设备设计说明书年产45万吨乙二醇项目

.-3反应方程式...................................................................................................................-5反应器类型的选定.......................................................................................................-5反应器结构示意图.........................................................................................................-9反应器工艺参数.........................................................................................................-10反应器工艺尺寸及催化剂用量...................................................................................-102.1塔型的选 -2.1.1塔板类型与性能比 -2.2设计示例——草酸二甲酯精制 -2.2.1概 ..-2.2.2塔优 -2.2.3工艺初步设 -2.3设计结 ..-3.1选型规 ..-3.2概 ..-3.3选型原 ..-3.4换热器类型的选 -3.4换热器选型示 - 工艺类型的选 - 结构参数的选 - 选型示例计 - 定性温 -3.6选型结 ..-第四章泵的选 .-664.1工艺初步计 -4.2智能选 ..-4.3选型结 ..-选型示例—循环氢气压缩机.......................................................................................-71循环精馏塔回流罐(V0302)选型..................................................................................-72选型结果.......................................................................................................................-73设计示例——草酸二甲酯加氢产物气液分离罐V0202..........................................-74选型结果.......................................................................................................................-75第一章反应器设以CO催化偶联反应器（RO1O1)为例设反应方程式：2CH3ONO+2CO—— （1-反应器类型的选反应的反应物为气态的CO，催化剂pd/Al2O3催化剂，反应相态为气相，反应为CO的催化偶联。在该反应系统中，考虑到催化剂不易提高产物的选择性。与此同时，通过采用Aspen软件进行模拟可得，反应系统的绝热ΔTad为0.4℃，即整个反应系统表现为微吸热的反应，由于绝热很小，故可采用绝热式固定床反应器，而且可将反应过程视为等温过程。现有的CO的催化偶联的反应方在CO的催化偶联反应中，其反应介质中的CO，摩尔比高达4～6倍或更高，大量的气体循环使得减少反应器的压降成为节能相比轴向反应器，径向反应器具有如下的优点生能力高。降采高空速，增加应器能力使用小易于大化。通常受设备造和等限制，前轴向反器的直径一般难以5m，而径向流反应器可提高床层轴向高度满足大型化要求；1-1径向反应器内四种图1-2离心向心压力等值线图、速度等值线图、速度矢量对于径向反应器，床层两侧的静压差为气体通过催化剂床层的由图可以分析得到向心式的反应器较离心式反应器气体流动更π流动。能使分、集流流道间静压差相互对消，因而是合适的分布方式。因此我们采用了离心型反应器。对于流场模拟情况与文献相反，我们猜测可能的反应器结构示意1-气体进口；3-气体分流流道；4-气体集流流5-催化床；6-多孔壁筒；7-多孔壁外8-圆筒形容器；10-催化床；11-限流控制段；12-催化剂1-3反应器结构示意反应器工艺参参数如下表所示1-1反应器工艺 原料气混合原料流量为625301.3Kg/h，质量空速为则催

6253018

78162.73kg 78共需78.1吨装入反应器中催化剂的堆积密度1000kg因而反应器床层体积

78162.7

计算取反应器床层高径比

D24D4则绝热固定床反应器直D

反应器直径D=2.9m，床层高度H 29411.6m第一层：填充体积：13第二层：填充体积：26第三层：填充体积：39床层直径相同，则对应的床层高度分别第一层：高度第二层：高度第三层：高度：5.9使用pd/Al2O3催化剂，原料混合气在填料式固定床反应器中的主要工艺条件详见下表1-2所示： 78.11000kg/m3(含载体4第一层：高度填充体积：13第二层：高度填充体积：26第三层：高度：4.8填充体积：391、设价格以及材料的焊接性能等，选材结果如下表1-3：1-3钢材选型2、反应器基本设反应器的直径和6-12此处我们选取反应器长度/反应器直径＝6催化剂床层直径可知，反应器2.9m，则反应器高度2.9617.4m，圆整后取反应器高度为18m。反应器筒体壁厚的设计设计设计压力的相关设计压力Pc

