年產(chǎn)10萬噸混合鄰苯二甲酸酐生產(chǎn)裝置工藝設計說明書

總論1.1項目概況[1]本項目是年產(chǎn)10萬噸的苯酐生產(chǎn)工藝，利用較為便宜的鄰二甲苯和空氣作為生產(chǎn)原料。反應采用固定床列管式反應器，預熱之后的鄰二甲苯和空氣進入反應器內(nèi)進行反應，得到主產(chǎn)品苯酐，副產(chǎn)品順酐、苯甲酸、水、二氧化碳。1.2項目依據(jù)（1）中國石油大學（華東）圖書館資料（2）化工工程設計相關規(guī)定（3）國家經(jīng)濟、建筑、環(huán)保等相關政策1.3設計原則以節(jié)能減排為目標，減少尾氣、污水等對環(huán)境的污染，并盡可能優(yōu)化流程，減少設備和管道的使用，減少投資。采用最合適的設備類型，提高苯酐收率和純度，增大經(jīng)濟效益。1.4設計內(nèi)容1、查閱文獻，完成設計課題的文獻綜述；2、對ASPENPLUS模擬作業(yè)的計算結(jié)果進行分析說明，有條件的話繼續(xù)優(yōu)化；3、對主要設備及全裝置的物料衡算和熱量衡算（包括熱負荷及傳熱劑用量的計算）結(jié)果進行總結(jié)整理，列出物料平衡表、熱量平衡表等表格；4、繪制工藝原則流程圖PFD；5、對主要設備進行工藝計算與選型，列出各類設備規(guī)格表及設備一覽表；6、確定自控方案，繪制工藝管道及儀表流程圖（PID）；7、進行車間及設備布置設計，繪制車間平面布置圖及設備平、立面布置圖；8、進行管道布置設計，繪制部分管道平、立面布置圖；9、設計總結(jié)，編寫初步設計說明書。1.5建設規(guī)模和產(chǎn)品方案本設計是年產(chǎn)10萬噸的苯酐生產(chǎn)，屬于中等規(guī)模建設，車間的面積大概為72×48m。產(chǎn)品方案是鄰二甲苯和空氣在340~450°C下在固定床反應器內(nèi)發(fā)生反應，生成主產(chǎn)品苯酐和副產(chǎn)品順酐、檸糠酐等。1.6廠址的選擇由于原料是鄰二甲苯，其易燃，蒸氣能與空氣形成爆炸性混合物。遇熱、明火、強氧化劑有引起燃燒爆炸的危險。其蒸氣比空氣重，能沿低處擴散相當遠，遇明火會回燃。有毒，對皮膚、粘膜有刺激作用，對中樞神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉作用[2]。產(chǎn)物是苯酐，易燃，在沸點以下易升華，有特殊輕微的刺激性氣味。苯酐能引起人們呼吸器官的過敏性癥狀，苯酐的粉塵或蒸汽對皮膚、眼睛及呼吸道有刺激作用，特別對潮濕的組織刺激更大。因此我們選擇遠離居民區(qū)的郊區(qū)，并且選擇在下風口和河流的下游，以防使居民中毒，危害居民的身體健康。交通運輸要方便，最好選擇在附近有生產(chǎn)鄰二甲苯的廠區(qū)，這樣原料供應便捷，節(jié)省運輸費用，也緩解原料供需的緊張。1.7能量利用和環(huán)境保護本流程模擬中，通過換熱網(wǎng)絡優(yōu)化，充分使用內(nèi)部換熱，反應產(chǎn)生的熱量足以提供強大的熱量來源，為低溫物流進行換熱，節(jié)省水加熱成水蒸氣導致的資金損失。閃蒸罐、精餾塔分離出的氣體，進行尾氣回收處理，防止鄰二甲苯、苯酐、順酐等有毒物質(zhì)進入空氣和土壤，污染環(huán)境。精餾塔頂產(chǎn)生的順酐純度可以達到94.1%，可以作為一種產(chǎn)品進行生產(chǎn)使用，既增大經(jīng)濟效益又防止其污染環(huán)境。1.8存在的問題及建議苯酐流程模擬的過程中，苯酐的產(chǎn)率比較低，溫度和壓力的控制不當會使副反應大大增多，產(chǎn)生大量的二氧化碳、水、順酐、檸糠酐等物質(zhì)，使原料利用率降低。閃蒸過程中在排放二氧化碳、氧氣、氮氣、水蒸氣的同時也會排出一定量的苯酐、順酐和未反應的鄰二甲苯，直接排放不僅對環(huán)境造成危害，也是資源極大的浪費。因此要將這部分氣體進行進一步的回收利用，再進行氣體的排放。參考文獻[1]沈復,李陽初主編.化工原理(上冊).中國石化出版社,2007,24-29.[2]李漢.鄰二甲苯氧化制苯酐工藝裝置的優(yōu)化設計[D].西北大學,2006.第2章工藝流程設計工藝流程設計2.1生產(chǎn)方案選擇2.1.1產(chǎn)品性質(zhì)及規(guī)格標準產(chǎn)品性質(zhì)[2]：苯酐，常溫下為一種白色針狀結(jié)晶（工業(yè)苯酐為白色片狀晶體），易燃，在沸點以下易升華，有特殊輕微的刺激性氣味。分子式C8H4O3，相對密度1.527(4.0℃)，熔點131.6℃，沸點295℃（升華），閃點（開杯）151.7℃，燃點584℃。微溶于熱水和乙醚，溶于乙醇、苯和吡啶。產(chǎn)品規(guī)格[3]：主產(chǎn)品：鄰苯二甲酸酐，純度≥98.5%（m%）2.1.2原料路線確定原則和依據(jù)隨著石油工業(yè)的發(fā)展，又提供了大量廉價的鄰二甲苯，擴大了苯酐的原料來源。隨著催化劑研發(fā)的重大進展以及參加反應的空氣和鄰二甲苯比例的降低，再加上生產(chǎn)設備大型化的實現(xiàn)等一系列新技術的開發(fā)和應用，進一步加速了原料的轉(zhuǎn)換進程。近幾年，各廠家也都在為提高自身產(chǎn)品的競爭力而不斷地在節(jié)能降耗等方面改進、完善自己的工藝，這就使得鄰法工藝更加成熟，更加先進[1]。2.1.3工藝技術方案比較萘法[1]?、反應原理萘與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。П、工藝流程圖2-1空氣經(jīng)凈化、壓縮預熱后進入流化床反應器底部，噴入液體萘，萘汽化后與空氣混合，通過流化狀態(tài)的催化劑層，發(fā)生放熱反應生成苯酐。反應器內(nèi)裝有列管冷卻器，用水為熱載體移出反應熱。反應氣體經(jīng)三級旋風分離器，把氣體攜帶的催化劑分離下來后，進入液體冷凝器，有40%－60%的粗苯酐以液態(tài)冷凝下來，氣體再進入切換冷凝器（又稱熱融箱）進一步分離粗苯酐，粗苯酐經(jīng)預分解后進行精餾得到苯酐成品。尾氣經(jīng)洗滌后排放，洗滌液用水稀釋后排放或送去進行催化焚燒。鄰法?、反應原理[1]鄰二甲苯與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。П、工藝流程圖2-2過濾、凈化后的空氣經(jīng)過壓縮，預熱后與汽化的鄰二甲苯混合進入固定床反應器進行放熱反應，反應管外用循環(huán)的熔鹽移出反應熱并維持反應溫度，熔鹽所帶出的反應熱用于生產(chǎn)高壓蒸汽（高壓蒸汽可用于生產(chǎn)的其他環(huán)節(jié)也可用于發(fā)電）。反應器出來的氣體經(jīng)預冷器進入翅片管內(nèi)通冷油的切換冷凝器，將苯酐凝結(jié)在翅片上，然后再定期通入熱油將苯酐熔融下來，經(jīng)熱處理后送連續(xù)精餾系統(tǒng)除去低沸點和高漲點雜質(zhì)，得到苯酐成品。從切換冷凝器出來的尾氣經(jīng)兩段高效洗滌后排放至大氣中。含有機酸濃度達30％的循環(huán)液送到順酐回收裝置或焚燒裝置，也可回收處理制取富馬酸[1]。目前，全球苯酐生產(chǎn)所采用的工藝路線有萘流化床氧化和萘/鄰二甲苯固定床氧化，其中鄰二甲苯固定床氧化技術約占世界總生產(chǎn)能力的90%以上。萘流化床氧化工藝在國外已逐步淘汰，但在我國的苯酐生產(chǎn)中仍占有一定比例。鄰二甲苯固定床氣相氧化技術主要BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日觸和AlusuisseItalia等幾種典型的生產(chǎn)工藝。BASF工藝：BASF工藝于1976年工業(yè)化生產(chǎn)，總生產(chǎn)能力超過100×104t/a，BASF工藝的單臺反應器最大生產(chǎn)能力為4.5×104t/a。