.14E-160.234751C2H4176.23291.76E+024.64E-06C3H639364.7839251.34113.443C4H811426.7717.4596211409.31CH3OCH32301.141646.17654.9693C2H258.517425.85E+011.02E-05CO2.24E-1300H22.45E-2100NaOH1.76E+009.19E-691.7578733物料衡算和能量衡算3.1物料衡算3.1.1物料衡算式物料衡算通式如式：（3-1）運用式（3-1）可以對整個工藝流程或單元模塊進行物料衡算。3.1.2物料衡算的主要步驟1.畫物料平衡關系圖。2.明確變化過程，選擇計算基準。3.收集數據資料，確定計算順序，進行物料平衡計算。4.整理并校核計算結果，繪制物料流程圖。3.1.3總物料衡算物料衡算流程圖如圖3.1所示。圖3.1物料衡算流程圖通過Aspen工藝模擬，總物料衡算結果見表3.1，各組分質量流量見表3.2。表3.1總物料衡算表流股名稱質量流率kg/hr溫度℃壓力bar氣相分率液相分率INPUT2245582510.0183370.981663NAOH62445.78252001S411965940201S93692.98640.000161001S1169278.9134.06958100.0497690.950231S128302.823-130.9511010S1630981.33-28.10662010S1841149.7549.016222010S1913939.47108.78842001表3.2各組分質量流量流股名稱INPUTNAOHS4S9S11S12S16S18S19CH4O20335201561.672278.446601.21E-261.35E-111.27E-05193.3988H2O10972.0844867.051179311108.59244869.824.57E-197.29E-070.027214590.9633CO26607.09900.7155538.1163436597.6070.009579740.6498840.0003631.71E-12CH424.1536700.0072530.19170601633.5273.1534931.15E-071.89E-19N252.2185902.63E-050.001224052.217220.00012100C4H9OH478.276500.405023313.228805.49E-441.05E-233.53E-15164.6427C2H5OH1707.593084.49556812.344904.02E-327.02E-156.70E-08810.7528CH3COOH1364.82079.930131050.139234.51672.55E-425.33E-242.14E-160.234751C2H4000.23278214.748560274.255629498.64176.23294.64E-06C3H6000.12133460.95209.78E-07232.52239251.34113.443C4H8000.00447230.0890601.89E-140.00071117.4596211409.31CH3OCH3000.11220114.2377801.84E-110.0938881646.17654.9693C2H2000.1058851.77802502.1193531246.2358.517411.02E-05CO000.0022690.11346505631.4280.04141300H2000.0005140.0060440709.26745.21E-0600NaOH017578.730017576.973.13E-1104.53E-869.19E-691.757873由模擬結果表3.1可知，INPUT和NAOH兩個流股為系統進料，S4、S9、S11、S12、S16、S18、S19七個流股為系統出料，系統每小時的進料量∑G投入=287003.78kg，系統每小時的產量∑G產品=287004.169kg，相對誤差為：，總物料守恒。3.1.4反應器物料衡算表3.3反應器物料衡算表流股名稱RINROUT質量流率kg/hr224558224558溫度℃450450壓力bar22氣相分率11液相分率00由模擬結果表3.3可知，RIN流股為反應器進料，ROUT流股為反應器出料，反應器每小時的進料量∑G投入=224558kg，每小時的產量∑G產品=224558kg，相對誤差為：，所以反應器物料守恒。3.1.5堿洗塔物料衡算表3.4堿洗塔物料衡算流股名稱S8NAOHS11S10質量流率kg/hr10120762445.7869278.9194373.37溫度℃40.000162534.0695834.06958壓力bar10201010氣相分率100.0497690.993504液相分率010.9502310.006497由模擬結果表3.4可知，S8和NAOH兩個流股為堿洗塔進料，S11、S10兩個流股為堿洗塔出料，堿洗塔每小時的進料量∑G投入=163652.78kg，產量∑G產品=163652.28kg，相對誤差為，所以堿洗塔物料守恒。