初步設計說明書上

目錄目錄 表514常用的d0與t的對比關系。表STYLEREF1\s5SEQ表\*ARABIC\s114常用的d0與t的對比關系換熱管外徑do/mm1014192532384557換熱管中心距t/mm1419253240485772管程數(shù)的確定當換熱器的換熱面積較大而管子又不能很長時，就得排列較多的管子，為了提高流體在管內的流速，需將管束分程。但是程數(shù)過多，導致管程流動阻力加大，動力能耗增大，同時多程會使平均溫差下降，設計時應權衡考慮。管殼式換熱器系列標準中管程數(shù)有1，2，4，6四種。采用多程時，通常應使每程的管子數(shù)相等。管程數(shù)Np可按下式計算，即:式中，u為管程內流體的適宜速度，m/s；u’為管程內流體的實際速度，m/s。殼程數(shù)的確定當溫差校正系數(shù)??t<0.8時，應采用殼方多程。殼方多程可通過安裝與管束平行的隔板來實現(xiàn)。流體在管內流經的次數(shù)稱殼程數(shù)。但由于殼程隔板在制造、安裝和檢修方面都很困難，故一般不宜采用。常用的方法是將幾個換熱器串聯(lián)使用，以代替殼方多程。工藝條件選擇溫度冷卻水的出口溫度不宜高于60℃，以免結垢嚴重。高溫端的溫差不應小于20℃，低溫端的溫差不應小于5℃。當在兩工藝物流之間進行換熱時，低溫端的溫差不應小于20℃。當采用多管程、單殼程的管殼式換熱器，并用水作為冷卻劑時，冷卻劑的出口溫度不應高于工藝流體的出口溫度。在冷卻或者冷凝工藝物流時，冷卻劑的入口溫度應高于工藝物流中易結凍組分的冰點，一般高5℃。在對反應物進行冷卻時，為了控制反應，應維持反應物流和冷卻劑之間。當冷凝帶有惰性氣體的工藝物料時，冷卻劑的出口溫度應低于工藝物料的露點，一般低5℃。在冷卻反應物時，為了控制反應，應該維持反應流體和冷卻劑之間的溫差不小于10℃。換熱器的設計溫度應高于最大使用溫度，一般高15°C。壓力降增強工藝物流流速，可增大傳熱系數(shù)，使換熱器結構緊湊。但增加流速將關系到換熱器的壓力降，磨蝕和振動破壞加劇等。壓力降增加使動力消耗增強，所以，一般應限制管殼式換熱器的最大壓力降。最大允許的壓力降范圍一般限制如表5-17。表STYLEREF1\s5SEQ表\*ARABIC\s115允許的壓力降范圍工藝物流的壓力/Pa允許壓力降△P/Pa<9.8*104<9.8*1039.8*104~16.7*1043.9*104~3.3*104>16.7*104<9.8*104流體走向的選擇原則當兩流體溫差大時，高溫物流一般走管程，除此有時為了節(jié)省保溫層和減少殼體厚度，也可以使高溫物流走殼程。較高壓的物流應走殼程，在殼程可以得到較高的傳熱系數(shù)。較粘的物流應走殼程，在殼程可以得到較高的傳熱系數(shù)。腐蝕性較強的物流應位于管程。對壓力降有特定要求的工藝物流，應位于管程，因管程的傳熱系數(shù)和壓降計算誤差小。較臟和易結垢的物流應走管程，以便清洗和控制結垢。若必須走殼程，則應采用正方形管子排列，并可用可拆式（浮頭式、填料函式、U形管式）換熱器。流量較少的物流應走殼程，因為在殼程易使物流成為湍流狀態(tài)，從而增加傳熱系數(shù)。給熱系數(shù)較小的物流，像氣體，應走殼程，易于提高給熱系數(shù)。換熱面積有些物流所需的換熱面積大，采用多個換熱器并聯(lián)，而不采用串聯(lián)，避免壓力降過高，影響傳熱系數(shù)。折流板安裝折流擋板的目的是為了加大殼程流體的流速，使湍動程度加劇，以提高殼程對流傳熱系數(shù)。兩相鄰擋板的距離為外殼內徑的0.2-1倍。板間距過小，不便于制造和檢修，阻力也較大。板間距過大，流體難于垂直地流過管束，使下降對流傳熱系數(shù)。折流擋板可以提高管外給熱系數(shù)。折流板類型，數(shù)目和間距必須滿足合適的流速和流量，據(jù)此選定。有多個選擇值時根據(jù)《化工工藝設計手冊》的推薦值設定。折流板標準間距如下表所示。表STYLEREF1\s5SEQ表\*ARABIC\s116折流板標準間距表公稱直徑（mm）管長（mm）折流板間距（mm）≤500≤3000100200300450600-4500-6000-600-8001500-6000150200300450600-900-1300≤6000-200300450600-500,900-7501400-16006000--3004506007501700-18006000-9000450600750裕量對于工藝物流間的換熱，留有40%-50%的裕量；對于工藝物流與公用工程間的換熱，留有15%-25%的裕量。換熱器設計舉例以第一工段E0103為例進行換熱器設計。原料混合氣經過換熱器E0103冷卻后進入甲醇反應器。結合換熱經過預熱后網絡和AspenEnergyAnalyzer優(yōu)化的數(shù)據(jù)進行設計。管殼程流體溫差較大，冷卻水走殼程，混合甲醇原料氣體走管程，逆流傳熱。計算熱負荷和冷卻水流量計算兩流體的平均溫度差而，經查表查得：，所以℃初選換熱器規(guī)格。根據(jù)兩流體情況，假設m2表STYLEREF1\s518換熱物料基本性質操作條件參數(shù)殼程管程介質冷卻水甲醇蒸汽進料溫度/℃150295出料溫度/℃220250平均傳熱溫差/℃70總傳熱系數(shù)/(W/(m·℃))333.3表STYLEREF1\s519流股物性數(shù)據(jù)物性冷卻劑混合組分密度/(kg/m3)10604.92比熱容/(kJ/(kg·℃))1.673.095導熱系數(shù)/(W/(m·℃))0.5720.074粘度/(pa·s)4*10-41.81*10-5初選換熱器規(guī)格初選管板式換熱器規(guī)格如下：表STYLEREF1\s520板式換熱器規(guī)格換熱面積32.2m2管長L3000mm管程數(shù)1管子直徑19mm*2mm殼徑6管數(shù)N180流通面積A0.156m2管子排列方式正三角形排列折流板數(shù)采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為，取。取折流板間距為，則。折流板數(shù)（塊）折流板圓缺水平面安裝。計算總傳熱系數(shù)若采用該型號的換熱器，則要求過程的總傳熱系數(shù)為管程對流傳熱系數(shù)流通面積：

管程流體流速：雷諾數(shù)：，湍流普蘭特準數(shù)：管程對流體傳熱系數(shù)：殼程對流傳熱系數(shù)，折流板間距，管心距m2=0.0173m∵Re0>1800∴可用巴杰爾關聯(lián)式計算殼程對流體傳熱系數(shù)：污垢熱阻參照教材附錄，管內、外側污垢熱阻分別取為，總傳熱系數(shù)=由前面的計算可知，選用該型號的換熱器時，要求過程的總傳熱系數(shù)為，在規(guī)定的流動狀態(tài)下，計算出的K0為333.3，故所選的換熱器合適。安全系數(shù)為壓強降核算管程壓強降計算公式對于的管子，管殼流通面積Ai=0.032m2，則管程壓力降：殼程壓力降計算公式:其中，∵管子為正三角形排列∴取折流擋板間距：由AspenExchangerDesign計算選型可知，與人工手算的數(shù)據(jù)基本相同，則計算過程可信任。反應器反應器概述化學反應過程和反應器是化工生產流程中的中心環(huán)節(jié)，反應器的設計往往占有重要的地位。由于反應器單元內部涉及很多復雜的過程，如：熱量的傳遞，溫度的變化，反應速率的不穩(wěn)定，這都將影響產品的產量和質量。所以反應器一直以來都是化工設計的一個難題。本設計以R0101反應器為例，該反應是氣體在固體催化劑表面的反應，為氣固反應類型。反應器選型反應器的形式是由反應過程的基本特征決定的,本反應的原料以氣相進入反應器,在高溫低壓下進行反應,故屬于氣固相反應過程。氣固相反應過程使用的反應器,根據(jù)催化劑床層的形式可分為固定床反應器、流化床反應器和移動床反應器。(1)固定床反應器固定床反應器又稱填充床反應器,催化劑顆粒裝填在反應器中,呈靜止狀態(tài),是化工生產中最重要的氣固反應器之一,廣泛應用于合成氨、甲醇合成、甲苯合成和催化重整等化工流程。固定床反應器的優(yōu)點有:①返混小。固定床反應器的催化劑床層內反應流股的流動接近于平推流,與其他反應器相比幾乎不存在返混,故可以有效地避免過度反應和反應不足,保證了反應產品收率,提高反應速率,完成同樣的生產能力時所需的催化劑用量和反應器容積都較小。