經(jīng)凈化預熱后的空氣與氣化的鄰二甲苯混合進入列管式固定床反應器，在釩-鈦環(huán)形催化劑表面進行反應，反應溫度為360℃，空速為3000h-1，反應熱由熔鹽導出。粗苯酐在微負壓下采用高溫或同時添加少量化學品除去某些雜質(zhì)后送入精餾塔精制。BASF工藝能有效地回收順酐，苯酐的質(zhì)量收率超過105%[4]。Wacker-Chemie工藝：近年來各國新建的苯酐生產(chǎn)裝置基本上都采用Wacker-Chemie工藝，至今世界上已有110套以上的裝置采用此工藝，總生產(chǎn)能力為160×104t/a，單臺反應器的最大生產(chǎn)能力為4.5×104t/a。該工藝所采用的催化劑適用于鄰二甲苯、萘以及鄰二甲苯和萘的混合料，設計的催化劑負荷為鄰二甲苯100g/m3空氣（標準態(tài)），苯酐的質(zhì)量收率為114%～115%（以萘為原料時，苯酐收率為97%～99%），催化劑壽命大于3年[4]。ElfAtochem/日觸工藝：ElfAtochem公司于1970年開始開發(fā)低能耗工藝，1986年該公司決定采用日觸公司壽命長、選擇性高的苯酐催化劑，并與日觸公司共同開發(fā)了ElfAtochem/日觸工藝。采用該工藝的總生產(chǎn)能力約40×104t/a。該工藝與BASF工藝相似，工藝尾氣全部催化焚燒處理，有機雜質(zhì)含量低，無大氣污染[4]。AlusuisseItalia工藝：意大利的Alusuisse公司于1986年開發(fā)了AlusuisseItalia低空烴比工藝，空氣對鄰二甲苯的質(zhì)量比減少到9.5:1，而原料氣濃度可提高到鄰二甲苯134g/m3空氣標準態(tài)。到1996年世界各地共有11套裝置采用該工藝，總生產(chǎn)能力為24.9×104t/a[4]。2.1.4工藝技術方案選擇理由萘法作為最早生產(chǎn)苯酐的方法，也是最早形成工業(yè)化生產(chǎn)的方法，其原料為焦油萘。我國在1953年開始萘法生產(chǎn)苯酐，當時是以萘為原料，固定床氣相氧化法生產(chǎn)苯酐。1958年我國又開發(fā)了流化床工藝，并在此基礎上建設了多套工業(yè)生產(chǎn)裝置。由于我國萘流化床法發(fā)展較快，到1988年大部分工廠仍在采用萘流化床法生產(chǎn)苯酐，當時萘法產(chǎn)量高達總產(chǎn)量的90%。隨著石油工業(yè)的發(fā)展以及鄰法技術的開發(fā)，萘法的劣勢顯露出來：原料焦油萘供應日趨緊張，價格不斷上揚，單臺反應器生產(chǎn)能力較低，這些都不可避免地造成了萘法的高能耗[1]。隨著苯酐產(chǎn)量的迅速增長，焦油萘越來越不能滿足生產(chǎn)的需要，而隨著石油工業(yè)的發(fā)展，又提供了大量廉價的鄰二甲苯，擴大了苯酐的原料來源。從20世紀60年代開始，生產(chǎn)苯酐的原料從萘轉(zhuǎn)向鄰二甲苯。隨著催化劑研發(fā)的重大進展以及參加反應的空氣和鄰二甲苯比例的降低，再加上生產(chǎn)設備大型化的實現(xiàn)等一系列新技術的開發(fā)和應用，進一步加速了原料的轉(zhuǎn)換進程。近幾年，各廠家也都在為提高自身產(chǎn)品的競爭力而不斷地在節(jié)能降耗等方面改進、完善自己的工藝，這就使得鄰法工藝更加成熟，更加先進[1]。Wacker-Chemie工藝特點是低能耗，高負荷，生產(chǎn)能力大，催化劑活化時不必使用SO2。BASF工藝的技術特點是低反應溫度和高空速，水洗回收副產(chǎn)的順酐，生產(chǎn)費用低，無廢水排出，采用蒸汽透平，輸出中壓空氣。該工藝具有投資較低、能耗少、成本低和無污染的優(yōu)勢。AlusuisseItalia工藝的設備投資較少[4]。2.1.5操作條件的確定原料：工業(yè)級鄰二甲苯（純度≥97%），空氣（21%O2,79%N2)；鄰二甲苯進料量為11678.4kg/h，空氣進料量為317354.4kg/h；催化劑：低溫高空速、V2O5-TiO2負載在惰性載體上的催化劑；空鄰比：27:1；進料物流的溫度為245°C，壓力為0.2MPa；反應溫度為300~321°C，壓力為0.2MPa。2.2工藝流程設計2.2.1反應原理鄰二甲苯與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。2.2.2裝置工藝原則流程圖圖2-3裝置工藝原則流程2.2.3工藝流程簡述[5]苯酐生產(chǎn)工藝系統(tǒng)包括氧化反應部分、冷凝水洗部分、苯酐精制部分。氧化部分鄰二甲苯通過換熱器預熱，經(jīng)凈化換熱器加熱后在汽化器內(nèi)混合均勻并完全霧化，進入反應器反應。反應器是固定床列管式反應器，用熔鹽（由硝酸鉀和亞硝酸鈉組成，質(zhì)量比59%KNO3，41%NaNO2；混合物熔點141℃，平均比熱Cp=1.424kJ/kg·℃。）循環(huán)移去反應熱，熱的熔鹽產(chǎn)生高壓蒸汽冷凝水洗部分反應氣體經(jīng)換熱器冷卻后，苯酐粗產(chǎn)品流到精餾塔中進行精餾。從閃蒸罐中排出的尾氣為未反應的空氣和反應生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有機物，經(jīng)水洗塔洗滌回收有機物后排放。洗滌水中主要含有順酸（順丁烯二酸），通過加工可經(jīng)濟的回收，使過程無廢水排出。精餾部分粗品苯酐經(jīng)高壓蒸汽預熱后，進入精餾塔，順酐作為塔頂餾出物而分離出來，塔底產(chǎn)物為苯酐,在熱虹吸式再沸器和重力及真空作用下回流循環(huán)純化，脫除重組分雜志后，苯酐從塔底流出。參考文獻[1]馬偉棉.苯酐生產(chǎn)工藝進展[J].河北化工,2006,9(9):21-22.[2]張全英,吳方寧等.鄰苯二甲酸酐的生產(chǎn)及工業(yè)現(xiàn)狀[J].化工中間體,2005.[3]赫佩軍.化工設計任務書.[4]方爭群.苯酐的生產(chǎn)現(xiàn)狀及展望[J].當代石油化工,2001,9(6):17-18.[5]陳聲宗.化工設計[M].北京:化學工業(yè)出版社,2008.第3章物料衡算物料衡算3.1物料衡算概述為了弄清生產(chǎn)過程中原料、成品以及損失的物料數(shù)量，必須要進行物料衡算。物料衡算是設備熱量衡算乃至整個工藝設計的基礎，一般在以下幾種情況下需進行物料衡算。⑴對某個操作過程作物料衡算；⑵對已有的設備：一個設備、一套設備或整個車間作物料衡算；⑶設計一套新的裝置或一個新的車間時，一般均需做出全面的物料衡算。因此正確的物料衡算結(jié)果為正確的設備熱量衡算和設備工藝設計提供可靠的保證，在整個設備設計過程中具有重要的意義[1]。3.2物料衡算的依據(jù)[2]物料衡算為質(zhì)量守恒定律的一種表現(xiàn)形式，即式中，—輸入物料的總和；—輸出物料的總和；—累計的物料量。式為總物料衡算式。當過程沒有化學反應時，它也適用于物料中任一組分的衡算；但有化學反應時，它適用于任一元素的衡算。若過程中累積的物料量為零，則該式可簡化為上式所描述的過程屬于定態(tài)過程，一般連續(xù)不斷的流水作業(yè)（即連續(xù)操作）為定態(tài)過程，其特點是在設備的各個不同位置，物料的流速、濃度、溫度、壓強等參數(shù)可各自不相同，但在同一位置上這些參數(shù)隨不同時間而變。若過程中有物料累積，則屬于非定態(tài)過程，一般間歇操作（即分批操作）屬于非定態(tài)過程，在設備的同一位置上諸參數(shù)隨時間而變。式或式中各股物料數(shù)量可用質(zhì)量或物質(zhì)量衡量。對于液體及處于恒溫、恒壓下的理想氣體還可用體積衡量。常用質(zhì)量分率表示溶液或固體混合物的濃度（即組成），對理想混合氣體還可用體積分率（或摩爾分率）表示濃度。