3.1.6脫甲烷塔物料衡算表3.5脫甲烷塔物料衡算流股名稱S10S12S13質量流率kg/hr94373.378302.82386070.55溫度℃34.06958-130.9507-27.651壓力bar101010氣相分率0.99350410液相分率0.00649701由模擬結果表3.5可知，S10流股為脫甲烷塔進料，S12、S13兩個流股為脫甲烷塔出料，堿洗塔每小時的進料量∑G投入=94373.37kg，每小時的產量∑G產品=94373.373kg，相對誤差為，所以脫甲烷塔物料守恒。3.1.7乙烯分離塔物料衡算表3.6乙烯分離塔物料衡算流股名稱S15S16S17質量流率kg/hr86070.5530981.3355089.22溫度℃25-28.106658.04989壓力bar202020氣相分率0.61562510液相分率0.38437501由模擬結果表3.6可知，S15流股為系統進料，S16、S17兩個流股為系統出料，系統每小時的進料量∑G投入=86070.55kg，系統每小時的產量∑G產品=86070.55kg，相對誤差為，所以乙烯分離塔物料守恒。3.1.8丙烯分離塔物料衡算表3.7丙烯分離塔物料衡算流股名稱S17S18S19質量流率kg/hr55089.2241149.7513939.47溫度℃58.0498949.01622108.7884壓力bar202020氣相分率010液相分率101由模擬結果表3.7可知，S17流股為系統進料，S18、S19兩個流股為系統出料，系統每小時的進料量∑G投入=55089.22kg，系統每小時的產量∑G產品=55089.22kg，相對誤差，所以丙烯分離塔物料守恒。3.2熱量衡算3.2.1熱量衡算式根據能量守恒定律，對于連續(xù)系統有:（3-2）運用式（3-2）可以對整個工藝流程或單元模塊進行熱量衡算。3.2.2熱量衡算的步驟1.選取衡算的基準，列出熱量衡算式。2.根據模擬過程標明每個物質的相態(tài)。3.找出模擬過程中各流股的流量和焓值以及各設備的熱負荷。4.將收集到的數據代入熱量衡算關系式求得結果。5.計算整個熱量衡算的誤差，列出相應的熱量衡算表。3.2.3總熱量衡算表3.8總熱量衡算表流股名稱質量流率kg/sec溫度K壓力N/sqm焓J/kgINPUT62.37722298.15100000-7996200NAOH17.34605298.152000000-14056000S433.23848313.15200000-15847000S91.0258293139223800S1119.24414307.21961000000-13516000S122.30634142.19931000000-3906000S168.605925245.043420000002005730S1811.43048322.16622000000303592S193.872076381.93842000000-1424600系統的總進料量：系統的總出料量：表3.9各設備內能改變量設備名稱溫度/℃壓力/bar（Q+W）/kW反應器R101R101-14502-41485.20732R101-245025806.641728分水器S2014020S20240100輸送設備C101128.88202525689.76126C201157.208496105951.55962P2012058.3595245換熱器E10168.1920701185113.42245E102450239851.67472E201402-138092.9828E2024010-7565.492585E20325207482.672741塔設備T20142.2515875T202top-130.95067210-15046.66143btm-27.650978102244.6898T203top-28.106613220-5909.939212btm58.0498854204785.779602T204top49.016222920-9814.545207btm108.7883942013393.3469根據表3.9可知所有設備內能總變化量為，系統損失的能量為，，所以總熱量守恒。3.2.4反應器熱量衡算，，，反應器損失的能量為，，所以熱量守恒。表3.10反應器熱量衡算流股名稱RINROUT質量流率kg/sec62.3772262.37722溫度K723.15723.15壓力N/sqm200000200000焓J/kg-5901600-64736003.2.5脫甲烷塔熱量衡算表3.11脫甲烷塔熱量衡算流股名稱S10S12S13質量流率kg/sec26.214832.3063423.90849溫度K307.2196142.1993245.499壓力N/sqm100000010000001000000焓J/kg343932-3906000218447，，，脫甲烷塔損失的能量為，，所以熱量守恒。