②催化劑機械損耗小固定床反應器中催化劑排列致密,形成固定床層,催化劑顆粒之間不存在相對移動,使催化劑顆粒間的機械能損失達到最小化。③便于控制固定床反應器中的催化劑以固定床層的形式固定在反應器中,因此可以嚴格控制反應原料的停留時間,特別有利于提高反應的選擇性與轉化率。固定床反應器的缺點如下:①傳熱差,容易飛溫固定床反應器中,催化劑顆粒緊密堆砌,以固定床層的形式裝填在反應器中,傳熱形式以熱傳導為主,導致反應器床層傳熱效果較差,對于強放熱反應,如果不能及時移走反應產生的大量反應熱,就會很難控制反應的熱點,從而導致飛溫,產生嚴重后果。②催化劑更換困難固定床反應器的催化劑床層由固定圈固定,兩端使用瓷球填充,更換催化劑的時候必須停產,將反應器卸下,更換麻煩,并影響生產,不適用于容易失活的催化劑。(2)流化床反應器流化床反應器,又稱沸騰床反應器。反應器中氣相原料以一定速度通過催化劑顆粒層,使顆粒處于懸浮狀態(tài),并進行氣固相反應。流態(tài)化技術在工業(yè)上最早應用于化學反應過程。到20世紀40年代,催化裂化(FCC)實現(xiàn)工業(yè)化后,流化床反應器在工業(yè)上的應用得到了迅速發(fā)展,目前已廣泛應用在催化裂化、費托合成等工業(yè)流程中,成為煉油、能源、醫(yī)藥、生物工程和環(huán)境保護等眾多工業(yè)過程系統(tǒng)中的重要反應裝置。流化床反應器的優(yōu)點有:①傳熱效果好流化床反應器中,流化的催化劑顆粒在床層內做著強烈的循環(huán)運動，保證了氣-固、固-固和料-壁之間的有效接觸和混合,使它們之間有著較高的傳熱速率。同時反應器中這種混合效應可以使反應器內溫度均勻，避免發(fā)生“熱點”和“飛溫”現(xiàn)象。所以流化床反應器十分適合強放熱和熱敏感的流程。②可實現(xiàn)同體物料連續(xù)進出流化床呈現(xiàn)擬流體流動特性,使固體顆粒能夠方便地加入和移出反應器。在催化劑失活的時候，可以順利的移出失活催化劑、加入再生催化劑，可使催化劑在反應器與再生器之間實現(xiàn)循環(huán),在生產的同時執(zhí)行反應和再生操作。此外，這種流動特性也可以通過固體顆粒攜走大量的反應熱。③壓降低與同定床相比,同樣顆粒的粒度和表觀流化氣速相同時,催化劑顆粒在懸浮狀態(tài)下的壓降耍低很多。流化床反應器的缺陷如下:①返混嚴重流化床反應器中顆粒的流動更接近全混流,氣體又容易發(fā)生“旁路”現(xiàn)象,所以與固定床反應器相比,其中反映物的轉化率比較低,對催化劑的選擇性也有影響,容易有反應物由于停留時間過長或過短而導致過度反應和反應不充分的現(xiàn)象。②對催化劑顆粒要求嚴格為了達到催化劑顆粒的懸浮狀態(tài),對制作流化床反應器的催化劑顆粒的粒度和粒度分布都有一定的耍求。一般來說,粒徑小于3X10-4m或大于3X10-3m③易造成催化劑損失流化床反應器中,催化劑顆粒之間互相接觸碰撞,會對催化劑造成機械損失,加速催化劑老化失活。在生產中,還會有部分催化劑隨著氣相反應產物流出反應器,造成催化劑損失,同時還會對下游的分離工藝造成影響,增加分離設備投資。（3）移動床反應器移動床反應器是一種新型固定床反應器,其中催化劑從反應器頂部連續(xù)加入,并在反應過程中緩慢下移,最后從反應器底部卸出。反應原料氣則從反應器底部進入,反應產物由反應器頂部輸出。在移動床反應器中,催化劑顆粒之間沒有相對移動,但是整體緩慢下降,是一種移動著的固定床。時至今日,移動床反應器已經廣泛應用于煤氣化工藝。與固定床反應器和流化床反應器相比,移動床反應器的優(yōu)點有:1.反應器中固體和流體的停留時間改變范圍比較大;2.由于反應器中物料流動接近活塞流,故可以避免返混現(xiàn)象。但是為了控制催化劑的均勻下降,需要比較復雜的機械設計,而且移動床反應器也具有固定床反應器的一些缺點,比如傳熱效率差等。綜上所述，在連續(xù)反應器中主要有流化床、鼓泡流化床、固定床。流化床雖然可以增加兩相間的接觸面積，傳熱面積以及具有傳質速率快等特點，但是由于催化劑顆粒的劇烈運動，造成固體顆粒與流體的嚴重返混，導致反應物濃度下降，轉化率下降，催化劑顆粒的劇烈運動也造成了催化劑破碎率增大，增加了催化劑的損耗。同時催化劑還會與器壁發(fā)生劇烈碰撞，易造成設備與管道的腐蝕，增大設備損耗。固定床中催化劑顆粒固定不動，返混少，反應物的平均濃度高，反應速率較快，可以克服上述流化床的缺點。除此之外，固定床層內的流體流動接近平推流，有利于實現(xiàn)較高的轉化率與選擇性；可用較少量的催化劑和較小的反應器容積獲得較大的生產能力；結構簡單、催化劑機械磨損小，適合于貴金屬催化劑；反應器的操作方便、操作彈性較大。由于固定床中固體催化劑顆粒固定不動，受壓降限制流體流速不能太高，顆粒粒徑不能太小，故固定床床內傳熱和床層與器壁之間的傳熱性能較差，溫度控制比較難。綜合以上的因素，本項目的反應屬于較強放熱反應,而且催化劑壽命長,所以為了最大限度的發(fā)揮催化劑高選擇性和高轉化率的優(yōu)勢、減小催化劑損失,流程的反應器采用技術最成熟的列管式固定床反應器。反應原理反應方程式反應區(qū)為甲醇蒸汽，甲醇蒸汽通過固體催化劑，于一定溫度和壓力下，經過氣相脫水反應生成二甲醚（DME），反應方程式可以表示為：反應條件經過查閱資料，發(fā)現(xiàn)最優(yōu)反應溫度范圍為230℃~340℃，最優(yōu)反應壓強范圍為1.0MPa~1.5MPa。本工藝生產規(guī)模為：年處理甲醇100萬噸年操作時間:8000h反應溫度：240℃反應壓強：0.4MPa甲醇轉化率：84%二甲醚選擇性：100%(mol%HP)二甲醚產率：84%(mol%)物料衡算每小時需要處理甲醇溶液的質量=≈1.25×105kg為保證所設計的裝置能夠達到所要求的生產能力，并且考慮物料的損失等因素。則實際進料情況如下：實際每小時甲醇溶液的質量=126381≈1.264×105由AspenPlusV7.2對物料進行模擬，結果見表7-12，詳細數(shù)據(jù)見Aspen源文件表7-12Aspen模擬數(shù)據(jù)反應器進反應器出TemperatureC221250Pressurebar44VaporFrac11MoleFlowkmol/hr39503950MassFlowkg/hr126381.7126381.7VolumeFlowcum/hr12147.9312147.93EnthalpyGcal/hr-176.596-181.671MassFlowkg/hrCH4O119020.61396.75H2O1056.634122.8C2H6O6304.5590862.17MassFracCH4O0.9420.01H2O0.0080.27C2H6O0.050.72MoleFlowkmol/hrCH4O3714.543.6H2O58.651894.1C2H6O136.851972.3MoleFracCH4O0.950.17H2O0.0150.38C2H6O0.0350.45反應器的計算催化劑床層體積原料的體積流量12147.93m3/h，反應的空速為600h-,則每個反應器催化劑床層體積的體積為：催化劑床層直徑u為空床操作氣速，取0.5m/s；床層直徑：圓整后，取3m催化劑床層高度催化劑平均粒徑取4mm，床層孔隙率ε取0.57；床層高度：——催化劑床層體積L——催化劑床層高度，取7m裝填催化劑的量床層裝有mm中空類球形γ-Al2O3催化劑，堆密度ρb為500kg/m3，材料導熱系數(shù)λs為0.09kJ/(m·s·K)，催化劑的適宜使用溫度為260~360℃。孔徑為4mm，比表面積為0.35m2/g，則反應器所需催化劑的總質量為——催化劑的堆積密度反應器管數(shù)給定管子φ30×2.5mm，故管內徑dt為25mm，即為0.025m；管長為7m，催化劑充填高度L為6.8m，管心距40mm。因此反應器管數(shù)為6055根，呈正三角形排列。反應器殼體內徑每個反應器管數(shù)為6055根，每個反應器采用錯列正三角形排列。采用焊接法，則管心距為：橫過管束中心線的管數(shù)為：殼體內徑為：其中e為管束中心線最外層管的中心至殼體內壁的距離，一般情況下取本工藝取則殼體內徑為：所以殼體內徑為D=3.4m折流板的設計本工藝采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為：所以取取折流板間的距離折流板的數(shù)目為：折流板厚度為：24mm換熱由于本反應為放熱反應，其采用的是絕熱式反應器，反應放出的熱量通過管外聯(lián)苯-聯(lián)苯醚混合物冷卻方式達到冷卻移走反應熱量的目的。