3.3物料衡算的計算范圍和計算基準作物料衡算時需要確定一個計算范圍，即從哪里開始作為進料，從哪里作為出料。根據(jù)實際需要來確定計算范圍，可以是某一設備或一套設備。對分批操作，可從開始加料到最終出料作為計算范圍，有時也取整個過程中的某一階段作為物料衡算的范圍。作物料衡算時也要選定一個計算基準。例如分批操作可以分批投料量或每晝夜的處理量作為計算基準。連續(xù)生產(chǎn)可以用每小時、每天或每分鐘的投料量作為計算基準。根據(jù)需要有時也采用每噸產(chǎn)品或原料作為計算基準，或者用每千摩爾（kmol）的投料量作為計算基準。基準的選擇是跟據(jù)物料衡算的目的和計算的方便來考慮決定[3-4]。3.4ASPENPLUS模擬操作流程3.5主要設備的物料衡算流程中主要設備有混合器，反應器，閃蒸罐，精餾塔。3.5.1反應器圖3-1反應器表3-1反應器的物料平衡表入方出方代表物流78項目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1610884.7004.856102.5241.3530.0000.0000.0000.000O231.99947843.00621.3421495.15019.72935727.59215.9381116.52914.665N227.014161673.61072.1205771.27976.156161673.61072.1205771.27975.801H2O18.0153770.9761.682209.3212.7629701.6854.328538.5257.073CO244.01000002237.9810.99850.8520.668C8H4O3148.11000012680.0075.65685.6071.124C4H2O398.0580000884.6900.3959.0220.118C8H8O120.15000049.2730.0220.4100.005C8H6O2134.13000068.7600.0310.5130.007CO28.01000001148.6950.51241.0100.539合計224172.2931007578.274100224172.2931007613.7471003.5.2閃蒸罐圖3-2閃蒸罐表3-2閃蒸罐物料平衡表入方出方代表物流1011GAS1項目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.99935727.59215.9381116.52914.6650.2800.0020.0090.00835727.31216.9921116.52014.885N227.014161673.61072.1205771.27975.8010.3930.0030.0140.012161673.21776.8945771.26576.938H2O18.0159701.6854.328538.5257.073320.1612.30017.77215.7919381.5254.462520.7546.942CO244.0102237.9810.99850.8520.6680.2170.0020.0050.0042237.7641.06450.8470.678C8H4O3148.11812680.0075.65685.6071.12412670.04291.03685.54076.0069.9650.0050.0670.001C4H2O398.058884.6900.3959.0220.118827.0065.9428.4347.49457.6840.0270.5880.008C8H8O120.15149.2730.0220.4100.00532.5860.2340.2710.24116.6870.0080.1390.002C8H6O2134.13268.7600.0310.5130.00766.8820.4810.4990.4431.8780.0010.0140.000CO28.0101148.6950.51241.0100.5390.0030.0000.0000.0001148.6920.54641.0090.547合計224172.2931007613.74710013917.569100112.543100210254.7241007501.2041003.5.3精餾塔C101圖3-3精餾塔C101表3-3精餾塔物料平衡表入方出方代表物流13DWGAS2項目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.9990.2800.0020.0090.0080.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.2800.3450.0090.207N227.0140.3930.0030.0140.0120.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.3930.4850.0140.333H2O18.015320.1612.30017.77215.791245.49518.39713.62756.9800.0000.0000.0000.00074.66692.1624.14598.204CO244.0100.2170.0020.0050.0040.0010.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.2160.2670.0050.116C8H4O3148.11812670.04391.03685.54076.006168.97412.6631.1414.77012501.05799.99184.39999.9900.0120.0150.0000.002C4H2O398.058827.0065.9428.4347.494825.36061.8528.41735.1950.0060.0000.0000.0001.6402.0240.0170.396C8H8O120.15132.5860.2340.2710.24129.3292.1980.2441.0210.0000.0000.0000.0003.2574.0200.0270.642C8H6O2134.13266.8820.4810.4990.44365.2484.8900.4862.0341.0840.0090.0080.0100.5490.6780.0040.097CO28.0100.0030.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0030.0030.0000.002合計13917.570100112.5431001334.40710023.91510012502.14710084.40710081.0161004.2201003.6全裝置的物料衡算表3-4全裝置物料衡算表入方代表物流14項目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.00010884.700100.000102.524100.000O231.99947843.00622.4311495.15020.0000.0000.0000.0000.000N227.014161673.61075.8015771.27977.2000.0000.0000.0000.000H2O18.0153770.9761.768209.3212.8000.0000.0000.0000.000CO244.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H4O3148.1180.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C4H2O398.0580.