年产60万吨对二甲苯项目设计计算书

XX石化年产60万吨对二甲苯项目·设计计算书表5-14各塔板上的物性参数塔板序号液体温度/℃气体温度/℃液体质量流量/(kg/hr)气体质量流量/(kg/hr)液体体积流量/(m3/hr)气体体积流量/(m3/hr)液体密度/(kg/m3)气体密度/(kg/m3)液体粘度/cP气体粘度/cP液体表面张力/(N/m)1140.8141.1684011121490.039.77756.853.190.22310.00890.01702141.1141.3683921121400.039.74756.833.200.22320.00890.01703141.3141.5683761121230.039.70756.773.210.22320.00890.01704141.5141.7683591121070.039.66756.683.220.22320.00890.01705141.7141.9683441120910.039.63756.573.230.22300.00890.01706141.9142.0683301120770.039.59756.453.250.22290.00890.01707142.0142.2683161120630.039.56756.313.260.22270.00890.01708142.2142.4683021120490.039.52756.173.270.22250.00890.01699142.4142.5682881120360.039.48756.023.280.22230.00890.016910142.5142.7682741120210.039.45755.873.290.22210.00890.016911142.7142.9682581120060.039.41755.713.300.22190.00890.016912142.9143.1682411119890.039.38755.553.320.22170.00890.016913143.1143.2682221119700.039.34755.403.330.22150.00890.016914143.2143.4682011119480.039.31755.243.340.22120.00890.016915143.4143.7681751119230.039.27755.083.350.22100.00890.016816143.7143.9681451118930.039.24754.923.360.22080.00890.016817143.9144.1681091118570.039.20754.763.380.22050.00890.016818144.1144.4680661118130.039.17754.613.390.22030.00890.016819144.4144.8680121117600.039.13754.463.400.22010.00890.016820144.8145.2679461116930.039.09754.323.410.21980.00890.016821145.2145.6678621116100.029.06754.203.420.21960.00890.016822145.6146.2677501114970.029.01754.113.440.21930.00890.016823146.2146.9675781113260.028.97754.083.450.21910.00890.016824146.9148.0672651110130.028.95754.173.450.21880.00890.016725147.9148.2105047952720.047.63754.473.470.21870.00890.016726148.2148.5105080953050.047.60754.483.480.21890.00890.016727148.5148.7105101953260.047.58754.523.490.21910.00890.0167续表塔板序号液体温度/℃气体温度/℃液体质量流量/(kg/hr)气体质量流量/(kg/hr)液体体积流量/(m3/hr)气体体积流量/(m3/hr)液体密度/(kg/m3)气体密度/(kg/m3)液体粘度/cP气体粘度/cP液体表面张力/(N/m)28148.7149.0105116953400.047.56754.583.500.21930.00890.016729149.0149.3105126953510.047.54754.673.510.21960.00890.016730149.3149.5105134953590.047.51754.763.530.21990.00890.016731149.5149.8105141953650.047.49754.883.540.22020.00890.016732149.8150.1105146953710.047.47755.003.550.22060.00890.016733150.1150.4105151953750