Pc1.051.1)P此处我们取Pc1.1P1.10.5MPa设计温度的相关根据流体温度，选择流体的设计温度为525,由于本操作设计基础）焊接方式：选为双面焊对接接头，1001；许用应力t75MPa，腐蚀裕量C21mmc筒体的壁 c 0.55 275111.67查得其负偏 C10.8 11.670.812圆整后封头的设

n13反应釜的封头选用标准椭圆型封头JB15-3），0Cr18Ni10Ti直边高

DN2900h2内表面 A容 VdCdC2t2t0.5c 0.55 11127510.5查得

C10.8 11.650.812.45圆整 n132、反应器的气压试0Cr18Ni10Tit75MPas气压试验的强度校核TPT(Die)0.63(2900 2130Cr18Ni10Ti的屈服强度s0.8s0.820511643、管P1V1T1P2V2T2,得出工况下的流量为Vin16.27m3s。选进入反应器之前总管道速度为25m/s，总管的直径为d0 采用DN=800管道校核：根据选取的公称直径为800，则速度为

4

25.57m/则进口管的直径d

取管道速度为25m/s，则直d0 采用DN=850管道校核：根据选取的公称直径为850，则速度u

4

24.8m/则出d 4、人孔的设0.6MPa，根据标准HG/T21514-2005《钢制人孔和手孔的类型与技术条件》，选用18m，催化剂装填分为三段，故设四个人孔。查标准HG/T21515-2005《常压人孔》，所选人孔标记为：人孔FS（A-NY400）450-0.6HG/T21515-2005。其公称直500mm；公称压力0.6MPa；密封面型式为平面；筒节、凸缘材料为0Cr18Ni10Ti；垫片材料为耐油石棉橡胶板；筒节高度为130mm。人孔补强确由于人孔的筒节不是采用无缝，故不能直接选用补强圈标设计所用人孔筒节内径di500mm，壁厚i8mm,外径为516mm,补 (50028)(13-0.8)26.79D2 760-其中故补强圈取27mm5、反应器支座的设本反应器选择圆筒裙式选择依两种形式，通常采用圆筒型裙座。裙座一般用于以下情1、塔径D>1000，且H/D≥30或D≤1000，且H/D≥252、基本风压q≥0.5KN/m2或烈度≥8度时3、裙座的半锥角≤15°裙座开排气裙座顶部须开设Φ80的排气孔，以排放可能聚结在裙座与封死区有害气体排液人裙座上必须开设人孔，以方便检修；人孔为圆形引出管通道考虑到管子热膨胀，在支承筋与引出管之间应保留一定间隙裙座与塔体封头连风载荷或载时，对焊缝承受器重量生的压载荷搭本设计选用对接焊缝支座型式会因温度升高而丧失强度，故裙座应设防火层。当裙座D≤1500mmD>1500mm50mm石棉水泥层。会使裙座与塔底封头连接焊缝受力况，此时须对裙座加以保1-4反应器工艺及强度 反应温度反应压力设计压力质量空速（h18催化剂填充量催化剂填充高度催化剂堆积密度（kgm31000（含载体床层直径床层高度43厚度深度直边高度1内径高度壁厚1内径壁厚高度3人孔44总高度 设计压材料 （℃）1层11层第二章塔设备设以草酸二甲酯精制塔(T0102）为例设计计算工艺尺虑操作性能和成本费用，两种塔可以进行比较如表2-1表2-1填料塔和板式塔的比较 较类型选择时需要考虑多方面的因素物料性条件、填料能使破裂，在板式塔中则起液泛。故应选用压力降较小的塔型。含有悬浮物的物料，应选择液流通道大的塔型，以板式塔宜操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜与操作条件有关的因若气相传质阻力大，宜采用填料塔大的液体负荷，可选用填料塔液气比波动的适应性，板式塔优于填料其他因800mm800mm，则可用填料塔。但也有例外，环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。一般填料塔比板式塔重大塔以板式塔造价较廉填料塔用于吸收和解吸过程，可以达到很好的传质效果，它具有通量大、阻力小、传质效率高等性能。因此实际过程中，塔板类型与性能比板主要有栅板、筛孔板、波纹板。如表2-2所示：2-2各类塔板性能比较内容S板板1CBDEEEEEEEEEEEF2DDDCDFFCDCDDEDB3EBEDFEFBBBCDEDD4AAADCDCEDEDDECE5BBCDDDEEEEEEEEF6AAADEDDEDECDEFF7DCDEFEFFFEEFFEE8EDEEFFEEEDEEEDE9CBEEEEEEEEEEEEFDCEDEFFBBACCDDDCBDEDEDDFCDEEEECCDEDEFFFCEFEFFBBDECBFFFCDFFEE和CBDDCDFFEEEEDDDBAABABEEDFEEECCEEECDECCDCDDDDDBBBDACDDDFDCCAABBCDCCEEEDCDDCC注：A一不合适；B一尚可；C一合适；D一较满意；E一很好；F一最好。设计示例概料位置经过灵敏度分析分析得到在17块进料最优。。于内液相量大因采溢。塔整塔优化选用RadFrac模块进行计算，并对塔板数、进料板位置等进行图2-1塔板数和塔顶草酸二甲酯、甲醇关系图2-2进料位置和塔顶草酸二甲酯和甲醇物料关系2-1可以看出随着板数的增加，塔顶甲醇量增加，草酸甲酯量减少，综合分离效果与塔投资费用，我们确定塔板数为数为17.工艺初步设计提取Aspenplus各塔板上的物性参数，选取所有塔板上的平均物性参数进行手工计算和校核，然后再用CUP-TOWER进行软件计算，力N-12345678900（1）塔径计T表2-2表2-2塔板间距和塔径的板上液层高