核算換熱面積該反應是放熱反應，需要移走熱量，床層是被冷卻的，因此床層對壁總給熱系數(shù)按下式計算：床層被冷卻時，式中——流體導熱系數(shù)，kJ·m-1·h-1℃-1；——表觀質量流速，kg·m-2·h-1；——流體粘度，Pa·s；——催化劑粒徑；——列管內徑由aspenplus可知，，，床層對壁總給熱系數(shù)：總傳熱系數(shù)：查得管的導熱系數(shù)為λ=167.5kJ/(m·h·℃)整個反應器床層可近似視為等溫，為260℃，則傳熱推動力為：Aspen可知kg/h需要傳熱面積：實際傳熱面積為m2，故能滿足傳熱要求。反應器的層床壓降流速層床壓力降計算其中：—層床高度；—摩擦系數(shù)，—流體密度；—催化劑顆粒的當量直徑；—層床空隙率。帶入數(shù)據(jù)計算得：所以層床壓降為：反應器設計計算反應器殼體壁厚設計由于反應器為內壓容器，其厚壁的計算公式為：式中，S0—殼體厚度，mmP—操作時可能的最大壓力，內壓容器取P=(1~1.1)PW，Pa；[σ]t—材料在操作溫度范圍內的許用應力，Pa；φ—焊接系數(shù)，單面焊取0.65，雙面焊取0.85；C2—腐蝕裕量，根據(jù)材料和介質的腐蝕性質在1~8mm之間選擇；D—為殼體內徑，mm。由于該反應操作在溫度為250~340℃，壓強在０.4MPa下進行操作，選用材料為Q245R低合金鋼，根據(jù)GB713《鍋爐和壓力容器用鋼板》規(guī)定，腐蝕裕量C2=2mm，焊接方式選用雙面焊接，100%無損探傷，所以焊接系數(shù)。操作時可能的最大壓力為P=1.2PW=1.2×0.4=0.48MPa最大操作溫度取T=3Q245R的許用壓力[σ]t=91MPa(厚度3~16mm帶入計算得：根據(jù)δ=9.4查表得負偏差C1=0.8mmS0=δ+C1+C2=9mm+0.8mm+2mm=圓整后取S0=15復驗S0×6%=15×6%=0.9mm>0.8mm，故最后取C1=0.8mm則反應器可以用厚度為15mm厚的Q2所以反應器外徑圓整后取D=34壓力試驗及其強度校核Q245R(GB713)低合金鋼在設計溫度為360℃下許用壓力[σ]t=91MPa，設試驗溫度為壓力試驗的校核公式：(7-11)有效壁厚將數(shù)據(jù)帶入校核公式得試驗條件下的計算壓力為：查資料得則可見，所以試驗強度足夠。熱量衡算以甲醇為原料，在催化劑作用下生成二甲醚。甲醇制二甲醚反應中各物質的熱力學數(shù)據(jù)見表5-13：表5-13熱力學數(shù)據(jù)物質名稱[KJ/mol][KJ/mol][KJ/mol/K-1]二甲醚-184.1-112.6266.4甲醇-201-162.3239.9水-241.8228.6188.8表5-14各組分定壓熱容系數(shù)物質名稱等壓熱容Cp=A+BT+CT2+DT3[KJ/mol/K-1]AB×102C×104D×107二甲醚34.6687.02931.6531.7675甲醇40.0463.82872.45292.1679水33.9338.41862.99061.7825各反應的反應熱設原料帶入的熱量為Q1，產物帶出的熱量為Q2，反應熱為Q3，冷卻水帶走的熱量為Q4，當忽略熱損失時：Q1+Q3=Q2+Q4(7-12)各組分的比熱通過式(7-13)來計算：(7-13)設原料進料和反應產物出料的溫度相同為523.15K，通過查表計算得到各組分在此溫度下的值見表5-14：表5-14各組分的值(J/mol·k)組分甲醇水二甲醚304.6673.3565.57γ-Al2O3催化的甲醇脫水制二甲醚反應的主要反應及各反應在反應溫度為250℃時的反應熱見表5-15所示：表5-15甲醇脫水反應的反應熱化學反應式7.1-21.655通過Aspen模擬，各組分進料和出料的摩爾比見表5-16所示：表5-16各組分平均熱容組分物料進物料出XniXniCpiXniXniCpiCH3OH0.95289.40.1751.8H2O0.0151.10.3827.9CH3OCH30.0352.30.4529.5合計1292.81109.2原料帶入的熱量Q1，以273.15K為基準，則帶入數(shù)據(jù)，由計算結果可知Q1=3910×292.8×(494.15-273.15)=3.0×105kJ/h則產物帶走的熱量Q2Q2=3910×109.2×(523.15-273.15)=1.04×105kJ/h總反應熱Q3在操作條件下，反應的熱效應分別為反應：放出熱量為Q3=3950×21.655=0.86×105kJ/h通過上面的計算，冷卻劑帶走的熱量Q4為：Q4=Q1+Q3-Q2=2.82×105kJ/h冷卻劑該反應為放熱反應，而且反應溫度需要控制在240℃~360℃，本工藝選用礦物油做冷卻介質，反應器接管設計(1)設在封頭頂部物料管程接管的線速度為15m/s，則管程接管內孔截面積流量為：接管的內徑：因此選擇的鋼管。此時其管內的線速度為：(2)殼程里冷卻水的體積流量為：設冷卻水殼程接管的線速度為2m/s，則殼程接管內孔截面積流量為：接管內徑為：選擇鋼管。此時其管內的線速度為：反應器封頭設計本工段工藝采用列管式固定床反應器，選擇標準橢圓形封頭，形狀系數(shù)K＝1，壁厚為反應器壁厚，材料為Q245R，所以直邊高度。最終確定橢圓形封頭公稱直徑徑為3400mm，壁厚為15mm，圓邊高度為850mm反應器支座設計如果塔下部封頭材料為低合金鋼或高合金鋼時，在裙座頂部應增設與封頭材料相同的短節(jié)，操作溫度低于0度或高于350度時，短節(jié)長度按影響范圍確定。通常短節(jié)長度可定為保溫層厚度的4倍，因為該精餾塔封頭采用的為低合金鋼，故在裙座頂部增設長400mm的短節(jié)。選用圓筒形裙式支座，材質為Q235-B(正火)，裙座與塔體的連接采用對接式焊接，裙座筒體內徑等于筒體外徑，裙座筒體內徑為3430mm，筒體厚度15mm，地腳螺栓座的結構選擇外螺栓座結構型式，螺栓規(guī)格為，螺栓材料為40MnB(GB/T699)；；個數(shù)36個，基礎環(huán)板厚度為30mm。裙座上開設圓形人孔方便檢查，安置保溫圈以免引起不均勻熱膨脹。反應器保溫延伸到裙座與封頭的連接焊縫以下4倍保溫層厚度的距離為止?？紤]裙座的防火問題，在裙座的內外側均敷設防火層，防火層材料為石棉水泥層(密度約為1900kg/m3，厚度為50mm反應器高度筒體高度：裙座高度：m封頭高度：反應器高度：反應器拉桿設計由于反應器選擇的是，查表確定拉桿的直徑為12mm。拉桿螺紋公稱直徑為12mm，倒角為2×45°，拉桿數(shù)量為18根。反應器接管法蘭設計反應器常采用的法蘭結構形式有整體法蘭、螺紋法蘭、承插焊法蘭、平焊法蘭、對焊法蘭和松套法蘭；法蘭的密封面形式分為平面、突面、環(huán)連接面、凹凸面和榫槽面5種形式。法蘭的結構形式和密封面形式可根據(jù)使用介質，設計壓力，設計溫度和公稱直徑等因素來確定。根據(jù)HG20583-1998《鋼制化工容器結構設計規(guī)定》，對于中壓管道，采用凹凸面密封連接，帶頸平焊法蘭，見圖7-28所示，根據(jù)管徑和GB/T9116.1-2000選用下面其中的合理的法蘭尺寸(mm)，見圖7-29所示：圖7-28凹凸面帶頸平焊法圖7-29國家標準的法蘭尺寸反應器管板、管箱、反應列管的連接結構設計殼體與管板的連接結構殼體與管板的連接形式，分為兩類：一是不可拆式，如固定式管板換熱器管板與殼體是用焊接連接；一是可拆式，管板本身與殼體不直接焊接，而通過殼體上法蘭和管箱法蘭夾持固定。本工藝根據(jù)反應器的結構需要選擇可拆式的連接方式。管箱與管板的連接結構管箱與管板的連接結構形式較多，隨著壓力的大小、溫度的高低以及物料性質、耐腐蝕情況不同，連接處的密封要求，法蘭形式也不同。本工藝所用的固定式管板與管箱的連接結構較簡單，采用螺栓法蘭結構連接，考慮的管程介質的密封求以及加工制造方便性，法蘭之間采用平面密封形式。反應管與管板的連接結構本工藝考慮到反應器的密封性能要求較高且管板要承受管束振動及疲勞載荷的作用，因此采用脹焊結合的連接結構，先進行強度焊后加貼脹。強度焊是保證列管與管板連接的密封性能及抗拉脫強度，貼脹是消除列管與管孔之間縫隙的輕度脹接。管板法蘭及管板的結構設計根據(jù)反應器的初步結構確定，本工藝采用固定式管板兼做法蘭。管箱法蘭與管板法蘭通過螺栓連接，螺栓數(shù)目為32個。