.047.45755.143.560.22090.00890.016734150.4150.7105155953790.047.43755.283.570.22130.00890.016735150.7151.0105158953830.047.40755.443.580.22170.00890.016736151.0151.3105162953860.047.38755.593.590.22220.00890.016737151.3151.7105164953890.047.36755.753.600.22260.00890.016638151.7152.0105166953900.047.34755.903.610.22300.00890.016639152.0152.4105165953900.047.32756.043.620.22330.00890.016640152.4152.8105160953840.047.30756.163.630.22370.00890.016641152.8153.3105146953710.047.27756.243.640.22390.00890.016642153.3154.1105119953430.047.25756.253.660.22400.00890.016643154.1155.1105074952980.047.22756.133.670.22380.00890.016644155.1156.7105014952380.047.18755.823.690.22310.00890.016645156.7158.9104970951950.047.13755.223.710.22170.00890.016646158.9162.0105026952500.047.09754.223.730.21930.00890.016647162.0165.9105305955300.047.04752.813.770.21570.00890.016648165.9170.2105872960970.047.00751.153.810.21110.00890.016449170.2174.8106574967990.046.97749.603.860.20610.00890.016250174.8180.1107037972610.046.92748.593.900.20110.00890.016051180.1180.1977500.000.00748.280.19530.0160XX石化年产60万吨对二甲苯项目·设计计算书PAGE140PAGE塔径计算塔板间距HT的选取与塔高、塔径、物性性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表5-15列出的塔板间距的经验数值选取。表5-15塔板间距和塔径的关系塔径D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4>2.4板间距HT，mm200～300300～350350～450450～600500～800≥800初选塔板间距HT=800mm板上液层高度hL=90mmHT-hL=710(mm)气液两相流动参数：Ls查史密斯关联图图5-29史密斯关联图可查得：C20=0.140矫正到表面张力为0.017N/m时C=泛点气速：u为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般情况，在此取安全系数0.7，QUOTEu'=0.7×uf=0.7×2.078=1.455m/s所以，初算塔径D’=QUOTE4VSπu'=4×10.5圆整后取D=3000mm对应板间距范围为800mm，故满足条件，假设成立。实际塔载面积QUOTEAT=πD24=实际空塔气速QUOTEu'=4VπD2=4×10.5塔径的初步核算雾沫夹带，取故堰长QUOTElw=0.6×2000=1800mmlw由《化工原理》(管国锋编制)图5-30查弓形降液管的参数，如图5-30所示：由图可知，图5-30弓形降液管的几何关系则弓形降液管面积：0.35325m2Wd=0.30m所以，1.564m/s又因为带入数据可得0.027=0.1776m则雾沫夹带量：QUOTE0.005717×(1.5640.8-0.1776)3.2因为0.064kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。停留时间为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求不应小于3~5s，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此，必须进行校核。液体在降液管中停留时间：QUOTE0.8×0.353250.027=0.8×0.353250.027=10.47s>3s根据以上两步核算的结果，可认为塔径D=3000mm是合适的。塔板布置设计塔板结构形式降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种。现将不同降液管的对比列于表5-16：表5-16不同降液管的比较降液管形式弓形圆形倾斜弓形简图特点及适用条件堰与壁之间的全部截面区域均作为降液容积，适用于较大直径的塔，塔板面积利用率较高。在弓形降液管内另装圆管作为降液管，适用于液量较小的情况。此形式有利于塔截面的充分利用，适用于大直径的塔及气液负荷较大的情况。综合以上条件，选取弓形降液管。液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单流型、双流型、阶梯流型。表5-17列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间的关系。