3.2.6乙烯分離塔熱量衡算表3.12乙烯分離塔熱量衡算流股名稱S15S16S17質量流率kg/sec23.908498.60592515.30256溫度K298.15245.0434331.1999壓力N/sqm200000020000002000000焓J/kg5338602005730-367560，，，乙烯分離塔損失的能量為，，所以熱量守恒。3.2.7丙烯分離塔熱量衡算表3.13丙烯分離塔熱量衡算流股名稱S17S18S19質量流率kg/sec15.3025611.430483.872076溫度K331.1999322.1662381.9384壓力N/sqm200000020000002000000焓J/kg-367560303592-1424600，，，丙烯分離塔損失的能量為：，，所以丙烯分離塔熱量守恒。4反應器設計4.1反應器設計基本參數MTO反應器R101選用氣固流化床，粗甲醇原料氣在反應床層與MTO-100型SAPO-34分子篩進行反應，反應器操作條件和催化劑相關參數，見表4.1和表4.2。根據模擬結果得到反應條件下進料密度為1.04265kg/m3，粘度為2.39626×10-5Pa·s，原料粗甲醇水含量為8.495（摩爾分數）。表4.1MTO反應器操作條件反應器流化床反應器操作溫度450℃操作壓力0.2MPa甲醇操作空速1-5h-1表4.2MTO-100催化劑相關參數催化劑MTO-100型粒徑范圍30-140μm平均粒徑80μm催化劑密度ρ1200kg/m3堆密度700kg/m34.2流化床操作范圍4.2.1最小流化速度最小流化速度umf計算公式如下：對于小顆粒公式：（4-1）對于大顆粒公式：（4-2）式中：dp—催化劑固體顆粒平均粒徑；ρp—固體顆粒密度；ρ—氣相密度；μ—氣相粘度。先假設小顆粒的雷諾數，由式（4.1）計算如下：雷諾數的校核公式：滿足假設條件。將umf帶入魯德準數公式，用Fmf判斷流化形式，如果其值小于0.13，為散式流化；大于0.13則為聚式反應[22]。已知數據帶入公式得：魯德準數公式：，，為散式流化。4.2.2顆粒帶出速度顆粒帶出速度用ut表示。其數值是流化床中流體操作速度的最大值，不超過反應器床層的最小顆粒的帶出速度[23]。計算如下：（4-3）（4-4）（4-5）為了使流化床反應器不出現夾帶現象，本次設計用最小顆粒的直徑d=30μm來計算帶出速度。假設當，帶入式（4-3）計算得：校核雷諾數：，假設成立。4.2.3操作氣速小顆粒的流化數，流化比為12.89:1，大顆粒的流化狀態(tài)需要計算粒徑d=140μm的顆粒的臨界流化速度。假定顆粒的雷諾系數Rep＜0.4。則其臨界流化速度：核算雷諾準數：，所以計算有效。最大顆粒流化速度為0.00583m/s，小于最小顆粒帶出速度0.02454m/s，故在0.001904-0.02454m/s的流速范圍內可以將整個床層流化起來。實際生產中帶出速度和最小流化速度的比值的差異特別大[23]。而且?guī)缀鯕馑俣紩^顆粒的帶出速度，這樣就會使得反應器中的夾帶現象特別嚴重。產生這種現象的主要原因是大量氣體變?yōu)闅馀萃ㄟ^床層，使得床層顆粒懸浮在氣速很低的乳相中。因此一般流化床都配有旋風分離器，來減少此情況的發(fā)生。本次反應裝置，取流化比為1200，則實際流速4.3流化床反應器尺寸計算4.3.1流化層尺寸根據Aspen模擬結果進料流量為時對應的流化面積為：，流化層直徑為：4.3.2床層空隙率催化劑顆粒空隙的體積Va與流化床整個床層體積Vb之比就是床層空隙率[21]。干燥催化劑的堆密度，其顆粒密度為，代入公式得到空隙率：4.3.3催化劑填充量由Aspen模擬結果可知，反應器進料粗甲醇的處理量為：203352kg/h，甲醇的操作空速取5h-1，故反應在此條件下的催化劑裝填量為：4.3.4擴大段直徑在流化的過程中，會有部分顆粒較小的催化劑顆粒會被帶出，如果在反應中氣速較大的話飛出的顆粒就會增多。為了造成不必要的浪費，需要在反應器上設置旋風分離器和相應的擴大端，擴大段的設計可以使催化劑顆粒沉降，達到回收催化劑和分離的目的。本次設計擴大端直徑D2由最小顆粒的帶出速度計算得出。一般情況下，MTO-100型SAPO-34催化劑的最小粒徑為30μm，由前面計算得到顆粒的帶出速度為ut=0.02454m/s，最小流化速度umf=0.001904m/s，流化床的操作氣速取u0=0.012m/s。因為擴大段氣體的體積流量相同，即，所以4.3.5反應器壁厚本次設計反應器的操作壓力為0.2MPa，操作溫度為450℃。根據工程實際設計壓力取為操作壓力的1.05-1.1倍，由于反應為氣相反應，液柱靜壓力可忽略不計，此設計設計壓力取，則計算壓力為：，且本次設計取溫度為450℃，反應器內能變化量為，反應為強放熱反應，溫度比較高，所以選擇鋼號0Cr18Ni9(304)的不銹鋼，JB/T4732封頭執(zhí)行標準，所規(guī)定壓力容器焊縫必須100%無損檢驗，取，查課本附表可知不銹鋼在450℃下的許用壓力，腐蝕裕量取C2=1mm。計算厚度：設計厚度：查鋼板厚度負偏差表可知，計算名義厚度：選取擴大段和過渡段的壁厚均為8mm。