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H8O120.1510.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H6O2134.1320.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000CO28.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000合計213287.59251007475.75006210010884.7001100102.52394100質(zhì)量流量合計kg/h224172.2926摩爾流量合計kmol/h7578.2740續(xù)表3-4全裝置物料衡算表出方代表物流DWGAS1GAS2項目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.9990.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.00035727.31216.9921116.52014.8850.2800.3450.0090.207N227.0140.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000161673.21776.8945771.26576.9380.3930.4850.0140.333H2O18.015245.49518.39713.62756.9800.0000.0000.0000.0009381.5254.462520.7546.94274.66692.1624.14598.204CO244.0100.0010.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0002237.7641.06450.8470.6780.2160.2670.0050.116C8H4O3148.118168.97412.6631.1414.77012501.05799.99184.39999.9909.9650.0050.0670.0010.0120.0150.0000.002C4H2O398.058825.36061.8528.41735.1950.0060.0000.0000.00057.6840.0270.5880.0081.6402.0240.0170.396C8H8O120.15129.3292.1980.2441.0210.0000.0000.0000.00016.6870.0080.1390.0023.2574.0200.0270.642C8H6O2134.13265.2484.8900.4862.0341.0840.0090.0080.0101.8780.0010.0140.0000.5490.6780.0040.097CO28.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0001148.6920.54641.0090.5470.0030.0030.0000.002合計1334.40710023.91510012502.14710084.407100210254.7241007501.20410081.0161004.220100質(zhì)量流量合計kg/h224172.2926摩爾流量合計kmol/h7613.74723.7操作條件匯總分離塔：回流比為R1=2.70，塔板數(shù)N1=15,進料位置為第7塊塔板。塔頂冷凝器熱負荷為W冷=-1547.69kW,塔底再沸器熱負荷W沸=1085.32kW.表3-5換熱器操作條件表設備名稱設備位號入口溫度℃出口溫度℃操作壓力bar空氣預熱器E101112.82502鄰二甲苯蒸發(fā)器E102252502.9換熱器E103A4002601.7換熱器E103B260501.7換熱器E104502300.6精餾塔塔頂冷凝器65650.25精餾塔塔底再沸器247.9247.90.406表3-6設備操作條件匯總表設備位號設備名稱壓力bar溫度℃回流比N理N進塔頂塔底進料回流塔頂塔底T101精餾塔0.250.4062306565247.92.70157C101閃蒸罐壓力bar溫度℃進料t/℃p/bar150501R101反應器t/℃p/bar進料t/℃p/bar40012452COM101空氣壓縮機壓力bar溫度℃2112.86M101原料混合器t/℃p/bar244.823.8全裝置工藝物料平衡圖PFD繪制全裝置的PFD圖就是在工藝原則流程圖的基礎上，加入全裝置物料平衡表匯總以及各個設備的熱負荷。（注：圖紙見附錄）3.9物料衡算結(jié)果匯總物料衡算結(jié)果匯總是通過ASPENPLUS模擬，查出重要物流的質(zhì)量流率、摩爾流率、質(zhì)量分率、摩爾分率，并查出其溫度、壓力及狀態(tài)，進行匯總得出。結(jié)果見PFD圖附帶的表格。3.10本章小結(jié)本章是物料平衡的計算，正確的物料衡算結(jié)果為正確的設備熱量衡算和設備工藝設計提供可靠的保證，在整個設備設計過程中具有重要的意義。物料衡算主要是通過ASPENPLUS查出各個主要設備的溫度、壓力、汽化分率、質(zhì)量流率、摩爾流率、摩爾分率、質(zhì)量分率等數(shù)據(jù)，將之列在物料衡算表格中，并計算設備的進出物料的總質(zhì)量流率，以此證明物料平衡。在列表中一定要注意字體的格式，數(shù)據(jù)小數(shù)位數(shù)不能太多。質(zhì)量流率和摩爾流率保留2位小數(shù)，溫度、壓力保留1位小數(shù)，分率保留4位小數(shù)。參考文獻[1]左識之.精細化工反應器及車間工藝設計[M].上海:華東理工大學出版社,1996.[2][美]NicholasP.Chopey主編.HandbookofChemicalEngineeringCalculations[M].朱開宏,譯.北京:中國石化出版社,2005.[3]張曉東主編.計算機輔助化工廠設計[M].北京:化學工業(yè)出版社,2005,33-34.[4]姚玉英主編.化工原理(上冊)[M].天津:天津大學出版社,1999,4-5.第4章熱量衡算熱量衡算4.1熱量衡算概述[1]熱量衡算按能量守恒定律，在無軸功條件下，進入系統(tǒng)的熱量與離開熱量應該平衡。工程依據(jù)化工設計中關于熱量衡算的基本思想和要求，遵循基本規(guī)范與實際工藝相結(jié)合的原則，進行熱量衡算書的編制。其中一個主要依據(jù)是能量平衡方程：∑Qin=∑Qout+∑Q1(4-1)其中，∑Qin——表示輸入設備熱量的總和；∑Qout——表示輸出設備熱量的總和；∑Q1——表示損失熱量的總和。對于連續(xù)系統(tǒng)：Q+W=∑Hout-∑Hin(4-2)其中，Q——設備的熱負荷。W——輸入系統(tǒng)的機械能。∑Hout——離開設備的各物料焓之和?！艸in——進入設備的各物料焓之和。在進行全廠熱量衡算時，是以單元設備為基本單位，考慮由機械能轉(zhuǎn)換、化學反應釋放和單純的物理變化帶來的熱量變化。最終對全工藝段進行系統(tǒng)級的熱量平衡計算，進而用于指導節(jié)能降耗設計工作。4.2熱量衡算的任務在進行全裝置的熱量衡算中，主要通過定量計算完成下述基本任務：確定工藝單元中物料輸送機械（如泵）所需要的功率，以便于進行設備的設計和選型；確定換熱單元操作中所需要的熱量或冷量以及傳遞速率，計算換熱設備的尺寸，確定加熱劑和冷卻劑的消耗量，為后續(xù)設計中比如供汽、供冷、供水等專業(yè)提供設備條件；提高熱量內(nèi)部集成度，充分利用余熱，提高能量利用率，降低能耗；最終計算出總需求能量和能量的費用，并由此確定工藝過程在經(jīng)濟上的可行性。