反應器機械校核這里采用SW6-2011軟件進行塔體的機械強度強度計算，輸入參數(shù)如下面系列圖所示：圖7-30主體設計參數(shù)圖7-31管箱筒體數(shù)據(jù)輸入圖7-32管箱封頭數(shù)據(jù)輸入圖7-33筒體數(shù)據(jù)輸入形成的設備計算說明書見下系列表7-19所示：表STYLEREF1\s5SEQ表\*ARABIC\s117筒體校核數(shù)據(jù)前端管箱筒體計算計算單位寧波工程學院化工學院計算所依據(jù)的標準GB150.3-2011計算條件筒體簡圖計算壓力Pc1.60MPa設計溫度t300.00°C內徑Di3400.00mm材料Q345R板材)試驗溫度許用應力[s]174.00MPa設計溫度許用應力[s]t130.00MPa試驗溫度下屈服點ss295.00MPa鋼板負偏差C10.30mm腐蝕裕量C22.00mm焊接接頭系數(shù)f1.00厚度及重量計算計算厚度d==20.20mm有效厚度de=dn-C1-C2=22.70mm名義厚度dn=25.00mm重量14189.83Kg壓力試驗時應力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25P=1.7600MPa壓力試驗允許通過的應力水平[s]T[s]T￡0.90ss=265.50MPa試驗壓力下圓筒的應力[s]T==127.38MPa校核條件sT￡[s]T校核結果合格壓力及應力計算最大允許工作壓力[Pw]==1.79627MPa設計溫度下計算應力st==115.80MPa[s]tf130.00MPa校核條件[s]tf≥st結論筒體名義厚度大于或等于GB151中規(guī)定的最小厚度15.00mm,合格前端管箱封頭計算計算單位寧波工程學院化工學院計算所依據(jù)的標準GB150.3-2011計算條件橢圓封頭簡圖計算壓力Pc1.60MPa設計溫度t300.00°C內徑Di3400.00mm曲面深度hi850.00mm材料Q345R(板材)設計溫度許用應力[s]t143.00MPa試驗溫度許用應力[s]185.00MPa鋼板負偏差C10.30mm腐蝕裕量C22.00mm焊接接頭系數(shù)f0.85壓力試驗時應力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25Pc=1.7600MPa壓力試驗允許通過的應力[s]t[s]T￡0.90ss=292.50MPa試驗壓力下封頭的應力sT==149.27MPa校核條件sT￡[s]T校核結果合格厚度及重量計算形狀系數(shù)K==0.9996計算厚度dh==21.54mm有效厚度deh=dnh-C1-C2=22.70mm最小厚度dmin=4.89mm名義厚度dnh=25.00mm結論滿足最小厚度要求重量2331.92Kg壓力計算最大允許工作壓力[Pw]==1.68602MPa結論合格后端管箱筒體計算計算單位寧波工程學院化工學院計算所依據(jù)的標準GB150.3-2011計算條件筒體簡圖計算壓力Pc1.60MPa設計溫度t300.00°C內徑Di3400.00mm材料Q345R(板材)試驗溫度許用應力[s]185.00MPa設計溫度許用應力[s]t143.00MPa試驗溫度下屈服點ss325.00MPa鋼板負偏差C10.30mm腐蝕裕量C22.00mm焊接接頭系數(shù)f1.00厚度及重量計算計算厚度d==18.36mm有效厚度de=dn-C1-C2=22.70mm名義厚度dn=25.00mm重量14189.83Kg壓力試驗時應力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25P=1.7600MPa壓力試驗允許通過的應力水平[s]T[s]T￡0.90ss=292.50MPa試驗壓力下圓筒的應力sT==127.38MPa校核條件sT￡[s]T校核結果合格壓力及應力計算最大允許工作壓力[Pw]==1.97590MPa設計溫度下計算應力st==115.80MPa[s]tf143.00MPa校核條件[s]tf≥st結論筒體名義厚度大于或等于GB151中規(guī)定的最小厚度15.00mm,合格后端管箱封頭計算計算單位寧波工程學院化工學院計算所依據(jù)的標準GB150.3-2011計算條件橢圓封頭簡圖計算壓力Pc1.60MPa設計溫度t300.00°C內徑Di3400.00mm曲面深度hi850.00mm材料Q345R(板材)設計溫度許用應力[s]t143.00MPa試驗溫度許用應力[s]185.00MPa鋼板負偏差C10.30mm腐蝕裕量C22.00mm焊接接頭系數(shù)f1壓力試驗時應力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25Pc=1.7600MPa壓力試驗允許通過的應力[s]t[s]T￡0.90ss=292.50MPa試驗壓力下封頭的應力sT==149.27MPa校核條件sT￡[s]T校核結果合格厚度及重量計算形狀系數(shù)K==0.9996計算厚度dh==21.54mm有效厚度deh=dnh-C1-C2=22.70mm最小厚度dmin=4.89mm名義厚度dnh=25.00mm結論滿足最小厚度要求重量2331.92Kg壓力計算最大允許工作壓力[Pw]==1.68602MPa結論合格殼程圓筒計算計算單位寧波工程學院化工學院計算所依據(jù)的標準GB150.3-2011計算條件筒體簡圖計算壓力Pc1.70MPa設計溫度t50.00°C內徑Di3400.00mm材料Q345R板材)試驗溫度許用應力[s]174.00MPa設計溫度許用應力[s]t174.00MPa試驗溫度下屈服點ss295.00MPa鋼板負偏差C10.30mm腐蝕裕量C22.00mm焊接接頭系數(shù)f1.00厚度及重量計算計算厚度d==16.02mm有效厚度de=dn-C1-C2=22.70mm名義厚度dn=25.00mm重量14189.83Kg壓力試驗時應力校核壓力試驗類型液壓試驗試驗壓力值PT=1.25P=1.7600MPa壓力試驗允許通過的應力水平[s]T[s]T￡0.90ss=265.50MPa試驗壓力下圓筒的應力sT==127.38MPa校核條件sT￡[s]T校核結果合格壓力及應力計算最大允許工作壓力[Pw]==2.40424MPa設計溫度下計算應力st==123.03MPa[s]tf174.00MPa校核條件[s]tf≥st結論筒體名義厚度大于或等于GB151中規(guī)定的最小厚度15.00mm,合格自動控制及儀表概況儀表、自動控制是化工生產裝置的監(jiān)控設備，是確保連續(xù)安全運行的重要手段。自控設計不僅要有合理的控制方案和正確的測量方法，還需根據(jù)工藝數(shù)據(jù)正確選擇自動化儀表。項目總述項目范圍本項目為寧夏神華年處理100萬噸甲醇制PX項目自動控制系統(tǒng)。研究內容包括芳構化裝置，異構化裝置、烷基化裝置，及與工藝生產裝置配套的公用工程裝置的控制系統(tǒng)以及相關儀表。（注：設備自帶的控制系統(tǒng)及儀表不在本研究范圍內）。裝置特點本工藝包含易燃、易爆、有弱腐蝕且存在高溫的工藝特征。因此，其生產裝置具有易燃、易爆、有腐蝕且存在高溫的環(huán)境特點。自控水平裝置的自動化水平達到國內同類裝置先進水平。本廠遵循“技術先進、經濟合理、運行可靠、操作方便”的原則，根據(jù)工藝裝置的生產規(guī)模、流程特點、產品質量、工藝操作要求，并參考國內類似裝置的自動化水平，對主要生產裝置實施集中監(jiān)視和控制；對輔助裝置實施崗位集中監(jiān)視和控制。全廠設置上位管理計算機系統(tǒng)（MESD），在信息和生產調度中心對各主裝置的重要參數(shù)進行監(jiān)視。設置全廠中央控制室，采用DCS、緊急停車系統(tǒng)（ESD）和機組綜合控制系統(tǒng)（ITCC）對全廠的生產裝置及與工藝生產裝置相配套的公用工程部分進行監(jiān)控。往復式壓縮機采用先進監(jiān)控系統(tǒng)（APC）氣量無級調節(jié)系統(tǒng)（HydroCOM），隨裝置配套的控制系統(tǒng)將主要參數(shù)引入DCS系統(tǒng)。要求在生產過程中現(xiàn)場觀察的過程變量，采用就地顯示。必須到現(xiàn)場操作的設備，采用就近安裝的儀表盤或控制箱對其進行控制。設置必要的能源消耗、原料、中間產品和最終產品的計量儀表，其精確程度滿足本行業(yè)有關規(guī)定要求?？