4.3.6高度計算1.靜止床層高度催化劑體積與靜止床層高度的關系：（4-6）根據反應器床層內催化劑的存儲量以及催化劑的堆密度，計算出催化劑的體積：再由式（4-6），計算出靜止床層高度2.流化床層高度床層的膨脹比R為1.2，并且用催化劑的靜止高度H代替起始流化床層高度Hmf。因此流化床層高度。3.擴大端高度擴大段的高度一般取直徑的倍，MTO反應器R101設計時擴大段的高度取其直徑的，因此擴大段高度H1=2.7m。4.過渡段高度流化床反應器筒體與擴大段之間的部分為過渡段，過渡段錐體角度120°[24]。，進一步解得流化床過渡段高度H2=0.66m。5.錐體部分高度流化床反應器錐體角度≤90°[24]，記高度為H3。根據，故得錐體高度H3。6.封頭高度在壓力容器中，由于橢圓封頭受壓后不易發(fā)生形變，根據GB/T25198-2010國家標準EHA橢圓封頭尺寸表和流化床的直徑選擇流化床封頭，曲面高度，直邊高度。擴大段封頭的曲面高度h3=2.025m，直邊高度h4=0.04m。7.總高度流化床反應器筒體的總高度為：4.4附件設計4.4.1人孔的設計當Di＞1000mm時，至少開一個人孔，而反應器分為反應段、過渡段和擴大段，因此開設3個人孔。選用突面RF型，公稱直徑的板式平焊法蘭人孔補強（HG21519-2005），具體尺寸見表4.3。表4.3人孔受壓件尺寸表公稱直徑/mmDD1螺栓螺栓數量400426×6540495M20204.4.2旋風分離器圖4.1旋風分離器結構圖圖4.2常用旋風分離器尺寸從反應器中出來產物質量流量為224558kg/h，密度為0.796688kg/m3，流量單位換算得到78.29m3/s，由于處理量比較大，因此采用高流量的swift旋風分離器，具有的規(guī)格如圖4.2。選用Swift（1969）高流量旋風分離器，，，，，，，。由上可知a=2.28b，取進氣口流速為u=20m/s，則進氣口面積為，解得：進口寬度b=1.31m，進口高度a=2b=2.62m由此可得，筒體直徑：排氣管直徑：排氣管插入深度：排料口直徑：筒體高度：旋風分離器的總高度：4.4.3裙座裙座高度：5塔設計5.1塔設備計算的相關工藝參數本次設計以脫甲烷塔T202為例進行詳細計算，其中輕組分CH4從塔頂餾出，重組分為C2H4塔底流出，由Aspen模擬總塔板數為12塊，因為精餾塔中存在冷凝器和再沸器，所以理論塔板數應該是NT=10塊，塔內液相密度，氣相密度，氣體流量，液體流量。圖5.1脫甲烷塔的相關設備參數5.2脫甲烷塔工藝尺寸計算5.2.1塔體高度的計算對于多組分系統取關鍵組分間的相對揮發(fā)度：總板效率：實際塔板數：有效高度：5.2.2塔徑的計算1.塔的初步計算液氣動能參數：圖5.2史密斯關聯圖取板間距HT=0.6m，hl=0.2m，HT-h塔內物系的表面張力為10.78mN/m，則最大允許速度：適宜的空塔氣速u一般為最大允許氣速的（0.6-0.8）倍[26]，即u=（0.6-0.8）umax，取安全系數為0.7，空塔速度：u=0.7×0.3567=0.25m/s。塔徑：，將直徑圓整，得D=3600mm=3.6m。2.校核板間距表5.1浮閥塔板間距參考數值塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4>2.4板間距HT/mm200-300300-350350-450450-600500-800≧600由表判斷直徑D=3.6m，板間距取HT=0.6m，合理。3.校核安全系數實際塔截面積：實際空塔速度：安全系數：，在0.6-0.8之間，所以合理。5.2.3塔板布置和相關尺寸計算1.塔板布置，采用整塊式塔板。，采用分塊式塔板。表5.2塔板分塊數與塔徑（mm）關系塔徑塔板分塊數塔徑塔板分塊數塔徑塔板分塊數800-120032200-240063400-360091400-160042600-280073800-4000101800-200053000-320084200-440011D=3600mm，根據表5.2可知塔板分9塊。2.塔板面積分為四個區(qū)域（1）破沫區(qū)脫甲烷塔直徑D=3.6m＞1.5m，破沫區(qū)寬度取值范圍為Ws=80-110mm，選取Ws=100mm。（2）無效區(qū)對于直徑大于1200mm的大塔，因為靠塔壁的部分需要一圈邊緣區(qū)域，提供支撐塔板的作用。無效區(qū)寬度小塔為Wc=30-50mm，Wc=50-75mm，選取Wc=70mm。（3）溢流區(qū)脫甲烷塔直徑為3.6m，屬于塔徑大于2.2m的大塔，結合脫甲烷塔塔內液體流量，選擇雙溢流弓形降液管。溢流堰堰長lw堰長lw?。?.5-0.7）倍塔徑，設計取0.7倍。所以堰長②溢流堰堰高hw橫坐標：，曲線：圖5.3液流收縮系數計算圖（左）、弓形降液管的寬度與截面積（右）設計時應使堰上液層高度時不能太小，否則會造成液體在堰上液體分布不均，影響傳質效果，所以本次設計采用平直堰。堰上液層高度：堰高：a.弓形降液管寬度Wd及截面積Af由lw/D=0.7，查圖5.3（右），得到：，截面積：降液管寬度：驗算液體在降液管中停留時間：停留時間θ=7.68s＞5s，所以降液管設計的合理。