4.3物料流股數(shù)據(jù)在進行了物料衡算的基礎上，繪制出以單位時間為基準的物料流程圖，確定熱量平衡范圍，并在物料流程圖上標明溫度、壓力、相態(tài)等條件。4.4計算基準和熱力學數(shù)據(jù)由于在編制熱量衡算書時借助于計算機輔助模擬的流程設計文件（ASPENPLUS），因而計算基準溫度及熱力學數(shù)據(jù)直接采用軟件內(nèi)嵌的物性數(shù)據(jù)庫。4.5主要設備的熱量衡算[2]主要設備包括：泵、反應器、閃蒸罐、換熱器、精餾塔。4.5.1泵圖4-1泵表4-1泵進出物料能量衡算表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gcal/h)入方進料10884.725-597500.09所需功1243.11合計10884.7-596256.98出方出料10884.725.2-596256.98熱損失合計10884.7-596256.984.5.2壓縮機圖4-2壓縮機表4-2壓縮機能量衡算表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gcal/h)入方進料213287.59325-12.1037所需功//4.6083合計213287.593-7.4954出方出料213287.593112.9-7.4954熱損失合計213287.593-7.49544.5.3換熱器圖4-3換熱器表4-3換熱器E101能量衡算表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gcal/h)入方進料213287.593112.9-7.4954熱負荷//7.3090合計213287.593/-0.1864出方出料213287.593250-0.1864熱損失///合計213287.593/-0.18644.5.4反應器圖4-4反應器表4-4反應器能量衡算表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量Gcal/h入方進料224172.293245.30.9366反應放熱//-24.5501合計224172.293/-23.6135出方出料224172.293400-23.6135散熱損失//合計224172.293/-23.61354.5.5閃蒸罐圖4-5閃蒸罐表4-5閃蒸罐能量衡算表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gkcal/h)入方進料224172.29350-44.0919熱負荷//-1.9210合計224172.293-46.0130出方出料1113917.568950-11.3155GAS1210254.72450-34.6974熱損失///合計224172.2929/-46.01304.5.6精餾塔C101圖4-6精餾塔C101表4-6精餾塔能量衡算表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量Gcal/h入方進料13917.5689230-9.9414再沸器//0.9332合計//-9.0082出方冷凝器//1.3540塔頂D1334.4068365-1.9761GAS281.015773465-0.2408塔底12502.1462248-8.1452 4.6全裝置的熱量衡算表4-7全裝置總能量平衡表項目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量Gcal/h入方進料鄰二甲苯10884.700125-0.5975空氣213287.59325-12.1037換熱器E101//7.0395E102//1.9888E103A//-8.4328E103B//-12.0456E104//1.3742再沸器//0.9332壓縮機//4.6083泵//0.0012閃蒸罐熱負荷//-1.9210反應器熱負荷//-24.5501合計224172.2931/-43.7056出方閃蒸罐塔頂氣210254.72450-34.6974冷凝器//1.3540精餾塔塔頂氣81.015773465-0.2408精餾塔塔頂出料1334.4068365-1.9761精餾塔塔底出料12502.146265-8.1452合計224172.2928/-43.70564.7熱量衡算匯總及小結(jié)本章的熱量衡算是通過ASPENPLUS模擬操作得出的進出焓和熱負荷進行計算的，用出口焓值減入口焓值得出的數(shù)值與熱負荷進行比較，看兩數(shù)值是否近似相等，只有近似相等的情況下，熱量衡算才成立。本次列表主要列了一些主要的設備，設備中的通過個別設備來概括整體設備。換熱網(wǎng)絡的優(yōu)化使能量能得到最大的利用，節(jié)省資金，同時也保護了環(huán)境。參考文獻[1]喬樹彪,王林.苯酐生產(chǎn)工藝及氧化反應系統(tǒng)熱量衡算[J].安徽化工,2004,129:21.[2]李漢.鄰二甲苯氧化制苯酐工藝裝置的優(yōu)化設計[D].西北大學,2006.[3]劉躍進.反應器能量平衡的焓算法與熱量衡算法[J].化工設計通訊,1995,21(3):5-7.第5章設備工藝計算及選型第5章設備工藝計算和選型5.1設備工藝設計概述物料衡算和熱量衡算之后，我們要根據(jù)ASPENPLUS模擬出來的數(shù)據(jù)進行設備的選型，設備選型是工藝設計中重要的一環(huán)，只有選擇最合適的設備型號，才能使流程更好的運行，使車間生產(chǎn)運作的更好、更長久。5.2反應器設計5.2.1概述化學反應是化學工藝過程的核心，是工程設計和工業(yè)生產(chǎn)操作的關鍵，掌握反應器的基本設計原則和計算方法，并能結(jié)合具體反應過程進行反應器的工程分析和設計計算，為從事反應過程的工程設計和實際工業(yè)反應器的優(yōu)化操作奠定基礎。5.2.2確定反應器類型查找相關文獻，找出生產(chǎn)10萬噸苯酐工藝的反應器類型，判斷得出我們采用固定床列管式反應器。5.2.3匯總設計基本數(shù)據(jù)空速、列管直徑和壁厚、催化劑填料高度、管束排列方式、進料體積。5.2.4計算反應器體積根據(jù)公式：（5-1)——反應器的體積，m3/h——進料體積,m3/hr——空速，m/s進料由ASPEN模擬知：進料體積=141811m3/h,r=3000/h=47.27m35.2.5反應器管束數(shù)的確定根據(jù)計算公式：（5-2)——反應器的體積，m3/h——催化劑填料高度，md——管壁厚度，m計算得出n=20908通過查文獻得知，管束數(shù)為20908，三角形排列，管間距為a=35mm5.2.6反應器內(nèi)徑的確定計算公式：(5-3)D——管束內(nèi)徑，mm——管間距，mm——對角線排列的數(shù)目L——最外層管子的中心到殼體壁邊緣的距離,mma=35mmb=150d=25mm最外層管子的中心到殼體壁邊緣的距離，取L=2*d=50mm內(nèi)徑的計算公式：D=a*(b-1)+2*L=5351mm圓整后內(nèi)徑為5.4m5.2.7殼體壁厚的選擇計算公式：（5-4）——殼體壁厚，mm——公稱壓力，MPa——反應器壓力，MPa——系數(shù)，一般取值0.85——反應器內(nèi)徑，mm材料選用20R鋼，計算壁厚為：PC=2MPaD=5400mm取Φ=0.85殼體溫度為400°C因此取壓力為σ=300MPa計算得出δ=21.3mm鋼板厚度附加值計算：由于介質(zhì)中含有水蒸氣，所以取C2=1mm，鋼板厚度介于7.5mm-25mm之間，因此取C1=0.8mm.C=C1+C2=1.8mm所以鋼板厚度為：CT=C+δ=23.1mm圓整為：CT=24mm5.2.8反應器高度計算公式：(5-5)h——反應器高度，m——反應器的體積，m3/h計算得出h=7.75m反應器兩端各留0.6m的空間高度，則反應器的最終高度為：H=7.75+0.6*2=8.95m圓整為H=9m5.2.9反應器規(guī)格表表5-1反應器規(guī)格表反應器類型固定床列管式管間距35mm反應器內(nèi)徑5400mm反應器直徑5448mm反應器壁厚24mm高度9m管束數(shù)20908催化劑填料高度5m排列方式三角型排列設計溫度400°C設計壓力0.1MPa5.3精餾塔設計5.3.1概述在煉油、化工等工業(yè)中，精餾操作是分離液體混合物的最常用的手段。