刂葡到y(tǒng)的選擇本廠采用現(xiàn)場總線技術與智能儀表管控一體化的現(xiàn)場總線控制系統(tǒng)DCS，在主要控制器上采用帶芯片處理器的智能儀表。儀表與儀表、儀表與現(xiàn)場總線間的信息傳輸采用數(shù)字信號，克服了模擬信號的抗干擾能力低的缺點。現(xiàn)場總線允許一條通訊線上掛多個現(xiàn)場設備而不需要A/D，D/A，I/O組件。優(yōu)勢主要體現(xiàn)在以下幾個方面：（1）充分利用了計算機強大的計算處理能力，實現(xiàn)指示、記錄、報警、實時反饋信號、降低滯后時間，保證精確控制，能夠根據(jù)工況變化進行調整，時刻優(yōu)化控制變量及控制要求，使生產得到優(yōu)化，保證在生產同等產量的時候效率和產品的品質更高。（2）降低了工作人員的勞動強度，統(tǒng)一管理，提高了各儀表閥門的自動化程度。（3）儀表間的連接采用總線連接，線路簡單，方便安裝和檢修。（4）儀表主要為智能儀表，儀表之間可以相互聯(lián)系，實時調整，精確控制。（5）現(xiàn)場設備可以相互通信，統(tǒng)一組態(tài)，構成所需的控制系統(tǒng)。（6）硬件和安裝費維護費用低?，F(xiàn)場支持總線供電，即兩根導線在為多個自控設備傳送數(shù)字信號的同時（如圖6-1所示），還為這些設備傳輸工作電源，可以滿足本質安全防爆要求?，F(xiàn)場總線設備的的智能化和數(shù)字化，從根本上提高了測控精度。圖6-1現(xiàn)場總線控制系統(tǒng)結構示意圖本廠主要介質含易燃易爆介質，控制過程要充分考慮防爆的要求，在防易燃易爆的方面上充分體現(xiàn)了現(xiàn)場總線系統(tǒng)的優(yōu)異型?？偩€系統(tǒng)本工藝采用CAN（ControllerAreaNetwork）總線系統(tǒng)。CAN總線網是最近發(fā)展較快的一種現(xiàn)場總線。CAN是一種對等式（PeertoPeer）的現(xiàn)場總線網，其物理層采用雙絞線，負荷ISODIS11898標準，其數(shù)據(jù)線路采用CSM/CD協(xié)議，建立了良好的優(yōu)先控制機制。CAN最大特點是其可靠性高，雙絞線中即使有一條接地或與電源短路，甚至短路，都可以正常地傳輸信息。CAN的傳輸速率為1Mbps，最大傳輸距離為10km，網絡上的節(jié)點數(shù)沒有限制。控制方案的選擇常規(guī)控制本廠采用的控制方案以PID（比例微分積分）單參數(shù)為主，輔之以串級、比例、分程等復雜控制系統(tǒng)。緊急停車和安全聯(lián)鎖（ESD）本廠所采用的緊急停車和安全聯(lián)鎖系統(tǒng)的設計按照一旦裝置發(fā)生故障，該系統(tǒng)將起到安全保護作用的原則進行。在系統(tǒng)故障或電源故障情況下，該系統(tǒng)將使關鍵設備或生產裝置處于安全狀態(tài)下。重要的現(xiàn)場安全聯(lián)鎖信號發(fā)訊儀表至少為雙重化設置。信號警報主裝置工藝參數(shù)越限報警由DCS實現(xiàn)。所有警報信息（過程警報、系統(tǒng)警報）可在DCS操作站上實現(xiàn)聲光警報，并由打印機打印輸出。采用常規(guī)儀表輔助生產裝置的工藝參數(shù)越限報警由安裝在儀表盤上的閃光警報器報警。采用獨立設置的報警器盤可實現(xiàn)可燃及有毒氣體泄漏報警。通訊網絡全廠計算機通訊網絡由全廠信息管理網（主網）和各主裝置相對獨立的過程控制網（子網）構成。主網為以太網，過程控制網類別根據(jù)所采用DCS的網絡類別決定。主網和子網通訊控制負荷TCP/IP協(xié)議和IEEE802協(xié)議族的有關協(xié)議。主網和子網的操作系統(tǒng)為WindowsNT。安全及保護措施為保障操作人員和生產裝置的安全，本研究考慮了以下必要的安全技術措施。所有控制室位于安全區(qū)域，并考慮防火、防水、防塵、防雷等安全措施。設置必要的緊急停車和安全聯(lián)鎖（ESD）及報警系統(tǒng)。安裝于爆炸危險區(qū)域內的儀表符合防爆要求。在可燃或有毒氣體可能泄露和聚集的場合，設置可燃氣體或有毒有害氣體檢測警報器。各主要裝置的儀表及系統(tǒng)由不間斷供電電源供電。儀表選型的確定7.2.1選型原則（1）在保證控制精度的條件下，優(yōu)先國產產品或者價格較低的同類產品。在某些特殊場合為保證控制精度，應選用先進的控制裝置。（2）所有的儀表及控制設備都是先進的、可靠的、適用的，可以保證工藝裝置的長期、安全的生產和操作。（3）所采用的DCS、ESD、PLC都是國外廠商產品，并且這些產品在同類型或類似裝置上有使用業(yè)績。（4）主要生產裝置的現(xiàn)場儀表選用國外著名廠商產品，一般性生產裝置或輔助生產裝置采用國外引進生產線或由合資企業(yè)制造，能滿足性能要求。對于重要場合的特殊控制閥門，開關閥等亦由國外引進。（5）除就地控制、指示或特殊儀表外，現(xiàn)場變送器采用電子式智能型儀表（CSMA/CD協(xié)議）?？刂崎y采用氣動執(zhí)行結構。（6）所有進出控制室的信號都是電信號。除溫度檢測元件和特殊測量儀表外，標準的電動信號為4-20mAD.C或1-5VD.C。（7）除非對氣動信號提出更高的壓力要求，氣動薄膜控制閥一般采用的氣動信號為0.2-1MPa。（8）安裝在爆炸危險區(qū)域的儀表采用防爆型或隔爆型。（9）所有現(xiàn)場儀表為全天候型，防護等級為IP74或更高。（10）現(xiàn)場儀表的材質滿足工藝介質和現(xiàn)場環(huán)境條件的要求?，F(xiàn)場儀表溫度儀表就地指示采用萬向型溫度計，刻度盤直徑為Φ100。集中檢測一般采用鎧裝熱電偶（分度號為K）和鎧裝熱電阻（分度號為Pt100）。溫度計保護套管由工藝介質的特性選取，一般采用304不銹鋼的保護管。在工藝管道上安裝的溫度計，連接形式一般采用法蘭式。壓力儀表就地壓力指示儀表根據(jù)不同工況選用彈簧管壓力表、膜盒壓力表；對于易發(fā)生堵塞及腐蝕場合，選用隔膜壓力表，隔膜材料根據(jù)工藝介質情況選用；泵出口就地壓力盡可能選用耐震壓力表。壓力表刻度盤直徑一般為100mm。集中壓力檢測采用壓力變送器。對于結晶、腐蝕、高粘度場合，采用法蘭遠程傳壓變送器。流量儀表高精度的流量采用螺旋式渦輪流量計。電磁流量計用于強腐蝕性或含有固體顆粒的導電介質的流量檢測。進口貨合資的平衡式流量裝置賠差壓變送器用于蒸汽流量的檢測。管道內徑小于70mm的流量測量，一般采用金屬轉子流量計。根源不同的工況，也可以采用其他類型一般如質量流量計或靶式流量計進行流量檢測。物位儀表集中液位測量一般選用磁致伸縮液位計，對于有腐蝕性、易結晶的介質采用隔膜密封型液位變送器。根據(jù)工況不同，也可以采用其他類型的物位測量，如單/雙法蘭差壓液位計，外浮筒液位計等儀表進行液位檢測。分析儀表根據(jù)工藝要求，采用不同的分析儀表對介質進行在線連續(xù)分析，如紅外線氣體分析儀、磁壓式氧分析器、氣相色譜儀、PH計、電導儀等自動在線分析儀表。可燃氣體檢測器一般選用普通催化燃燒型。有毒氣體檢測器一般選用定電位電解性。調節(jié)閥調節(jié)閥閥體材質不低于工藝管道的材料等級。閥內件材質根據(jù)介質情況確定。調節(jié)閥一般為法蘭連接，法蘭等級和連接面與工藝管道規(guī)格相匹配。閥芯的流量特型一般為線性、等百分比，在特殊場合可采用快開。閥體材料一般為304SS，閥芯材料一般為316SS，特殊需求根據(jù)介質的情況確定。通常情況下采用氣動薄膜執(zhí)行機構，彈簧范圍為20-100kPa。開關閥開關閥的執(zhí)行機構一般為氣動彈簧復位型，并帶閥位開關和電磁閥。開關閥的結構形式一般為截止閥。對氮氣等干凈介質，閥座為軟閥座。含固體、易燃易爆、有毒或高溫高壓介質采用金屬閥座。閥與工藝管道采用法蘭連接，閥與工藝管道采用法蘭連接，法蘭等級和連接面與工藝管道規(guī)格相匹配，閥體材料不低于工藝管道的材料等級。特殊閥門根據(jù)工藝要求，在相應的地方選用相應的特殊閥門。單元組合儀表的選擇單元組合儀表根據(jù)使用動力情況及功能組件組合方式，一般可分為：1、氣動單元組合儀表；2、電動單元組合儀表；3、電子組裝式儀表。在工程設計中，究竟采用氣動儀表還是電動儀表，應該根據(jù)裝置的具體條件進行綜合考慮和分析。