b.液管底隙高度ho底隙高度ho：為液體通過降液管底隙的流速，本設計取。而對于大塔，ho取40mm左右，最大值可以達到150mm，計算得ho=120mm，所以合理。（4）鼓泡區(qū)計算開孔區(qū)面積Aa圖5.4雙溢流塔板結構圖由于雙溢流塔板結構，選取Wdˊ=Wd，鼓泡區(qū)面積：5.2.4浮閥的數目與排列選F1型浮閥塔板，該浮閥的閥孔直徑do=39mm[26]。此塔板結構簡單，造價低，生產能力大，閥孔動能因子Fo=9-12，最后取值Fo=10[27]。閥孔氣速：浮閥個數：本次設計采用了分塊式塔板，浮閥用等腰三角形叉排方式，孔中心距t取75mm，則同一排的閥孔中心距滿足式（5-1）：（5-1）—相鄰兩排閥孔中心線的距離，m；相鄰兩排間的中心距，排間距最后確定為tˊ=100mm，經排列后按閥孔數N=791個。塔板開孔率：5.2.5浮閥塔板的流體力學驗算1.塔板的壓力降（1）干板阻力臨界孔速就是氣孔通過閥孔的速度，而對于F1型浮閥塔板，由前面計算數據比較后，uo≧uoc即閥全開后的情況，hc用以下計算公式。臨界孔速：干板阻力：（2）板上充氣液層阻力取充氣系數（3）液體表面張力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不計。液柱高度：單板壓降：2.液泛單板壓降相當的液柱高度hp=0.14435m，板上液層高度hL=0.2m液體流過降液管的阻力：清液層高度：如果Hd滿足式（5-2）則認為符合防止液泛的要求。（5-2）—系數，是考慮到降液管內充氣及操作安全兩種因素的校正系數。對于一般物系，取0.3-0.4，對于不易發(fā)泡的物系，取0.5-0.7。這里取值為0.5。符合防止液泛的要求。3.霧沫夾帶雙溢流塔板，計算數據如下。板上液體流徑長度：板上液流面積：經過兩次計算比較，取較大者作為驗算依據，泛點率=51.55%<80%，驗算合理。4.漏液取閥孔動能因數F=5為漏液量的操作下限[25]，經驗算后，不發(fā)生嚴重漏液現象。5.2.6塔板負荷性能圖1.霧沫夾帶線按泛點率為80%計算。整理得：2.液泛線帶入數據，整理得：3.液相負荷上限線4.漏液線對F1型重閥，依5.液相負荷下限線堰上液層高度一般情況下不能小于6mm，以此作為液相負荷下限條件，取E=1。6.操作線7.塔板負荷性能圖圖5.5塔板負荷性能圖由圖可知操作點（0.073，2.348）屬于所繪制的符合性能圖的范圍內，且由此可計算出氣相負荷上限及氣相負荷下限。5.3設計壓力的計算（當液體靜壓力小于5%設計壓力時，可忽略不計）本次設計取脫甲烷塔的操作壓力為1MPa，設計壓力，因為脫甲烷塔屬于高壓容器，所以此處選擇1.1倍，則設計壓力，取計算壓力。5.4塔器材料的選取由Aspen模擬里進出脫甲烷塔的物流線顯示的結果，可以確定脫甲烷塔的操作溫度。本次設計脫甲烷塔的筒體、封頭材料選用0Cr18Ni9(304)不銹鋼鋼板，該材料還可以制作設備襯里，容器法蘭襯環(huán)、緊固螺栓和金屬密封墊。裙座材料選用Q235-B。查化工機械設備基礎課本可得兩種材料在小于20℃時的許用應力，彈性模量，密度等物理性質見表5.3。表5.3材料的物理特性材料0Cr18Ni9(304)Q235-B該材料在＜20℃的許用應力σ137MPa113MPa常溫抗拉強度σb520MPa375MPa屈服極限σs（σ0.2）205MPa235MPa彈性模量E1.93×105MPa1.9×105MPa密度ρ8000kg/m37850kg/m35.5筒體壁厚筒體的計算厚度：計算得壁厚為14.51mm，查表，得C1=0.8mm，取腐蝕裕量C2=1mm。設計厚度：名義厚度：取δn=18mm，圓整值?=1.69mm。有效厚度：5.6封頭設計5.6.1封頭壁厚在規(guī)定中，標準橢圓形封頭K值取1。封頭：設計厚度：名義厚度：取δhn=18mm，圓整值?=1.72mm。有效厚度：5.6.2封頭尺寸塔徑為Di=3600mm，上下封頭選取公稱直徑DN=3600mm的標準橢圓形封頭，封頭厚度δh=18mm，查表，公稱直徑DN=3600mm的封頭，總深度H=940mm，內表面積為14.5008m2，容積為6.5144m3，選鋼材0Cr18Ni9(304)，碳鋼封頭重量=2006kg，所以單個封頭重量=2006÷7850×8000=2044.33kg。5.7筒體的液壓試驗和應力校核5.7.1筒體計算1.筒體有效厚度δe=16.2mm2.計算應力容器在校核壓力下的計算應力小于材料的許用壓力3.最大允許工作壓力5.7.2試驗壓力計算1.液壓試驗；；；。2.試驗壓力下的應力計算3.應力校核5.8塔器附屬設備的設計5.8.1裙座裙座厚度選擇范圍4-16mm，選取裙座名義厚度為δsn=16mm，有效厚度為：塔器裙座選擇圓筒形裙座（DN>1m，H/DN=3m<30m）。在塔釜要設置連接再沸器管道部分的預留空間，選裙座高度Hm=4m。裙座與塔體的連接有對接和搭接兩種形式，大型塔設備一般采用對接形式[28]。