其操作原理是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，在氣、液兩相相接觸時，易揮發(fā)組分向氣相傳遞，難揮發(fā)組分向液相傳遞，使混合物達到一定程度的分離。用于實現(xiàn)精餾操作的氣液傳質(zhì)設備即精餾塔。這類塔設備的基本功能在于提供氣、液兩相以充分接觸的機會，使物質(zhì)和熱量的傳遞能有效地進行；在氣液接觸之后，還應使氣、液兩相能及時分開，盡量減少相互夾帶。常用的精餾塔分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)裝有若干層塔板，液體依靠重力自上而下流過每層塔板；氣體則依靠壓強差的推動，自下而上穿過各層塔板上的液層而流向塔頂，氣、液兩相在塔內(nèi)進行逐級接觸。填料塔內(nèi)則裝有各種形式的填料，氣、液兩相沿塔做連續(xù)接觸，其傳質(zhì)和傳熱的場所為填料的潤濕表面。對塔設備基本性能的要求主要包含以下幾個方面：（1）氣液兩相充分接觸，相際傳熱面積大；（2）生產(chǎn)能力大，即氣液相處理能力大；（3）操作穩(wěn)定，操作彈性大；（4）流體流動阻力小，流體通過塔設備的壓降小；（5）結(jié)構(gòu)簡單、耗用材料少，制造與安裝容易；（6）耐腐蝕和不易堵塞。除此以外，塔的造價、安裝及維修的難易以及長期運轉(zhuǎn)的可靠性等因素，也是必須烤考慮的問題。在進行類型選擇時需要考慮多方面的因素，如物料性質(zhì)、操作條件、塔的性能，以及塔的制造、安裝、運轉(zhuǎn)和維修等。對于真空精餾和常壓精餾，通常填料塔塔效率優(yōu)于板式塔，應優(yōu)先考慮選用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔內(nèi)空間，提供的傳質(zhì)面積很大，使得氣液兩相能夠充分接觸傳質(zhì)。而對于加壓精餾，若沒有特殊情況，一般不采用填料塔。這是因為填料塔的投資大，耐波動能力差。具體來講，要主要考慮以下方面：（1）塔徑較大時宜采用板式塔。板式塔以單位塔板面積計算的造價隨塔徑的增大而減小，而填料塔的造價是與其體積成正比的。板式塔直徑增大后，其效率可提高，而填料塔隨塔徑的增大，其液體分布較難達到均勻，效率會降低。大直徑塔板的檢修比起填料清理要容易。（2）當所需理論板數(shù)比較多或傳質(zhì)單元數(shù)比較多時需要增加塔高，用板式塔比較好，若此時選用填料塔則要分成多段，每段之間都需要液體再分布。（3）板式塔適應于較小的液體流量，填料塔則要求一定的淋灑密度，要使填料足夠潤濕。（4）板式塔適用于處理有懸浮物的液體原料，而填料塔易被懸浮物堵塞。（5）填料塔適于處理有腐蝕、易發(fā)泡的物料。（6）填料塔壓降比較小，減壓操作系統(tǒng)用填料塔更易滿足控制塔內(nèi)較小壓降（7）操作彈性，板式塔較填料塔大，其中以浮閥塔最大，泡罩塔次之。對于本次設計中，我們采用板式塔，首先我們用AspenPlusV7.2進行塔選型初步的工藝計算，得到塔設備的大體數(shù)據(jù)，然后我們應用Cup-tower21進行塔選型計算與校核。下面是我們對這兩個板式塔的詳細設計及校核。5.3.2精餾塔的設計概述本項目對精餾塔C101進行了工藝計算和機械設計。根據(jù)體系的特點，另外考慮設備的制造、投資和維修，選用板式精餾塔。綜合考慮塔板的效率、分離效果和設備的成本、制造、維修等，本項目選用目前較為成熟、使用廣泛的浮閥塔。工藝參數(shù)和塔板數(shù)的確定通過查閱文獻，確定塔頂溫度為63.3℃，全塔壓降為0.156bar，進料來自于閃蒸罐。塔釜料液的加熱方式選為外加熱式，換熱器選擇為固定管板式換熱器。通過AspenPlus模擬優(yōu)化，得到的操作參數(shù)見下表5-2。表5-2精餾塔C101操作參數(shù)操作壓力回流比加料狀態(tài)理論板數(shù)加料位置0.25bar2.70氣液混相15塔板流體力學校核通過ASPEN數(shù)據(jù)模擬得出的一系列數(shù)據(jù)見圖5-1和5-2。圖5-1塔結(jié)果數(shù)據(jù)圖圖5-2塔數(shù)據(jù)結(jié)果圖根據(jù)這些數(shù)據(jù)我們用軟件CUP-TOWER進行塔板水力學校核，步驟是將雙擊精餾塔，點擊results→profiles→hydraulics，會出現(xiàn)下面畫見面圖5-3。右面方框單擊，右鍵復制，然后新建一個excel，右鍵粘貼，就將數(shù)據(jù)導入excel中了，保存成.xls格式。打開軟件CUP-TOWER，點擊文件→輸入數(shù)據(jù)→來自aspen，會出現(xiàn)圖5-3。圖5-3塔數(shù)據(jù)結(jié)果圖圖5-4CUP-TOWER截圖a點擊打開，導入之間建立的excel，選擇級數(shù)（在aspen數(shù)據(jù)中查找），導入，出現(xiàn)塔板類型選擇，選擇浮閥塔板，確定。圖5-5CUP-TOWER截圖bCupTower水力學校核根據(jù)AspenPlus塔板設計結(jié)果及CupTower校核結(jié)果，得到C101苯酐精餾塔精餾段塔徑為2000mm，選定塔間距為450mm，開孔率選用11.4%，溢流堰選用平口堰，降液管選用直式降液管。將其水力學數(shù)據(jù)輸入CupTower中，其操作界面如圖5-6至圖5-8所示。精餾段圖5-6c101塔板信息輸入CupTower示意圖圖5-7c101工藝條件輸入CupTower示意圖圖5-8c101塔板結(jié)果參數(shù)輸入CupTower示意圖CupTower校核c101苯酐精餾塔結(jié)果如圖5-4、圖5-5所示。圖5-9CupTower校核c101塔板工藝參數(shù)結(jié)果圖5-10CupTower校核c101塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)結(jié)果表5-3CupTowerc101苯酐精餾塔結(jié)果表項目校核結(jié)果塔板層數(shù)20塔內(nèi)徑（m）2.板間距（mm）450液流程數(shù)1Ad/At,%12.99開孔率（%）11.堰長（mm）1562堰高（mm）50底隙/側(cè)隙（mm）44降液管寬（mm）375溢流強度（m3·h-1·m-1）4.11停留時間（s）102.93降液管液泛（%）37.18閥孔動能因子，（m/s（kg/m3）0.5）8.54單位塔板壓降（Pa）621.27降液管內(nèi)線速度（m/s）0.00降液管底隙速度（m/s）0.03受液盤寬（mm）375受液盤深（mm）50堰型平堰塔板形式圓形浮閥