一般來說，下列條件以選用氣動儀表為宜：1、自變送器至顯示調節(jié)儀表間的距離較短，通常以不超過I50m較為合適；2、工藝物料是易燃易爆介質及相對濕度很大的場合；3、要求儀表投資少；4、一般中小型企業(yè)要求易維修，經濟可靠；5、在以電動儀表為主的大型裝置里，有些現(xiàn)場就地調節(jié)回路不要求引入中央控制室集中操作時，可采用氣動儀表。另外，下列條件以選用電動儀表為宜：1、變送器至顯示調節(jié)單元間的距離超過I50m以上時；2、大型企業(yè)要求高度集中管理的中央控制時；3、設置有計算機進行控制及管理的對象；4、要求響應速度快，信息處理及運算復雜的場合。國內目前電動單元組合儀表有DDZ-II型和DDZ-III型兩種，DDZ-II型是早期產品，DDZ-III型電動單元組合儀表和電子式組裝儀表都是以集成電路為主的組件，這兩種儀表在選用上沒有很顯著的區(qū)別，所不同的只是結構形式及安裝上的差異?？刂葡到y(tǒng)簡單控制系統(tǒng)簡單控制系統(tǒng)是由被控對象、測量變送單元、調節(jié)器和執(zhí)行器組成的單回路控制系統(tǒng)。按被控制的工藝變量來劃分，最常見的是溫度、壓力、流量、液位和成分五種控制系統(tǒng)。復雜控制系統(tǒng)復雜控制系統(tǒng)有串級控制、均勻控制、分程控制、采用模擬計算單元的控制系統(tǒng)、自動選擇性控制系統(tǒng)、前饋控制系統(tǒng)、非線性控制系統(tǒng)等。程序控制系統(tǒng)可編程序邏輯控制器PLC。最初是為適應機器制造業(yè)以順序控制為主的各種控制任務而設計的，用以解決工業(yè)生產中大量的開關控制間題。與繼電器組成的邏輯控制系統(tǒng)相比，PLC的最大特點在于通過重新編程即可改變控制方式和邏輯規(guī)律，使其成為靈活的控制工具、在報警、聯(lián)鎖、馬達自動開停定時計數(shù)、安全保護事故切斷、順序操作、配料、批量控制、根據(jù)約束條件進行平況的選定和切斷等邏輯控制領域得到廣泛的應用。集散控制系統(tǒng)DCS以微處理機為核心，綜合了控制、計算機、通訊三大技術，是一種組件化、積木化、數(shù)模結合的自動化技術工具。一般由現(xiàn)場控制站、操作站、通訊總線三大部分組成。各個部分均采用微處理機，都具有記憶、邏輯、判斷和數(shù)據(jù)運算等功能。DCS以分散的控制適應分散的控制對象，以集中的監(jiān)視、操作和管理來達到掌管全局的目的。動力供應儀表電源裝置控制室的儀表電源為380VAC±10%，50±1Hz交流電源。其電源為兩路自動切換的獨立供電回路，分貝取自不用的電氣低壓母線段。裝置控制室設置不間斷電源（UPS）。蓄電池后備時間為30分鐘，由UPS對儀表設備供電。輔助裝置儀表電源1HVAC±10%，50±1Hz單回路交流電源，取自電氣獨立供應回路。儀表氣源儀表空氣質量符合《儀表供氣設計規(guī)定》HG/T20710-2000的有關要求。儀表空氣的露點應比工作環(huán)境、歷史上年（季）極端最低溫度至少低10度，含塵粒徑不應大于3mm，油分含量應控制在8ppm（重量）以下。儀表氣源引自空分站。送至用氣裝置的儀表氣源壓力不低于0.6MPa（G）。設備控制方案泵的基本控制方案為了說明泵的基本控制方案，將輸送液體的泵系統(tǒng)分為以下三個部分：1.泵入口側管道（吸入管路），即從泵的吸入容器的出口管法蘭為起端，至泵的入口法蘭為止；2.泵的出口側管道（出口管路），即從泵的出口法蘭起至下游的容器入口法蘭為止；3.泵的公用物料、輔助設施和驅動機構。管道設計的一般要求1、切斷閥泵的進出口設置切斷閥，是每臺泵在運轉或維修時，能保持獨立。切斷閥的口徑可以小于管道尺寸，但不能小于泵的連接口徑。考慮到流體阻力的影響，泵前截斷閥選用閘閥。異徑管的位置如下圖所示：圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s11泵的進出管控制2、排氣、排凈（1）離心泵在殼體上設有帶絲堵的排氣口。（2）所有離心泵上設有殼體排凈口，應配置閥門。（3）其他類型的泵均應有合適的帶絲堵的排氣口和排凈口。（4）泵的入口側管道和出口側管道上應根據(jù)物料物性、工藝操作和開、停車要求設置裝有閥門的排氣和排凈管，排出物接至合適的排放系統(tǒng)。當需要設置帶閥門的排凈管時，應設置在泵的入口側和出口側位置。泵儀表控制設計的一般要求（1）壓力測定所有泵的出口都必須至少設有就地指示壓力表，其位置在泵出口和第一個閥門之間，如上圖7-2所示：對于離心泵，壓力表的量程應大于泵的最大關閉壓力。（2）流量測定和調節(jié)由于泵的出口側壓力降不允許過大，所以泵的流量測定系統(tǒng)設在出口側。若工藝只要求測定流量，則只設指示儀表，可為累計流量或瞬時流量，若需穩(wěn)定或調節(jié)流量，則需與其他參數(shù)關聯(lián)，對于本項目采取的是，在泵出口側測定流量，而將控制閥設于不同位置來調節(jié)流量，如下圖所示：圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s12泵出口流量調節(jié)控制（3）報警與聯(lián)鎖在要求嚴格的場合，例如流量中斷會引發(fā)工藝、設備或人身事故時，應根據(jù)參數(shù)變化的靈敏程度，選擇低壓或高液位、低液位或其他參數(shù)報警。更重要的場合還應與泵的動力源聯(lián)鎖、自動停泵或啟動備用泵。泵的基本單元模式對于本項目，基本上采用離心泵，如下圖所示，顯示了帶有備用泵離心泵基本單元模式，圖中表示了泵進出管上異徑管、切斷閥、排氣閥、排凈閥、管道過濾器和壓力表的相對位置以及出口側流量調節(jié)控制方案。圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s13泵的基本單元模塊壓縮機的基本控制方案壓縮機按其工作原理分為兩大類：容積式壓縮機和速度式壓縮機；按結構形式還可分為活塞式壓縮機和離心式壓縮機。容積型壓縮機通常有活塞式、螺桿式水環(huán)式；速度型壓縮機通常有離心式、軸流式。對于本項目來說，主要使用的壓縮機為容積型活塞式，故該節(jié)主要講述容積式壓縮機的控制方案。管道設計的一般要求（1）工藝進氣管壓縮機進氣管道要短，彎頭要少，彎曲半徑宜大，一般大于3倍的管道直徑。為防止管道內冷凝液帶入壓縮機，壓縮機入口前可以設置氣液分離器，以除去冷凝液，當冷凝液為可燃或有害物質時，冷凝液應排入相應的密閉系統(tǒng)。氣液分離器應盡量靠近壓縮機入口布置，管道坡向氣液分離器，以免冷凝液進入壓縮機氣缸。每臺壓縮機進氣管道上都應設置臨時過濾器，通常采用錐形過濾器，過濾面積取大于管道截面積的的2倍，濾網一般為10～30目。管道過濾器應靠近壓縮機入口管道處，盡量設置水平管道上便于安裝、操作的位置，不宜設在介質自上而下的垂直管道上。壓縮機進氣管道上應設置人孔或可拆短管，用于開機前安裝過濾器和清掃管道。進氣管直徑與壓縮機吸入管口不符時，應采用過渡異徑管連接，異徑管常用底平偏心異徑管，嚴禁采用異徑法蘭連接。進氣管道應設置切斷閥，一般為閘閥。壓縮機入口設置排氣防空管，排氣閥應設置快速開、關的切斷閥，常用球閥?？扇?、易爆或有毒氣體壓縮機進氣管道上設有開停車使用的惰性氣體接管口。惰性氣體入管口設在壓縮機進氣切斷閥下游，靠近閥門布置以減少死角。置換氣體排入排氣防空總管。易產生冷凝液的管道應采用伴熱管保溫。為防止離心式壓縮機吸入管的喘動，應設有出氣管返回進氣管的回路。進氣管應避免突然縮小管徑。（2）工藝排出氣管壓縮機排出氣有一定的溫度，排出氣管道在熱態(tài)時的力和力矩，必須小于壓縮機出口管嘴所允許承受的外力和力矩。當超過允許的外力和力矩時，應改變管道的布置或在工藝排出氣管道上設置補償器。在出口閥關閉狀態(tài)啟動壓縮機，以及在壓縮機正常運行中誤操作，關閉出口閥們都會引起壓縮機和管道超壓。為保護壓縮機，出口切斷閥上游應設置安全閥，安全閥靠經出口閥設置。當壓縮氣體為可燃氣體時，安全閥設置在出口止回閥上游，安全閥出口管道排放至安全系統(tǒng)，安全閥的排放管不得低于系統(tǒng)的最低點，以防存液而影響安全閥的動作。安全閥入口管上不設置切斷閥，如果需要設置切斷閥，正常運行時，切斷閥應處于常開狀態(tài)，并采用常開鉛封。為防止壓縮機的喘振，在出口閥上游設置抗喘振回流管。空氣壓縮機抗喘振管不必返回壓縮機入口，應直接放空，放空管至高出房頂，頂端設放空消聲器。