圖5.6裙座和塔殼搭接形式當塔殼封頭由多塊板拼接成時，焊縫處的裙座開缺口，根據封頭厚度18mm查表，缺口得寬度K=100mm，R=50mm。表5.4裙座筒體缺口尺寸封頭厚度δh（mm）6-810-1820-2628-32寬度K（mm）70100120140缺口半徑R（mm）35506070裙座一般設置檢查孔，選擇圓形檢查孔。圖5.7圓形檢查孔結構表5.5圓形檢查孔（A型）尺寸/mm裙座直徑數量直徑DM中心高H7001250150—800-90014502009001000-280024502509003000-46002500250950＞460026002501000裙座選用圓形檢查孔[28]。開2個直徑為500mm的圓形檢查孔，深度為250mm，中心高950mm。5.8.2人孔根據Aspen模擬結果，可知脫甲烷塔的理論塔板數為10塊，經計算實際塔板數為19塊，第15塊為進料板，H精餾段＞H提餾段。所以開設人孔4個：塔頂1個、塔底1個、進料板位置1個、精餾段1個。對于塔徑1600-3000mm，人孔選擇公稱直徑為500mm的，直徑超過的范圍的應選擇600mm的[25]。而根據公稱壓力PN=1.0MPa，選擇回轉蓋帶頸平焊法蘭，具體人孔尺寸如表5.6所示，人孔材料用0Cr18Ni9(304)不銹鋼，質量為217kg。表5.6回轉蓋帶頸平焊法蘭人孔尺寸/mm密封面型式公稱壓力PN/Mpa公稱直徑DNdw×sDD1ABLbb1MFM型1.0600630ｘ87807254202253502829螺栓螺母螺栓螺栓螺母螺柱b2H1H2d質量/kg數量直徑ｘ長度數量直徑ｘ長度20M27ｘ10520M27ｘ1353427010324217表5.7根據接管所選法蘭、螺栓尺寸（mm）與質量（kg）公稱通徑DN鋼管外徑A1連接尺寸法蘭厚度C頸部過渡圓角半徑R帶頸對焊法蘭高度/H法蘭質量/kg法蘭外徑D螺栓孔中心圓直徑K螺孔直徑L螺孔數量n螺紋Th頸根直徑N頸的焊端厚度S頸的直邊高度H1短頸法蘭高頸法蘭短頸法蘭高頸法蘭150159285240228M202481844.51244559.109.13200219340295228M202482346.316446210.611.82502733953502212M2026102886.316466813.415.65.8.3接管1.進料口已知進料體積流量，選擇氣體流速。流通面積：接管直徑：進料口接管選擇：不銹鋼鋼管。2.塔頂蒸汽出口已知塔頂蒸汽體積流量，選擇氣體流速。流通面積：接管直徑：進料口接管選擇：不銹鋼鋼管。3.回流入口已知塔頂液體體積流量，選擇液體流速。流通面積：接管直徑：進料口接管選擇：不銹鋼鋼管。4.蒸汽入口已知蒸汽入口的蒸汽體積流量，選擇氣體流速。流通面積：接管直徑：進料口接管選擇：不銹鋼鋼管。5.塔底液體出口已知塔底液體出口的液相體積流量，選擇液體流速。流通面積：接管直徑：進料口接管選擇：不銹鋼鋼管。6.其余接管脫甲烷塔的其他接管還包括溫度計、壓力計、液位計、安全閥這4種附件，選擇溫度計，壓力計，液位計3個接管尺寸為?27×3.5mm，選擇彈簧不封閉全啟式（帶扳手）安全閥1個，型號為A48Y-16C，不銹鋼鋼管?57×3.5mm，DN=50mm。5.8.4法蘭根據表5.7選取法蘭。5.9塔的質量計算脫甲烷塔的理論塔板數10塊，理論進料板為第9塊板，用塔板效率計算可得實際塔板數為19塊，實際進料板為第15塊板。因為塔板間距取0.6m，塔的有效高度為：假設釜液在塔釜內停留時間為10min，塔釜排除液體體積流量為2.59m3/min，液相密度為518.48kg/m3，則塔釜釜液的高度為：，圓整取塔頂空間高度HD=（1.5-2.0）HT，取2倍，HD=2.0×0.6=1.2m，釜液上方的氣液分離空間高度取1.7m，裙座高度Hm=4m，單個封頭深度為0.94m?？偹叨菻=0.94+10.8+1.7+2.5+4+1.2=21.14m圖5.8塔器分段圖1.筒體的質量筒體高度：筒體質量：2.封頭質量封頭總重量m23.裙座質量4.塔體質量5.人孔、法蘭、接管、附屬物質量6.塔內構件質量浮閥塔盤單位質量為75kg/m2。塔內件質量：表5.8塔設備有關部件的質量名稱單位質量名稱單位質量名稱單位質量籠式扶梯40kg/m圓泡罩塔盤150kg/m2浮閥塔盤75kg/m2開式扶梯15-24kg/m鋼制平臺150kg/m2塔盤填充液質量70kg/m27.保溫層質量保溫層厚度取0.1m，保溫層的密度為300kg/m3，則其質量：8.平臺、扶梯質量鋼制平臺qp單位質量為150kg/m2，籠式扶梯qF單位質量為40kg/m，n為平臺數量，HF為扶梯高度=塔高。平臺、扶梯的質量：單個平臺的質量：9.物料質量封頭容積Vf=6.5144m3，塔釜深度ho=2.5m。10.充水質量11．全塔操作質量塔器最大質量：塔器最小質量：塔高H=21140mm，將塔設計分為5段，1段為裙座上的檢查孔處H1=950mm，2段為裙座處H2=4000mm，將剩下的高度等分3段，H3=H4=H5=5713mm。