表5-17液体负荷与板上流型的关系塔径(mm)液体流量(m3/h)U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90~160300011以下110以下110~200200~300400011以下110以下110~230230~350500011以下110以下110~250250~400600011以下110以下110~250250~450由于异构物分离塔液体流量为97.8m3/h，而初步计算塔径为3.0m，所以选择单流型。堰及降液管设计堰的设计因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。QUOTE0.027×36001.82.5=0.027×36001.82.5=图5-31液流收缩系数由《化工原理》(管国锋编制)图5-31液流收缩系数图查得：E=1.06由弗朗西斯公式，堰上液层高度QUOTE0.00284×1.06×(0.027×36001.8)23由于，所以采用平堰。堰高0.09-0.043=0.047，圆整后得0.05m。所以板上清液层高度0.093m因为所以的假设合适。液面梯度Wd=0.1×3.0=0.30m则平均溢流宽度QUOTE1.8+32=1.8+32=2.4m液体流道长度Z1=D-2Wd=3.0-2×0.30=2.4m塔板上鼓泡层高度则液面梯度=QUOTE0.215(250×2.4+1000×0.225)2.5×0.2232×0.021×3600×2.4(100×2.4×0.225)3=0.000048液面梯度较小，可以忽略。降液管的设计降液管的面积Af=0.35325m2降液管管宽Wd=0.3m假设比少10mm则降液管底部距下一板的间距m孔布置筛孔按正三角形排列，取筛孔直径d0=8mm，则孔中心距t=24mm查开孔面积与开孔区面积图图5-32开孔面积与开孔区面积得开孔率取外堰前的安定区Ws=0.07m边缘区的宽度则3.2/2-(0.7+0.32)=1.21m3.2/2-0.05=1.55m1.21/1.55=0.781查开孔区面积图图5-33开孔区面积得Aa=6.3m2所以开孔面积0.63m2查筛孔数求取图图5-34筛孔数求取图得n’=2000个/m2所以筛孔数12600个流体力学计算与校核干板压降取板厚则3.2查干筛孔的流量系数图图5-35干筛孔的流量系数得0.73所以=0.0512QUOTE（100.63×0.73）23.2=0.102m塔板压降气相动能因数QUOTE10.50.633.210.50.633.2=28.39>17查有效液层阻力图图5-36有效液层阻力得液层有效阻力所以气体通过塔板的总压降0.154m液柱稳定性校核QUOTE4×179810×756.18×0.0084×179810×756.18×0.008=0.001146m液柱=QUOTE4.4×0.734.4×0.73QUOTE（0.0056+0.13×0.07-0.001146）×756.183.2（0.0056+0.13×0.07-0.001146）=6.45m/s则12.50/3.87=1.94即在设计负荷下不会产生过量漏液。雾沫夹带量校核0.0272/3=0.3165m则雾沫夹带量=QUOTE0.005717×(1.5640.8-0.3165=0.01435kg液/kg气<0.1kg液/kg气所以符合要求。液泛校核QUOTE(0.0274×1.8×0.045)2(0.0270.09+0.00106+0.154=0.24506m液柱因为泡沫液的相对密度为所以QUOTE0.245060.50.245060.5-0.047=0.44312m液柱<HT所以不可能产生降液管内液泛。