工藝氣體抗喘振回流管的返回氣體需經冷卻后接至壓縮機工藝進氣管道上，在回流管道上設置控制閥組。采用大循環(huán)方式的回流管道上的控制閥組宜靠近冷卻器布置，以縮短管道，減少控制閥組的壓力降?？勾窨刂崎y維持最小不喘振流量，壓縮機每段最小不喘振流量可從壓縮機工作曲線上讀取，控制閥直徑可根據(jù)合適壓差和最小喘振流量選定。段間可設置中間冷卻器、氣液分離器、緩沖罐及排放管，以減少氣體的振動和脈沖。當脈沖衰減器設在段間管道上時，應設在第一段的出口。各段間的氣液分離器均應設置安全閥。對可燃氣體放空，應集中排放到合適系統(tǒng)。容積式壓縮機各段應設置回流管路，控制最小回流量（即最小抗喘振流量）。一般多級葉輪的高壓機各段最小流量不得低于正常流量的80%；單級葉輪的壓縮機各段最小回流量不低于正常流量的50%。振動管道上彎矩大的部位，不宜設置分支管。容易產生振動的管道應采用大彎曲半徑的彎頭。儀表控制設計的一般要求（一）工藝控制參數(shù)壓縮機各級進、出口氣體壓力；溫度；冷卻水進水壓力、低限報警、聯(lián)鎖停車；各級冷卻器、氣缸冷卻水出口溫度；潤滑油進口壓力低限報警并聯(lián)鎖停車；氣液分離器油位；油箱油位；壓縮機進氣流量；壓縮機入口壓力低限報警，出口壓力高限報警，并與前后工序聯(lián)鎖，超限時停車；排出氣體的溫度高限報警；壓縮氣體為易冷凝氣體時，壓縮機出口氣體溫度應設低限報警；冷卻水流量；壓縮機排氣量；理論排氣量為壓縮機在單位時間內的活塞行程容積，由于壓縮機的進氣條件不同，使壓縮機實際氣量發(fā)生變化，工藝設計者常需要計算出壓縮機在指定操作條件下（標況進氣壓力0.1MPa,溫度0攝氏度）的干基空氣（扣除空氣中水分的含量）的供氣能力。（二）壓縮機配帶的儀表（1）各級工藝進氣溫度指示；（2）各級工藝排氣溫度指示；（3）壓縮機軸承溫度指示；（4）各級冷卻水排水溫度指示；（5）各級工藝進、出口壓力指示；（6）一段工藝進氣壓力低限報警、聯(lián)鎖；（7）最終段工藝排氣壓力高限報警、聯(lián)鎖；（8）冷卻水進口壓力低限報警、聯(lián)鎖；（9）潤滑油進口壓力低限報警、聯(lián)鎖，油箱液位指示；（10）最終段工藝排氣溫度高限報警、聯(lián)鎖；往復式壓縮機的基本模式在該項目中用到的壓縮機主要為容積式壓縮機，如下圖所示，是該項目中壓縮機的基本控制方案。容積式壓縮機不能通過閥門來調節(jié)管路流量，只能通過旁路調節(jié)或改變電動機轉速進行調節(jié)。圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s14往復式壓縮機的基本單元模塊往復式壓縮機的節(jié)能方案往復式壓縮機采用賀爾碧格公司開發(fā)的HydroCOM氣量無級調節(jié)系統(tǒng)，下面簡要介紹該控制系統(tǒng)。通常，壓縮機的使用者總是根據(jù)裝置或系統(tǒng)所需的最大容積流量來選擇壓縮機，然而，壓縮機的實際工況卻是隨工藝流程或耗氣設備的需要而變化的，因此幾乎所有的壓縮機均需配備氣量調節(jié)控制系統(tǒng)。目前，盡管壓縮機氣量調節(jié)方式有很多，但絕大部分不僅浪費能源而且控制速度和精度也不盡人意。例如，普遍采用的旁通調節(jié)方式經濟性差，造成能源的巨大浪費；轉速調節(jié)在低轉速時影響壓縮機的正常運行，而且大功率電動機變頻器的價格十分昂貴；可變余隙腔調節(jié)響應速度慢，且通常需要較多的人工干涉，可靠性較差；而全行程壓開進氣閥的壓叉或柱塞式卸荷機構又只能實現(xiàn)粗略的有級調節(jié)。所以，長期以來，國內外很多科研人員都把精力放在了可能實現(xiàn)氣量連續(xù)、快捷、精確調節(jié)的部分行程壓開進氣閥方法的研究上。賀爾碧格公司開發(fā)的HydroCOM氣量無級調節(jié)系統(tǒng)便是這一方法的杰出代表，它通過僅僅壓縮所需要的氣量，最大限度地節(jié)約能源，通過智能化的液壓調節(jié)機構，快速、精確地控制壓力和流量，實現(xiàn)氣量理論上0～100%的連續(xù)調節(jié)（實際因壓縮機而異，一般在10%～100%范圍內）。HydroCOM系統(tǒng)為廣泛存在的壓縮機氣量調節(jié)和控制問題提供了一種完美的解決方案。節(jié)能原理：如下圖所示，在壓縮機的活塞往復運動中，當氣缸進氣終了時，進氣閥的閥片在執(zhí)行機構作用下仍被卸荷器強制地保持開啟狀態(tài)，壓縮過程并不沿原壓縮曲線由位置C到D，而是先由位置C到達位置Cr，此時原吸入氣缸中的部分氣體經被頂開的進氣閥回流到進氣管而不被壓縮；待活塞運動到特定的位置Cr（對應所要求的氣量）時，執(zhí)行機構使頂開進氣閥片的強制外力消失，進氣閥片回落到閥座上而關閉，氣缸內剩余的氣體開始被壓縮，壓縮過程開始沿著位置Cr到達位置Dr。氣體到達額定排氣壓力后從排氣閥排出，容積流量減少。這種調節(jié)方法的優(yōu)點是壓縮機的指示功消耗與實際容量流量成正比，是一種簡單高效的壓縮機流量調節(jié)方式。圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s15回流的P-V圖HydroCOM是為往復式壓縮機專門開發(fā)的液壓式氣量調節(jié)系統(tǒng)。主要工作原理是計算機即時處理壓縮機運行過程中的狀態(tài)數(shù)據(jù)，并將信號反饋至執(zhí)行機構內電子模塊，通過液壓執(zhí)行機構來實時控制進氣閥的開啟和關閉時間，實現(xiàn)壓縮機排氣量0～100%全行程范圍無級調節(jié)。HydroCOM液壓執(zhí)行機構和進氣閥示意圖。運用“回流省功”原理。通過進氣閥的延遲關閉，使多余部分氣體未經壓縮而重新返回到進氣總管，壓縮循環(huán)中只壓縮了需要壓縮的氣量。先進的控制理論和機電技術的結合，使HydroCOM系統(tǒng)在最大限度節(jié)省能源的同時，還擁有極高的控制動態(tài)特性。根據(jù)不同的控制要求和設計，HydroCOM可精確控制各級的狀態(tài)參數(shù)，如壓力、流量、溫度等。氣液分離器的基本控制方案本工藝氣液分離器均采用重力沉降分離器。重力沉降的原理簡述由于氣體與液體的密度不同，液體在與氣體一起流動時，液體會受到重力的作用，產生一個向下的速度，而氣體仍然朝著原來的方向流動，也就是說液體與氣體在重力場中有分離的傾向，向下的液體附著在壁面上匯集在一起通過排放管排出，向上的氣體由上部的排氣管道輸出，進而達到氣液分離的目的。對實際的工藝氣液混合物的分離，常常在密度分離的基礎上輔以壓力變化所引發(fā)的相變，伴隨壓力的變化氣體的沸點隨之變化，使原本處于氣（液）相的工藝流體發(fā)生相變，進而提高氣液分離的效率。本工藝對氣液分離器的控制由以下幾個方面：設備底部有液位控制由液位控制器與液體流量控制器組成的串級均勻控制系統(tǒng)，通過測量釜底液位調節(jié)底部液體流出的流量。設備底部裝有液位指示儀表以指示設備內的液相液位。設備底部裝有排凈閥以防止釜中長期殘留殘液。設備頂部裝有溫度和壓力檢測儀表，并配有安全閥，排空閥，通過測量釜內氣相壓力調節(jié)上部氣體輸出的流量。采用串級均勻控制系統(tǒng)可克及時克服由設備內或氣體端壓力改變所引起的變化。具體控制方案如下圖所示：圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s16氣液分離器的基本單元模塊換熱器的基本控制方案換熱器形式大體分為三種：間壁式換熱器、直接混合換熱器、蓄熱式換熱器，對于本項目來說，主要采用的是間壁式換熱器。冷熱介質的進、出口流向安排，應滿足于得到最大的（對數(shù)）平均溫差的需要，滿足于工藝過程的要求。液體介質一般應下進上出，但如果由于規(guī)定，要求使其上進下出時，則出口應設置向上的液封管或加控制閥，以避免該介質側液體流空，不利于傳熱。列管式換熱器易產生污垢的介質（如循環(huán)冷卻水、懸浮液、易聚合物料）一般走管程；當污垢的介質走殼程時，應當采取措施，例如用正方形排列的浮頭式換熱器，以便清除污垢。臥式換熱器安裝時，需要保持1%的坡度，折流板缺口應與水平方位垂直。管道設計的一般要求切斷閥工藝側一般不設置切斷閥，下列情況除外：設備在生產中需要從流程中切斷（停用或在線檢修）時，在工藝側應設置切斷閥，并需設旁路。兩側均為工藝流體，需調節(jié)的一側按需要設置控制閥、切斷閥和旁路管道。兩臺互為備用的換熱器，需分別在工藝側設切斷閥。