HT800mmhL80mmHThL气液两相流动参 0.0095780.773 V

s

19.9621.4742图2-3关联则气C0.145 所以泛点气Umax 3.4m/为避免夹带及液泛的发生，一般情况u'(0.6~在此取安全系数U=0.8Umax2.72m/初步计算塔D 考虑夹带，故圆整后取对应板间距范围为≥800mm，故满足条件，假设成立实际塔载面

=10.17364实际空塔气速（二）塔径降液管及流型选液管的布置方式决定的布置方式有以下几种形式：U型流、单溢流、双溢流、多溢流。表2-3列出了溢流类型、塔径、液体负荷表2-3液体负荷与溢流类型的关系塔径流体流量90--110-200-110-230-110-250-110-250-综合考虑，本设计选用阶梯式双溢流（2）夹取lw0.6D,及lw由《化工原理》 编制）图8-16查弓形降液管的参数如下图所示由图可

Af

WdD则弓形降液管面积：Af=0.50868所以

WdG V G

2. A A又因为hf2.5hwhow)2.50.070.0087)则夹带量ev故在设计负荷下不会发生过量夹带（3）停留时HT

43S根据以上（2）（3）两步结果，可以认为塔径4m是合适的（三）堰及堰的设lw0.6D,及lw 4.988

)2-5液流收缩系数计算 L2/因此

Ehww

又出口堰高hwhLhow,故堰高hw0.0713m，圆整后得hw所以板上清液层高度hw'hw因为所以hL的假设合适降液管的设降液管的面积Af=0.50868降液管管宽Wd0.3m假设h0hw

0.070.0087则降液管底部距下一板的间h00.070.01孔布筛孔按正三角形排列，取筛孔直径d07mm，t则孔中心距t21查开孔面积与开孔区面取外堰前的安定区Ws0.08m边缘区的宽度Wc则xD

)rDW x1.432 查开2-7开孔区面A7.5所以开孔面A0.1A0.75m0查筛2-8孔数求得n'3000所以筛孔数nnA'22500（四）流体力学计算与校取板厚6mm则d0查干筛孔的流量系数得C0所以h0.051(u0)2c0.051