表5-4水力學校核結(jié)果表編號項目單位正常操作120%操作80%操作1空塔氣速m/s1.11561.33880.89252空塔動能因子m/s（kg/m3）0.50.93901.12670.75123空塔容量因子m/s0.02740.03290.02204孔速m/s10.142212.17078.11385孔動能因子m/s（kg/m3）0.58.535910.24316.82886漏點氣速m/s5.94095.94095.94097漏點動能因子m/s（kg/m3）0.55.00005.00005.00008相對泄露量kg（液）/100kg（液）0009溢流強度m3/（h.m）4.11334.93593.290610流動參數(shù)/0.02070.02070.020711板上液層高度m0.05730.05820.056312堰上液層高度m0.00730.00820.006313液面梯度m00014板上液層阻力m（液柱）0.02860.02910.028115干板壓降m（液柱）0.02550.02630.024516總板壓降m（液柱）0.05410.05540.052717霧沫夾帶kg（液）/kg（氣）0.00390.00790.001618降液管液泛%37.179537.942936.336619降液管內(nèi)液體高度m0.11150.11380.109020降液管停留時間s102.926285.7719128.657821降液管內(nèi)線速度m/s0.00440.00520.003522降液管底隙速度m/s0.02730.03280.021923降液管底隙阻力m（液柱）0.00010.00020.000124穩(wěn)定系數(shù)-1.70722.04861.365825降液管最小停留時間s3.00003.00003.0000圖5-11塔板負荷性能圖提餾段圖5-12工藝條件輸入示意圖圖5-13塔板參數(shù)示意圖圖5-14校核結(jié)果圖5-15校核結(jié)果表5-5苯酐精餾塔提餾段校核結(jié)果塔板編號(實際)校核結(jié)果塔板層數(shù)20塔內(nèi)徑，m2.板間距，mm450液流程數(shù)1Ａd/Ａt,%12.98開孔率,%9.堰長，mm1561堰高，mm50底隙/側(cè)隙，mm44降液管寬，mm375受液盤寬，mm375受液盤深，mm50堰型平堰塔板形式圓形浮閥溢流強度，m3/mh12.29停留時間，s34.42降液管液泛，%41.32閥孔動能因子，(m/s)(kg/m3)0.57.55單位塔板壓降，Pa623.42降液管內(nèi)線速度,m/s0.01降液管底隙速度,m/s0.08表5-6提餾段水力學校核結(jié)果表工藝計算結(jié)果正常操作120%操作80%操作1空塔氣速m/s0.60500.72600.48402空塔動能因子m/s(kg/m3)^0.50.67910.81500.54333空塔容量因子m/s0.02050.02460.01644孔速m/s6.72248.06685.37795孔動能因子m/s(kg/m3)^0.57.54599.05516.03676漏點氣速m/s4.45434.45434.45437漏點動能因子m/s(kg/m3)^0.55.00005.00005.00008相對泄露量kg液/100kg液9溢流強度m^3/(h.m)12.294014.75289.835210流動參數(shù)/0.08290.08290.082911板上液層高度m0.06510.06710.063012堰上液層高度m0.01510.01710.013013液面梯度m14板上液層阻力m液柱0.03260.03350.031515干板壓降m液柱0.02520.02610.024316總板壓降m液柱0.05780.05960.055817霧沫夾帶kg液/kg氣0.00120.00260.000518降液管液泛%41.316842.716739.826619降液管內(nèi)液體高度m0.12400.12820.119520降液管停留時間s34.417128.680943.021321降液管內(nèi)線速度m/s0.01310.01570.010522降液管底隙速度m/s0.08160.09800.065323降液管底隙阻力m液柱0.00100.00150.000724穩(wěn)定系數(shù)/1.50921.81101.207325降液管最小停留時間s3.00003.00003.0000負荷性能圖參數(shù)1操作點橫坐標m3/h19.192操作點縱坐標10^3m3/h6.843操作上限百分比--120.00%4操作下限百分比--80.00%55%漏液時漏點動能因子m/s(kg/m3)^0.55.00610%漏液時漏點動能因子m/s(kg/m3)^0.5X液相體積流量m3/hY氣相體積流量10^3*m3/h0-操作線1-液相下限線2-液相上限線3-漏液線4-霧沫夾帶線5-液泛線5.3.3精餾塔的機械設計板式塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)建、人孔、進出口管和裙座等組成。塔設備外殼（即筒體）多用鋼板卷焊而成，其主要尺寸是直徑、高度、壁厚。本設計對塔的各部件進行了詳細設計，并給出了塔的強度校核設計。人孔或手孔的選用為了便于安裝、檢修或清洗設備內(nèi)部的裝置，需要在設備上開設手孔或人孔。人孔和手孔的結(jié)構(gòu)基本上是相同的。通常是在短筒節(jié)（或管子）上焊一法蘭，蓋上人（手）孔蓋，用螺栓螺母壓緊，兩個法蘭之間放有墊片，空蓋上帶有手柄。人孔或手孔的選取原則：對于直徑大于或等于800mm的塔，采用人孔而非手孔。在處理清潔物料時，每隔6到8塊塔板設一個人孔；當物料很臟需要經(jīng)常清洗時，每隔3到5塊塔板設一個人孔。塔頂、塔底進料處必須設人孔。凡是開有人孔的地方，塔板間距應等于或大于600mm。根據(jù)以上原則，對精餾塔進行人孔選擇如下：由于精餾塔徑為1400mm，故只需設人孔。每隔6塊板設一人孔，在塔底，進料處共設2個人孔（除裙座上的兩個人孔）。人孔規(guī)格為Dg=450mm×300mm。人孔分布見下表5-7。表5-7人孔分布人孔序號1234上塔板封頭51016下塔板1611封頭筒體的設計（1）塔頂空間高度HD由塔頂部第一塊塔板到筒體與封頭接線的距離（不包括封頭空間）叫塔頂空間高度為了便于安裝人孔及破沫網(wǎng)，減少塔頂出口氣體的攜帶量，通常HD=1.2-1.5m，此處取HD=1.5m。（2）進料空間高度HF進料如果均為m液相，進料空間一般稍大于板間距，并滿足人孔安裝空間需要即可。因此選定：HF=1.0m（3）塔底空間高度HB由塔底第一塊塔板到塔底封頭接線的距離稱為塔底空間。為了保證塔底產(chǎn)品抽出的穩(wěn)定，使塔底液體不致流空，這里取塔底液體的停留時間t=10min,則根據(jù)公式（1-6）進行計算如下所示：（5-6）ρ——塔底液相濃度,kg/m3；M——塔底液相質(zhì)量流量，kg/h；D——塔筒體內(nèi)徑，m 已知：M=11592.9469kg/h,ρ=1094.770kg/m3，D=1.4m帶入數(shù)據(jù)得HB=1.15m。由于塔底選用了立式虹吸式再沸器，考慮到再沸器回流分離空間和再沸器上管板至接管入口建的高度，選定HB=1.15m。（4）筒體總高度H=HB+HF+HD+Σhi（5-7）H=1.15+1+1.5+（14-1）*0.6=11.45m封頭的設計采用橢圓形封頭，選用公稱直徑為2000mm，曲面高度為350mm，直邊高度為50mm，封頭厚度為22mm的封頭。裙座的設計塔設備的裙座分為圓筒形和圓錐形兩種。由于塔高與塔徑之比小于30，因此采用圓筒形裙座。其上需開設排氣孔，人孔以及引出管孔，塔徑為1400mm時需要開設四個?50mm的排氣孔，兩個Dg450的人孔，兩個引出管道孔。裙座高度為4米，裙座與筒體的焊接形式選擇對接。塔板的設計直徑大于800mm時需將塔板分塊，分塊式塔板分為2塊弓形板，1塊通道板，數(shù)個矩形板。當D=2000mm時，有2塊弓形板，1塊矩形板，1塊通道板。接管的設計（1）塔頂蒸汽出口管的直徑本塔為高壓操作，選擇導管中蒸汽流速：=30m/s,計算公式如下所示：（5-8）——塔頂蒸汽體積流量，m3/hVs=12264.7438m3/h帶入數(shù)據(jù)得dv=0.380m選用接管公稱直徑Dg=400mm,外徑×厚度為426×11mm,接管伸出長度H=200mm.