负荷性能图漏液线筛板塔的操作有一个下限气速，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d0=0.008mQUOTE4×179810×756.18×0.0084×179810×756.18×0.008=0.001146m液柱因为0.00284×QUOTE1.06×(Lh1.8)231.06×所以又代入0.73×QUOTE(0.0056+0.13×0.09-0.001146)×756.183.2(0.0056+0.13×0.09-0.001146)×756.183.2计算得到6.45m/s=2.966m3/s过量雾沫夹带线以为限，将各数据代入式得：QUOTE0.005717×(WG0.8-(0.047+0.479LS2/3)=0.1175+1.1975LS2/3VS=19.21-47.68LS2/3液相下限线因为1.06×QUOTE(LS×36001.8)2/3以作为规定的液相下限得0.001407m3/s液相上限线因为QUOTE0.8×0.35325LS0.8×0.35325LS以作为液体在降液管中停留时间的下限得0.05652m3/s液泛线为避免降液管液泛，应满足，其中，HT=0.8m=0.0512QUOTE(VS0.63×0.73)2=0.00102VS2 how=0.00284×1.06×QUOTE(LS×36001.8)2/3(0.479LS2/3QUOTE(LS4×1.8×0.045)2(LS将hp、hL、hd的计算式代入上式，整理得液泛线0.00102VS2+0.0052+3.28LS2+0.047+0.479LS2/3=0.8VS=QUOTE687.25-3215.68LS2-496.6LS根据各线的方程，作出如下筛板塔的负荷性能图。图5-37筛板塔负荷性能图由图可知，操作线位介五条曲线之间，且有一定操作弹性空间，设计合理。混合二甲苯分离塔的设计结果

表5-18混合二甲苯分离塔的设计结果项目名称数值已知条件气相流量V10.5m3/s气相密度QUOTE3.2kg/m3液相流量L0.027m3/s液相密度QUOTE756.18kg/m3液体表面张力σ0.017N/m液体粘度μ0.2232cP设计结果塔型筛板塔径D3.0m塔板间距HT0.8m溢流型式单溢流空塔气速u01.485m/s堰型平堰堰长lw1.8m堰高hw0.05m板上清液层高度hL0.090m降液管底与板距离h00.04m孔径d0.008m孔间距t0.024m开孔区边缘与塔壁距离Wc0.05m开孔区边缘与堰距离Ws0.08m孔数n12600开孔率Φ0.1开孔面积A00.33稳定系数K1.82塔板压降0.154m液柱降液管内清液层高度Hd0.2450m液柱雾沫夹带ev0.01435kg液/kg气KG-TOWER在塔盘工艺结构计算的运用KG-TOWER可以用来计算塔盘，在掌握了塔盘工艺结构的具体计算步骤之后，可以通过软件的便捷的计算方法来服务于本项目。输入工艺参数将不同序号塔板的工艺参数输进软件内，并设定每块塔板的操作范围在90%到105%之间，参数设置如下：图5-38筛板塔物性参数输入塔盘结构参数选择塔盘类型为筛板塔，塔径设定最初是根据Aspen模拟得到的塔径进行的，当设定塔径之后，再设定其他结构参数，如溢流形式、开孔率大小、塔板间距、降液管宽度、溢流堰长、溢流堰高度、降液管底隙高度等参数，其最初设的依据是根据《设备设计全书一塔设备》的结构进行设计要求进行设计的，设定后，如果在左下脚出现警告时，说明设定的参数出问题，此时会提示哪些参数出问题，通过调整参数相对大小，使设定满足要求。其设定如图所示：图5-39筛板塔板参数图塔盘结构如图5-40所示：图5-40筛板塔塔盘结构图以下分别为塔盘在操作负荷为90%、100%、105%下塔盘的液泛率，降液管液泛率，降液管持液量，降液管出口速度，干板压降，总版压降，气相负荷因子，流强度，堰上液层高度，以及降液管停留时间等的设计结果。图5-41操作负荷为90%时的结果图5-42操作负荷为100%时的结果图5-43操作负荷为105%时的结果其设计结果如图所示：图5-44第2块板设计报告图5-45第2块板设计结果图5-46第28块板设计报告图5-47第28块板设计结果图5-48第50块板设计报告图5-49第50块板设计结果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：KG-TOWER计算结果和详细设计计算结果都能够满足工艺要求，在设定结果参数时，KG-TOWER调整起来比较方便，通过反复调整可获得较合理的设计结构，保证塔盘的操作弹性。KG-TOWER可以用于不同类型的塔板，计算方便，便于塔盘选型。塔机械工程设计塔高的计算实际塔板数N：经计算可得实际塔盘数为51。塔顶空间高HD：塔顶空间高度的作用时安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.0~1.5m，这里取=1m。塔板间距HT：由上面计算可知HT=0.8m。开设人孔的板间距：设有人孔的上下两塔板间距应大于等于800mm，这里取HT=800mm。人孔数：取8块板设置一个人孔，实际塔板51块，所以开7个人孔(包括塔顶和塔底人孔数)。进料段空间高度：进料段高度取决于进料口结构形式和物料状态，一般要比大，取=1000mm。塔底空间高度HB：塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，取2~5min的储量。提取Aspen数据塔底料液出口体积流量V=14.4，塔径D=3.0m，t=15min0.51m综上可知塔筒体高度41.7m裙座高度筒体高度大于10m，塔径1.9m>1m，所以采用圆柱形裙座：封头高度封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002，知h=40mm，H=750mm。接管的计算塔顶蒸汽接管取塔顶蒸汽流速，提取Aspen数据V=3827m³/h，则管径0.520m圆整后选取管子规格为Φmm实际流速19.5m/s进料管取进料管液体流速为，液相体积流量为V=0.021m³/s，则进料管0.129m圆整后管径Φ125×3mm实际流速1.7m/s塔底出料管径，液相体积流量V=0.004m³/s=0.058圆整后取管子规格Φ65×2.5mm=1.2m/s塔体和封头选材精馏塔内操作压力为120kPa，最低操作温度为140.8，从耐腐蚀性选取Q345R做为塔体和封头的材料。封头壁厚计算这里采用SW6-2011进行塔的封头强度计算，封头采用标准椭圆封头，输入参数如下：