表5.9塔設備質量載荷計算計算內容1段2段3段4段5段m01+ma/kg2038.796545.512260.6712260.6712260.67m02/kg004832.464832.464832.46m03/kg002010.72010.72010.7m04kg381222644.895061.262644.89m05/kg03377.5915995.0710603.056631.31mw/kg06514.458121.7858121.7855072.99m0/kg2076.7910045.0937743.7934768.1428379.03mmax/kg2076.7913181.979870.582286.8776820.71mmin/kg2076.796667.521748.7224165.0921748.725.10塔體強度及穩(wěn)定性校核5.10.1塔的基本自振周期計算因為高徑比H/D=21.14/3.6=5.872<15，所以不必考慮高振型影響。則塔的基本自振周期計算得：式中：Et為塔體材料在設計溫度下的彈性模數，MPa5.10.2地震載荷計算將全塔再設計分3個截面，0-0截面為地面，1-1截面為檢查孔截面，2-2截面為裙座截面。設防烈度7度，查表5.10和5.11得，設計基本地震加速度0.1g，，場地土為第Ⅱ類，第二組，Tg=0.4s。表5.10對應于設防烈度值設防烈度789設計基本地震加速度0.1g0.15g0.2g0.3g0.4g地震影響系數最大值αmax0.080.120.160.240.32表5.11各類場地土的特征周期值Tg設計地震分組場地土類別ⅠⅡⅢⅣ第一組0.250.350.450.65第二組0.300.400.550.75第三組0.350.450.650.90：：：當無實測數據時第一振型阻尼比，由于本次設計無實測數據，取具體分段質量如下表：表5.12地震載荷和地震彎矩計算塔段號12345m0/kg2076.7910045.0937743.7934768.1428379.03hi/mm47524756856.512569.518282.5hi1.51.0352E+041.2313E+055.6775E+051.4092E+062.4720E+06mihi1.52.1500E+071.2368E+092.1429E+104.8996E+107.0154E+10Amihi32.2257E+111.5229E+141.2166E+166.9046E+161.7342E+17BA/B5.56685E-070.0057630.0685450.3160580.7844941.376151F1k/N23.081327.7623003.9752597.1375310.33mkhk9.8648E+052.4862E+072.5879E+084.3702E+085.1884E+08meq/kgmeq=0.75m0=84762.9Fv0-0/NFvi/N3.4385E+018.6659E+029.0205E+031.5233E+041.8085E+04Fvi-i/N43239.2505543204.865554.2338E+040-0地震彎矩/（N·mm）1-1地震彎矩/（N·mm）2-2地震彎矩/（N·mm）5.11風載荷5.11.1水平風力兩相鄰計算截面間的水平風力：（5-3）K1為體型系數，K1=0.7；q0為10m高度處的基本風壓值N/m；fi為風壓高度變化系數；li為同一直徑的相鄰兩截面間距；Dei為塔設備各計算段的有效直徑；K2i為塔設備各計算段的風振系數。石家莊的基本風壓值為300。選擇該區(qū)域的B類地區(qū)進行建塔。脫甲烷塔塔高為21.14m＞20m時，所以風振系數（5-4）式中：是脈動增大系數；為第i段脈動影響系數；為振型系數。計算1段的風振系數：為同一直徑兩相鄰計算截面間的距離，其中l(wèi)1=950-0=950mm扶梯與塔頂管線布置為180°，計算1段有效直徑：K3表示的是籠式扶梯的寬度，當無確切數據時取400mm；l0為操作平臺所在計算段的長度，mm；表示的是保溫層的厚度，在設計時取值100mm；為該段內平臺構件的投影面積，mm2；表示的是平臺當量寬度，mm。所以，1段水平風力：表5.13風載荷和風彎矩計算塔段號12345塔段長度/mm0-950950-40004000-97139713-1542615426-21140q0/(N/m)2300300300300300K10.70.70.70.70.7ζ1.811.811.811.811.81v0.720.720.720.7580.794f1111.151.27φ0.020.055680.29540.64941K2i1.0260641.0725621761.384965281.7747511412.1316063li9503050571357135713K3400400`400400400K400564056405640Dei47094709103491034910349Pi963.93120753234.97033117195.7369125340.6184733611.8660-0風彎矩/（N?mm）1-1風彎矩/（N?mm）2-2風彎矩/（N?mm）/（N·mm）1.0594E+09/（N·mm）9.8352E+08/（N·mm）7.4634E+085.11.2風彎矩塔式容器0-0截面的風彎矩：5.11.3最大彎矩塔式容器0-0截面的最大彎矩：Me為偏心質量引起的彎矩，N·mm；兩個公式計算結果取最大值，0-0截面最大彎矩。