非工藝側的傳熱介質（水蒸汽、熱傳導液、冷卻水等），在進出換熱器處通常需要設置切斷閥。一般可選用閘閥或蝶閥；有粗略的調節(jié)流量要求時，選用截止閥。安全泄壓閥冷介質的進出口均有切斷閥時，應在此兩個切斷閥之間的冷介質出口管上設置安全泄壓閥。排氣口和排凈口化工設備的排氣口和排凈口的設置見行業(yè)標準《閥門的設置》；（HG/T20570.18-95），換熱設備（換熱器）的排氣口和排凈口按下述規(guī)定。在設計換熱器配管時，要使得通過操作管道將氣體（開工時的置換氣體或過程中產生的氣體）及需排凈的液體全部置換、排放和排凈，在管道上或在其他設備上不能提供排氣和排凈口時，應在換熱器筒體（封頭和管箱）上設置排氣和排凈口，在換熱器筒體上的排氣和排凈口一般用絲堵，并用堵頭堵塞，不表示在PID圖上，如需裝閥門，應表示在PID圖上。排氣口與排凈口設閥門或設絲堵，需根據(jù)操作頻繁程度及介質種類而定。為了換熱設備的順利排凈，在設備或管道的高點也應設排氣口。排氣口、排凈口裝閥門后，可能產生凍結或因為閥門價格昂貴（如合金鋼閥門），可以取消排氣閥，在這種情況下，要指出由于氣體沒有排凈而存在的氣（汽）室對換熱器引起的腐蝕及熱應力的影響。液體走立式換熱器殼程時，上管板排氣口要裝閥。傾斜式（向下傾或向上傾）換熱器的殼程走液體，上管板排氣口應裝閥。如果液體的流向是向下的，裝有閥門的排氣口，應設在靠近出口接管處的合適高度上。液體流向是向上的換熱器，如需裝安全閥，則推薦裝在液體出口側。通常不凝氣的分子量比水蒸汽要大，因此不凝氣將積聚在水蒸汽相的底部，低分子量的不凝氣（如在多效蒸發(fā)器內），應當設置高點排氣口。根據(jù)所選用的蒸汽疏水閥類型即疏水閥排放不凝氣的能力，來決定是否在疏水閥管道上和蒸汽冷凝水設備上，安裝帶有閥門的排氣口。設備上應在遠離蒸汽進口一側的高點設置裝有閥門的排氣口。出現(xiàn)冷凝水液面（即調節(jié)冷凝水淹沒列管高度）的設備，液面計的接口可用于不凝氣的排氣口。氣體冷凝可采用水蒸汽相同一的方法來設置排氣口，安裝一些裝有閥門的排氣口。當工藝設計中已經提出合理的不凝氣排除措施時，可不另在冷凝設備上設置排氣口。進料液體被蒸發(fā)的氣化器、增濃器、鍋爐等應設有一處或幾處帶閥門的低點排凈口，排放沉積物、含大量可溶性物質的液體或難揮發(fā)的液體，排凈口的大小應與工藝要求相符。立式再沸器頂部封頭上不設排氣口，如需要設置，通常采用絲堵。儀表控制設計的一般要求檢測檢測要求首先應根據(jù)工藝要求來決定，通常對于每一臺工藝換熱器（不包括潤滑油冷卻器和工藝目的，裝在設備上的小型公用工程換熱器）應設置溫差（即對數(shù)平均溫差）的檢測，一般要求如下：蒸汽加熱器在供汽管上設置壓力指示，冷凝水溫度不需檢測。蒸汽發(fā)生和直接制冷冷卻器采用壓力指示，液體進料溫度不設檢測點。共用液體公用工程物料（冷卻水、熱傳導液等）的換熱器組，只需在公用工程物料進料總管上檢測溫度。利用殼程內液體（包括冷凝水）淹沒管程高度的不同而引起有效傳熱面積變化的換熱器，應設置液面指示?？刂仆ㄟ^換熱器進行冷卻、加熱、蒸發(fā)等換熱過程的控制，應以工藝物料的要求來選擇合適的控制方案，通常采取調節(jié)有效傳熱面或根據(jù)工藝物料出口溫度來調節(jié)冷（熱）載體的流量和改變溫差等方法來實現(xiàn)溫度控制。管殼式換熱器（及再沸器），以蒸汽冷凝水為被調參數(shù)，采用冷凝水管上節(jié)流閥調節(jié)有效傳熱面，通常不用于蒸汽和冷凝水走管程的情況。溫度檢測、指示冷卻器冷卻水出口及被冷卻的工藝物料出口均應設溫度檢測，根據(jù)重要性分別采用不同的測溫措施，例如只設溫度計套管、就地溫度計，在控制室顯示的溫度計及可調控其它參數(shù)或報警的溫度計。溫度控制根據(jù)被冷卻的工藝物料出口溫度來調節(jié)冷載體（冷卻水）的流量?？刂品桨笧楸容^復雜的溫度控制模式，冷卻水出口只設測溫點，被冷卻的工藝物料除流量控制外，工藝物料出口設有溫度報警和工藝出口溫度對冷卻水量調節(jié)，這里假定被冷卻物料壓力高于水側（例如液化氣），當換熱器內漏時，水側壓力升高可通過壓力（PI）監(jiān)視，可由（PSA）進行報警并切斷冷卻水管道，工藝系統(tǒng)專業(yè)應根據(jù)工藝過程要求，在安全分析過程中，對該控制方案進行控制、指示、檢測指標的取舍。蒸發(fā)器對于用蒸汽加熱的蒸發(fā)器，工藝物料側為在壓力下蒸發(fā)，采用蒸發(fā)壓力（蒸發(fā)量）來調節(jié)加熱蒸汽量，如工藝有要求，可在物料側增加壓力和溫度報警（PIA,TIA）。若為常壓蒸發(fā)，則加熱的蒸汽量可由工藝物料的出料量來調節(jié)，或由液面來調節(jié)。對于制冷劑蒸發(fā)冷卻工藝物料，根據(jù)工藝物料所需的溫度（出口處溫度）來調節(jié)制冷劑的蒸發(fā)量，確保被冷卻的工藝物料出口溫度。換熱器的基本單元模式冷卻器該類換熱器的作用是將工藝物流加熱或冷卻到目標值。由于物流的流量和溫度都會受到干擾，故采用溫度-流量串級控制。具體有：冷卻水上下水管均設有切斷閥，冷卻水上水設有止回閥防止冷卻水倒流污染冷卻水總管的水。冷卻水上水設有溫度檢測點，下水設有溫度和壓力的檢測點。熱物料進出口設有溫度和壓力的檢測點。為了使被冷卻的物料達到所需的溫度，在熱物料的出口設置溫度檢測控制點，使用以此溫度為主操縱變量、以冷卻水出料流量為輔助操縱變量的串級系統(tǒng)。當溫度超過其允許的上限時，冷卻水的閥門開度增大流量提高，熱物料出口溫度逐步下降；當熱物料出口溫度溫度低十其允許的下限時，冷卻水的閥門開度減小流量降低，熱物料出口溫度逐步提高直到恢復正常。對于以冷卻水為冷卻介質的冷卻器，其基本單元模式如下圖所示：圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s17冷卻器控制從圖中可以清楚地看出冷卻器的控制方案，對于這種臥式換熱器，在換熱器的殼體上下分別設置了放空閥和排凈閥，通過測量工藝物流出口溫度來控制冷卻水進口流量，冷卻水出口管道設置放空閥。再沸器再沸器是換熱器，作為蒸餾塔系統(tǒng)的一部分，器內液體沸騰產生氣體，有其特殊的管道設計要求，并應根據(jù)蒸餾塔系統(tǒng)總的工藝要求來決定控制方案和儀表位置，對于釜式的再沸器，其基本單元模式如下圖所示，從圖中我們可以清楚地看到：再沸器頂部設有放空閥，底部設有排凈閥，再沸器側部設有液位檢測以及控制儀表，通過液位來控制再沸器出料流量。工藝物料進料管上設有溫度檢測儀表以及排凈閥，出料管道上設有放凈閥以及溫度檢測儀表，并且通過液位來調節(jié)出口的流量。而對于蒸汽加熱管道，進口管道設有流量調節(jié)，通過工藝物料出口蒸發(fā)來和蒸汽的流量串級均勻控制來調節(jié)蒸汽加熱管道進口流量，蒸汽冷凝液管道上設置疏水閥組。對于以蒸汽為加熱介質的再沸器，其基本單元模式如下圖所示。圖6-10再沸器控制工藝流股間的換熱工藝間流之間的換熱時，通常工藝流股流量不允許變動。在這種情況下，本工藝采用控制設備旁路流量進行，通過冷熱物料混合來控制溫度。為實現(xiàn)該控制方案，本工藝工藝流股間換熱器換熱面積均有足夠的設計余量，檢測主要物流溫度，采用三通旁路控制閥控制次要物流分流流量，并輔以一定范圍內的手動閥門操作，工藝的操作對應由閥門儀表的選型給出。其基本單元模式如下圖所示：圖STYLEREF1\s6SEQ圖\*ARABIC\s18工藝流股匹配換熱控制反應器的基本控制方案反應器是化工生產的中心環(huán)節(jié)，故反應器的控制也是至關重要。反應器的類型按結構來分可以分為管式、釜式、塔式、固定床和流化床等類型。對于本項目來說，反應器分為列管式固定床反應器和內夾套釜式固定床反應器。甲醇脫水反應是本工藝中的核心反應之一，采用的是列管式固定床反應器。對于固定床的反應器來說，返混很小，傳熱控溫不易，故溫度的檢測與控制是關鍵所在，該反應作為強放熱反應，采用中壓水殼層冷卻并回收產生中壓蒸汽的廢熱技術，在控制反應溫度的同時達到能量回收利用的節(jié)能目的。同時，該反應是催化氧化反應，選擇適當?shù)拇呋瘎┛梢栽龃蠓磻俾侍岣叻磻D化率，采用列管式固定床反應器可以確保催化劑與反應物充分接觸，較大的反應管長徑比又可以增大停留時間，確保充分反應。管道設計的一般要求管道進反應器管口應設置切斷閥，出口設置流量控制閥門組，由于反應器反應溫度較高，所以進出口管道都應選用帶石棉保溫層的管道。儀表設計的一般要求該反應為高溫反應，進反應器管道應