表5-19上封头数据输入内筒上封头内压计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc0.22MPa设计温度t200.00C内径Di3200.00mm曲面深度hi800.00mm材料Q345R(板材)设计温度许用应力t183.00MPa试验温度许用应力189.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C23.00mm焊接接头系数1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25Pc=0.1375(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.90s=310.50MPa试验压力下封头的应力T==38.63MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==1.0000计算厚度h==1.92mm有效厚度eh=nh-C1-C2=5.70mm最小厚度min=4.80mm名义厚度nh=9.00mm结论满足最小厚度要求重量791.41Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==0.65136MPa结论合格

表5-20下封头数据输入内筒下封头内压计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc0.22MPa设计温度t200.00C内径Di3200.00mm曲面深度hi800.00mm材料Q345R(板材)设计温度许用应力t183.00MPa试验温度许用应力189.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C23.00mm焊接接头系数1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25Pc=0.1375(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.90s=310.50MPa试验压力下封头的应力T==38.63MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==1.0000计算厚度h==1.92mm有效厚度eh=nh-C1-C2=5.70mm最小厚度min=4.80mm名义厚度nh=9.00mm结论满足最小厚度要求重量791.41Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==0.65136MPa结论合格5.5.5塔设备选型一览表表5-21塔设备选型一览表设备位号设备名称类型尺寸/mm设计压力/MPa封头形式设计温度/℃材料

筛孔直径/mm筛孔数目/个保温层T0101轻烃汽提塔筛板塔Φ1500×5000×60.55标准椭圆封头200Q345R82874复合硅酸盐岩棉Φ4500×7500×1030482T0102苯分离塔筛板塔Φ4400×39100×120.11标准椭圆封头110Q345R882134复合硅酸盐岩棉T0103甲苯分离塔筛板塔Φ8500×33320×140.11标准椭圆封头150Q345R8102740复合硅酸盐岩棉T0201C7分离塔筛板塔Φ3500×12700×90.11标准椭圆封头200Q345R819560复合硅酸盐岩棉Φ7800×20100×1287690T0202C10分离塔筛板塔Φ4000×17000×100.11标准椭圆封头250Q345R824560复合硅酸盐岩棉Φ5000×20900×1241234T0203C9分离塔筛板塔Φ3300×42150×70.17标准椭圆封头200Q345R816570复合硅酸盐岩棉T0401晶体逆流洗涤塔洗涤塔Φ3000×7200×70.11标准椭圆封头40Q345RT0402分隔壁塔筛板塔Φ1400×42200×70.1标准椭圆封头150Q345R82984复合硅酸盐岩棉Φ900×13000×712255.6反应器5.6.1概述化学反应器是将反应物通过化学反应转化为产物的装置，是化工生产及相关工业生产的关键设备。由于化学反应种类繁多，机理各异，因此，为了适应不同反应的需要，化学反应器的类型和结构也必然差异很大。反应器的性能优良与否，不仅直接影响化学反应本身，而且影响原料的预处理和产物的分离，因而，反应器设计过程中需要考虑的工艺和工程因素应该是多方面的。