5.12筒體強度及穩(wěn)定性計算5.12.1筒體計算基礎數據筒體強度及穩(wěn)定性計算校核的計算截面選定2-2截面，其基礎數據見表5.14。表5.14筒體校核數據表計算截面以上的操作質量塔殼的有效厚度δe/mm最大彎矩/(N·mm)截面的風彎矩/MPa液壓試驗時計算截面以上塔的質量100890.9616.27.4634E+087.4634E+0867662.53計算截面的橫截面積計算截面的橫截面系數5.12.2圓筒軸向應力計算1.計算內壓或外壓引起的軸向應力σ1（MPa）式中：Pc為計算壓力；Di為塔體內徑，mm；δe為有效厚度，mm。2.計算操作或非操作時的重力及垂直地震力引起的軸向應力σ2（MPa）式中：為選取的計算截面以上的操作質量，kg；為截面的垂直地震力，僅在最大彎矩為地震彎矩時參與組合式計入，N。3.彎矩引起的軸向應力σ3（MPa）5.12.3圓筒穩(wěn)定性校核1.圓筒許用軸向壓應力[σ]cr取較小值[σ]cr=123.6MPa，故10.19＜123.6。式中：；B值的計算：首先計算外壓應變系A值：A=0.094根據所選材料及外壓應變系數A的值，查圖得到外壓應力系數B。本例中所用材料為0Cr18Ni9，其鋼號為S30408，其外壓應力系數B曲線圖如下，查得B=103MPa。圖5.9S30408鋼外壓應力系數B曲線2.圓筒最大組合壓應力本例汽提塔屬于內壓容器，對于內壓容器，按照下式進行計算校核：3.圓筒拉應力校核內壓容器：5.12.4壓力試驗時的應力校核1.試驗壓力引起的環(huán)向應力，故153.46MPa<184.5MPa。2.試驗壓力引起的軸向應力3.試驗狀態(tài)下重力引起引起的軸向應力4.實驗狀態(tài)下彎矩引起的軸向應力5.壓力試驗時圓筒的許用軸向壓應力，取較小值[σ]cr=123.6MPa。6.應力校核液壓試驗應滿足：液壓時最大組合軸向壓應力應滿足：液壓時最大組合拉應力：5.13裙座應力校核5.13.1裙座底截面（0-0截面）校核0-0截面積Asb/mm2：0-0截面系數Zsb/mm3：。操作時裙座的許用應力：[σ]s=水壓試驗時裙座許用應力：[σ]s=0-0截面的組合應力計算校核：裙座0-0截面校驗合格。5.13.2裙座檢查孔截面（1-1截面）校核1-1截面積Asm/mm2：式中：bm為檢查孔水平方向最大寬度，本例中檢查孔直徑500mm；δm為檢查孔加強管厚度，本例取δm=16mm；Am=2lmδm，lm為加強管長度，本例取250mm。1-1截面系數Zsm/mm3：1-1截面組合應力校核/MPa：裙座1-1截面校驗合格。5.14基礎環(huán)校核1.基礎環(huán)尺寸基礎環(huán)外徑：基礎環(huán)內徑：D2.基礎環(huán)應力校核基礎環(huán)截面系數：Z基礎環(huán)截面積：A混凝土基礎上的最大壓應力σbmax取其中較大值，。3.基礎環(huán)厚度設計為無筋板基礎環(huán)，厚度計算如下：δ式中：b表示基礎環(huán)外直徑與裙座殼體外直徑之差的1/2，mm；σb為基礎環(huán)材料的許用應力，本例為137根據HG20580-1998中的規(guī)定，基礎環(huán)的腐蝕裕量應取2mm，故本例中取δb5.15地腳螺栓1.地腳螺栓承受的最大拉應力上兩式中取較大值，σB當σB≤0時，塔式容器自身穩(wěn)定，但為了固定塔式容器位置，需設置一定的地腳螺栓[29]；當2.計算地腳螺栓螺紋小徑地腳螺栓的螺紋小徑按照下式計算：式中：n為地腳螺栓數量，一般為4的倍數，本例為中取n=16；；。Q235B材質的地腳螺栓的抗拉能力為147MPa根據最小螺紋直徑，選擇地腳螺栓型號為M36，數量為16。5.16裙座和塔體連接焊縫驗算搭接焊縫J-J截面處的最大彎矩：搭接焊縫J-J截面以上塔體操作質量：搭接焊縫J-J截面處的垂直地震力：裙座頂截面的內徑：搭接焊縫J-J截面處的最大拉應力：σ搭接焊縫校核：，故校驗合格。5.17接管補強對于設計要小于2.5MPa的殼體上開孔，兩相鄰開孔中心的間距大于兩孔直徑之和的2倍，且接管公稱直徑小于89mm時[30]，如果接管最小厚度滿足表5.15的要求，可不另行補強。表5.15不另行補強的接管最小厚度/mm接管公稱外徑253238454857657689最小壁厚3.54.05.06.0根據上述規(guī)定，本例中需要進行開孔補強計算的有：進料口接管（a）?273×10mm、塔頂蒸汽出口接管（b）?273×8mm、回流入口接管（c）?159×4mm、蒸汽入口接管（d）?159×11mm、塔底液體出口接管（e）?219×4mm。根據GB150.3-2010中的要求，對于凸形封頭上開孔直徑d≤0.5Di、筒體上（Di≤3600mm）d≤0.5Di且