補強圈外徑D=680mm,內(nèi)徑d=430mm（2）回流管管徑本塔回流方式為泵回流，選擇回流流速：=2m/s，則根據(jù)公式（5-9）進行計算如下所示：（5-9）——塔頂回流體積流量，m3/s已知：=0.000941500m3/s計算得：=0.024m選用內(nèi)管dg2×S2為32×3.5mm，外管dg1×S1為57×3.5mm，a=10mm，b=25mm，c=10mm，δ=5mm,H1=120mm,H2=150mm）（3）進料管管徑本塔為高壓操作，選取料液速度：Uv=30m/s,則根據(jù)公式（5-10）進行計算如下所示：（5-10）——為進料中的氣相流量，m3/he——汽化分率已知：=0.6735m3/se=0.3248計算得：=0.224m選用接管公稱直徑Dg=250mm,外徑×厚度為273×8mm,接管伸出長度H=200mm.補強圈外徑D=480mm,內(nèi)徑d=277mm（4）塔底出料管徑取塔底出料速度Uw=1.2m/s,則根據(jù)公式（5-11）進行計算如下所示：（5-11）——塔底液相出料體積流速，m3/h已知：=0.003033m3/s計算得：=0.057m選用接管公稱直徑Dg為65mm,外徑×厚度為73×6mm,接管伸出長度H=150mm，補強圈外徑D=,160mm,內(nèi)徑d=80mm。(5)塔底至再沸器的接管管徑一次通過式再沸器，接管內(nèi)速度取UL=1.25m/s,則根據(jù)公式（5-12）進行計算如下所示：（5-12）——塔底再沸器液體循環(huán)體積流速，m3/s，已知：=0.0052815m3/s計算得：=0.073m選用接管公稱直徑Dg為80mm,外徑×厚度為89×6mm,接管伸出長度H=150mm,補強圈外徑D=180mm,內(nèi)徑d=93mm.(6)再沸器返塔連接管管徑對于熱虹吸式重沸器，選取經(jīng)驗氣速Ub=30m/s,則根據(jù)公式（5-13）進行計算如下所示：（5-13）——塔底再沸器液體循環(huán)體積流速，m3/s已知：Vb=1.7548m3/se=1計算得：=0.273m選用接管公稱直徑Dg=300mm，外徑×厚度為325×10mm，接管伸出長度H=200mm。補強圈外徑D=550mm，內(nèi)徑d=329mm。吊柱的設計安裝在室外，無框架的塔設備，為了安裝及拆卸內(nèi)件，更換或補充填料，往往在塔頂設置吊柱。因為本塔安裝有框架設備，故不必安裝吊柱。5.3.4精餾塔規(guī)格表5-8精餾塔規(guī)格表（1）序號位號名稱介質(zhì)操作溫度，℃塔頂壓力（絕）MPa回流比氣相負荷，m3/h液相負荷，kg/s塔頂塔底精餾段提餾段精餾段提餾段1C101精餾塔氣液混合物162.56246.770.0262.8112275.127105.712.55655.6092表5-8精餾塔規(guī)格表（2）計算塔徑，m采用塔徑m釜徑m允許空塔氣速m/s填料或塔板型式板效率塔板數(shù)筒體高度m總高m精餾段提餾段精餾段提餾段理論實際2.02.02.02.42.061.53圓形浮閥0.75152010.815.2備注：總高=筒體+1個封頭+裙座5.4換熱器計算和選型5.4.1概述換熱器在石化行業(yè)生產(chǎn)中應用非常廣泛，它可以單獨作為加熱器、冷卻器使用，是石化生產(chǎn)裝置中不可缺少的重要組成部分。在煉油廠中，原油常減壓裝置中換熱器的投資費用占總投資的20%；在化工生產(chǎn)中，換熱器約占總投資的11%以上。因而換熱器的選型關系到生產(chǎn)的經(jīng)濟性問題。在選型方面要考慮這些方面的因素，達到安全生產(chǎn)、節(jié)約成本的目的。本項目完成了對全裝置換熱器的工藝參數(shù)設計，并選取其中有代表性的一個換熱器給出了詳細的計算和選型說明。其它換熱器的設計結(jié)果見初步設計說明書。5.4.2設計規(guī)范（1）《固定式壓力容器安全技術監(jiān)察規(guī)程》TSGR0004-2010（2）《石油化工鋼制壓力容器》SH/T3074-2012（3）《管殼式換熱器》GB151-2010（4）《鋁制板翅式換熱器》JB/T7262-20105.4.3設計原則換熱器選型時需要考慮的因素主要有：1、熱負荷及流量大小；2、流體的性質(zhì)；3、溫度、壓力及允許壓降的范圍；4、對清洗、維修的要求；5、設備結(jié)構(gòu)、材料、尺寸、重量價格、使用安全性和壽命。在換熱器選型中，除考慮上述因素外，還應對結(jié)構(gòu)強度、材料來源、加工條件、密封性、安全性等方面加以考慮，正確選擇合適的換熱器型式來有效地減少工藝過程的能量消耗。5.4.4換熱器的分類按作用原理或傳熱方式的不同，換熱器可以分為如下幾種：（1）直接接觸式換熱器這類換熱器又稱混合式換熱器，它是利用冷、熱流體直接接觸，彼此混合進行換熱的換熱器。它僅適用于工藝上允許兩種流體混合的場合。（2）蓄熱式換熱器蓄熱式換熱器通過固體物質(zhì)構(gòu)成的蓄熱體，把熱量從高溫流體傳遞給低溫流體，熱介質(zhì)先通過加熱固體物質(zhì)達到一定溫度后，冷介質(zhì)再通過固體物質(zhì)被加熱，使之達到熱量傳遞的目的。它不適用于不允許混合的兩種流體間的熱交換。（3）中間載熱體式換熱器這類換熱器是把兩個間壁式換熱器由在其中循環(huán)的載熱體連接起來的換熱器，如熱管式換熱器。（4）間壁式換熱器這類換熱器又稱表面式換熱器。它是溫度不同的兩種流體在被壁面分開的空間里流動，通過壁面的導熱和流體在壁表面對流，兩種流體之間進行換熱。間壁式換熱器是工業(yè)上應用最為廣泛的換熱器。5.4.5管殼式換熱器的選用工藝條件（1）壓力降壓力降受到流速和換熱器構(gòu)件的影響，在設計規(guī)范中，壓降隨著操作壓力不同而有一個大致的范圍。本工藝設計壓降值參考下表5-9。表5-9允許的壓力降范圍工藝物流壓力狀況允許壓力降△P/KPa工藝氣體真空<3.5常壓3.5~14低壓15~25高壓35~70工藝液體70~170（2）溫度冷卻水的溫度不宜高于60℃，以免結(jié)垢嚴重；高溫端的溫差不應小于20℃，低溫端不應小于5℃；當兩工藝流體之間進行熱交換時，低溫端的溫差不應小于20℃；本工藝中冷卻水出口溫度不大于45℃，換熱溫差熱區(qū)不小于15℃，冷區(qū)為3～5℃。表5-10間壁式換熱器特性（3）流速流速提高，流體湍流程度增加，可以提高傳熱效率，有利于沖刷管中可能存在的污垢和沉積；但流速過大，磨損嚴重，甚至造成設備振動，影響操作和使用壽命，能量消耗也將增加。本工藝設計流速選用參考下表5-11。表5-11流體常用流速范圍流體種類一般流體氣體流速（m/s）管程0.5~35~30殼程0.2~1.53~15（4）物流安排1、為了使管殼式換熱器正常而有效地工作，應慎重地選擇流體的走向。2、當兩流體溫差大，高溫流體一般走管程。有時為了便于高溫流體的散熱，也可以使高溫流體走殼程，但需設置保溫層。3、較高壓力的物流應走管程。4、粘度較大的物流應走殼程，在殼程可以得到較高的傳熱系數(shù)。5、腐蝕性較強的流體宜走管程，以節(jié)省耐腐蝕材料。6、流量較小的流體應走殼程，易使流體形成湍流狀態(tài)，從而增加傳熱系數(shù)。7、較臟和易結(jié)垢的流體盡可能走管程，以便于清洗和控制結(jié)垢。換熱管（1）管外徑通常選用Ф19mm的管子；對于易結(jié)垢的物料(如立式熱虹吸式再沸器)采用外徑Ф25mm或Ф38mm的管子；對于有氣液兩相流的工藝物流，一般選用較大的管徑。（2）管心距管心距是兩相鄰管子中心的距離。一般選用范圍為1.25～1.5d(d為管外徑)。常用的換熱管中心距見下表5-12。表5-12管子直徑與管心距換熱管外徑（mm）管心距（mm）12161419192525323240384845575772（3