2塔板压气相动能因F0u 查有效液层阻力得液层有效阻力hl所以气体通过塔板的总压降hphchl0.10.0480.158m液h

uom即在设计负荷下无明显漏液②夹带量校又因为hf2.5hwhow2.50.070.0087则夹带量evev=0.0147kgkg所以符合要求校h0.153(LS)20.153(0.1574)20.263（液柱 4l wHdhLhdhp0.080.2630.2180.561m液因为液的相对密度为

0.2275m液柱所以不可能产生降液管内液泛(3)负荷性能①漏液筛板塔的操作有一个下限气速uom，当气速低于此点时，液体开始从筛孔中泄漏，称为漏液点。板厚d0h 0.00142m液柱9810Ld0因为

L2/ Eh

lw所以hL0.070.0087 代入uomVsuomA09.780.757.33m3/②过量夹带 v HT

）得0.0057

3.2（ 0.8-WG0.103VShfVs21.5m3/③液相下限 L2/ L3600因为

Ehlw

)how0.06m作为规定的液相下限LS0.00104m3/s④液相上限因为HT

以043S作为液体在降液管中停留时间的下得Ls

0.0095m3/⑤液泛为避免降液管液泛，应满足HdhH，其中 hh0.8，HThphc

0.0512

2

20.487LS2hw0.0080.487LSh 将hp、hl、hd的计算式代入上式，整理得液泛 VS根据各线的方程，作出如下筛板塔的负荷性能设计合理。表2-4预分离塔的设计结果项名数液体表面张力液体粘度1.9635开孔区边缘与堰距离开孔率0.75m降液管内清液层高度5.14105m夹带0.0147kg液体/kgCUP-TOWER在塔盘工艺结构计算的CUP-TOWER可以用来计算塔盘，在掌握了塔盘工艺结构的具体计输入工艺参范围在60%到120%之间，参数设置如下：输入塔盘结构参塔盘结构如2-14所示60%、90%、120%下塔盘的液泛率，降塔设计结果如图所示2-16塔设计结通过比较软件计算出来的结果和手算结果还可以得到以下结论塔机械工程设塔高的计实际塔板数N：经计算可得实际塔盘数为45塔顶空间高HD1.0~1.5mHD=1m。塔板间距HT：由上面计算可知HT=0.8mT开设人孔的板间距H`:设有人孔的上下两塔板间距应大T等于600mm，这里取HT600mm人孔7设置一个人孔，实际45个人孔（包括塔顶和塔底人孔数）进料段空间高度HF:进料段高度取决于进料口结构形式和物料状态，一HF要比HTHF=1000mm。塔底空间高度HB：塔底空间高度具有槽的作用，塔底液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不至排完。于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，取2~5min的储量。

V0.785

综上可知塔筒体H=1+（45-2-裙座高筒体高度大于10m，塔径3.6m>1m，所以采用圆柱形裙座H`2000封头高4塔顶蒸汽接取塔顶蒸汽流速uv25ms，提取Aspen数据V=67888m³/h，则径圆整后选取管子规格为 实际流速u 进料管 0.785d223.1m/取进料管液体流速为uv=2.5m/s，液相体积流量为V=208.1m³/h，则进料管径d2圆整后管径Φ219

1.7m/实际

0.785d2.塔底出料管取出料管液体流速uv=4m/s，液相体积流量V=123.17m³/h管径为d30.105m圆整后取管子规格Φ1203.4m/实际流性选取16MnR（GB6654-1998）做为塔体和封头的材料。表示接缝接头系数，取0.85(双面对接焊，局部无损(2)筒体的壁 壳体壁厚可按下式计算 式中---------壳体壁厚 径[]t---材料在设计温度下的需用应力,MPa; 焊缝系数双面焊缝 设计压C----腐蚀,mm.。可在1~8mm范围内,根据流体的腐蚀性定ii c 0.11 3

2300.85钢板c2

=0.8mm。采用不锈钢容器介质双面腐蚀因此，n=12.58mm，圆整得为13mm度: c设计厚度：d名义厚度：n=12.57mm，取与筒体相同的厚度为13mm裙由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取与筒体、封头相同的厚度2-5塔的基本参 塔径人孔直径人孔板间距16MnR（GB6654-壁厚直边高封头高度16MnR（GB6654-内径壁厚高度设计结详见附录设备选型一览第三章换热器选选型规《管壳式换热器 GB151—《固定管板式换热器型式与基本参数 JB/T4715—《浮头式换热器和冷凝器型式与基本参数 JB/T4714—《U型管式换热器型式与基本参数 JB/T4717—《立式热虹吸式重沸器型式与基本参数 JB/T4716—《化工流体流动与传热》第二概规定，进行换热器的选取和校核。选型原换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有热负荷及流量大温度、压力及允许压降的范对、维修的要设备结构、尺寸、材料、重价格、使用安全性和换热器类型的选各类换热器比较如表3-1所示3-1换热器类型刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般≤50℃)，管式式器换热器选型示工艺类型的选1、公用冷却水的温度不宜高于60℃，以免结垢严重；高温端的温差不低温端的温差不应小于20℃；当采用多管程、单壳程的管壳式换热体时，冷却剂的出口温度应该低于工艺流体的，一般低于5℃；不小于10℃。缺水地区可选用较大温差，水源丰富地区可选用较小2、流0.5~2m/s，5~30m/s。3、压3-2压力降范围。3-2换热器压力允许范允许的压力降4、物流管壳层介质的压力：较高压的物流应走管程，以减少壳体厚腐蚀：腐蚀性较强的物流应位于管程，以节省耐腐蚀材式、填料函式、U型管式）换热器。（提高传热系数结构参数的选1、总4—6，但有时根据实际需要，长径比可增到15或20，但不常见。可参2、换热管热系数也高。据估算，将同直径换热器中的换热管由Φ25mm改为Φ19mm，其传热面积可40%左右20%金属以上；但小管径增加了制造难度，且容易结垢，不易。对于易结垢的物流或有汽管计要求的条件下，尽量选用较短的管子，以降低压降。我国生产的标为6m有1.5m，m，3m和6m排列方等，可以在同样的管板面积上排列最多的管数。但因管外不易，线通道，便于管外机械。3、间3-3常用换热管中心换热管外径换热管中心距4、管程1～82、4s3m/s，气体和蒸汽流速可在8~30m/s在范围内选取。壳层型式大致分为：单壳层换热器、Δt＜0.8时，应采用壳。5、换6、防旁流措程中部物流的旁流。一个盲管的效应大体上可以相当于50工艺管7、余8、折流艺设计手册》的推荐值设定。选型示例计（1）管程流体定性温度壳程流体定性温度通过查阅化学工业物系手册等相关资料及后得到如表3-所示数据表3-4壳程流体及管程流体的物性热流股（管程密度粘度1导热系数比热估算传热面Aspen换热器模拟中读得：传热量Q=20473.91对数平均温t＝t1－t2＝ -76. 91.95 ㏑t

76.查阅化工工艺设计手册后，考虑到压力以及混合气本身的物性响 则传热面积：A

换热器的初步选如下：计算该换热器的部分参数如表3-53-5换热器主要结构尺寸和计算设备名称：换热 设备位 台数质量流量(kg热负荷操作压力密度粘度1导热系数比热壳体公称直径1管外径管内径管长管心距传热面积挡板间距2流速3流通面积(m2传热量管壁温度38.33（管内58.71（管外壳程热损选型的结果，型号为AESX(Y)500-1.0-50-4.5/19-4REa(b)，台选型结详见附录设备选型一览第四章泵的选（P0106)工艺初步计质量流量125.5487t/h，体积流量0.0344m3/s，进料粘度为取进料口液体流速为则计算可得：d 选取1948mm的热轧无缝故内径di19482178mm0.178m则管内实际流速u4v40.03441.38m 对加料板面机械能，地面为基准面，假设管路总长L=20m管安装2个90度的标准弯头 0.752m泵排出管安装一个摇板式止回 入塔前安装一个半球心 则总