反应器设计的主要任务首先是选择反应器的型式和操作方法，然后根据反应和物料的特点，计算所需的加料速度、操作条件(温度、压力、组成等)及反应器体积，并以此确定反应器主要构件的尺寸，同时还应考虑经济的合理性和环境保护等方面的要求。5.6.2类型与特性反应器按结构大致可分为管式、釜式、塔式、固定床和流化床等。表5-22部分反应器特性型式适用的反应优缺点管式气相；液相返混小，所需反应器容积较小，比传热面大；但对慢速反应，管要很长，压降大釜式液相；液-液相；液-固相适用性大，操作弹性大，连续操作时温度、浓度容易控制，产品质量均一，但高转化率时，反应容积大固定床气-固(催化或非催化)相返混小，高转化率时催化剂用量少，催化剂不易磨损；传热控温不易，催化剂装卸麻烦流化床气-固(催化或非催化)相；特别是催化剂失活很快的反应传热好，温度均匀，易控制，催化剂有效系数大；粒子输送容易，但磨耗大；床内返混大，对高转化率不利，操作条件限制较大5.6.3设计要点在反应器设计时，除了通常说的要符合“合理、先进、安全、经济”的原则，在落实到具体问题时，要考虑到下列的设计要点：保证物料转化率和反应时间满足物料和反应的热传递要求设计适当的搅拌器和类似作用的机构注意材质选用和机械加工要求5.6.4设计示例——混合二甲苯异构化膜反应器该反应器的停留时间为1.75s，物流的体积流率V为7.707m3/s，由此可得：反应体积=停留时间×体积流率=1.75×7.707=13.5()该体积为催化剂的体积，取催化剂的填装空隙率为0.45，由此可得反应器的体积V0=13.5/(1-0.45)=24.55()。反应管采用正三角形排列，列管间距t=1.368d0a=(1/6)×(12n-3)0.5-0.5式中，d0为列管的外径，n为列管数，b为六边形层数，e为最外层列管到壳体的距离，D为反应器的壳体直径；带入数据可得：t=1.368×0.032=0.043776(m)a=1/6×(12×4233-3)0.5-0.5=37b=2×37+1=75e=1.1d0=1.1×0.032=0.0352(m)D=t(75-1)+2×0.0352=3.3(m)L=4.5+4.5×0.45=6.5(m)h=0.25×3.3+0.04=0.865(m)H=6.5+0.865×2=8.23(m)故反应器的直径为3.3m，催化剂的填充高度为4.5m，管长L为6.5m，考虑封头的高度h为0.865m，可得反应器的长度H为8.23m。5.6.5基于FLUENT软件的异构化膜反应器进口段模拟分析FLUENT是一款用于计算流体流动和传热问题的软件。FLUENT是通用的CFD软件，用来模拟从不可压缩到高度可压缩范围内的复杂流体的流动。由于采用了多种求解方法和多重网格加速收敛技术，因而能达到最佳的收敛速度和求解精度。灵活的非结构化网格和基于解算的自适应网格技术及成熟的物理模型，使FLUENT在层流和湍流、传热、化学反应、多相流、多孔介质等方面有广泛应用。FLUENT是当下处于世界领先地位的商业CFD软件包之一，主要由GAMBIT、Tgrid、Fliters、FLUENT几部分组成，其中GAMBIT、Tgrid、Fliters是前处理器——模拟对象的几何建模以及网格生成；FLUENT是一个求解器并且本身还附带着强大的后处理功能。FLUENT求解步骤：(1)确定几何形状，生成计算网格。解决具有复杂外形的流动，用非结构化网格比较好，其包括三角形、四边形、四面体、六面体、金字塔形网格，另外也可以用混合型非结构网格，它允许用户根据解的具体情况对网格进行修改(粗化/细化)。(2)在建立几何模型、生成网格和定义边界条件后，导入到FLUENT中。(3)选择求解器(2D或3D)。FLUENT2D：二维单精度求解器。FLUENT3D：三维单精度求解器。FLUENT2ddp：二维双精度求解器。FLUENT3ddp：三维双精度求解器。(4)检查网格和单位。(5)选择求解的方程：层流或湍流(或无粘流)，化学组分或化学反应，传热模型等。确定其他需要的模型，如：风扇、热交换器、多孔介质等模型。(6)定义流体的材料物性。(7)定义边界类型和边界条件。(8)确定条件计算控制参数。(9)进行流场初始化。(10)求解计算(Iterating)。(11)保存计算结果(数据文件)。(12)进行后处理等。经过分析本项目对反应器做如下如下建模：图5-50反应器建模建立几何模型、生成网格和定义边界条件后，导入到FLUENT中。从以下几个方面对反应器进行分析与优化：5.6.5.1进料方式对反应器的性能影响反应器的进料方式主要有两种，径向进料和切向进料。本项目借助FLUENT软件对两种情况下的反应器进口段的速度分布进行了分析。流场分布如图5-51~图5-54所示：图5-51径向进料速度矢量分布图图5-52径向进料速度分布云图图5-53切向进料速度矢量分布图图5-54切向进料速度分布云图从图5-51~图5-54中可以看出切向进口的流体分布要比径向进口的流体分布均匀。形成这种结果的原因是因为在径向进口中，流体流动的路径只是整个反应器管箱的直径，沿着进口直径方向两侧的区域大多是靠扩散来得到分布，而非靠压头来强迫流动。在切向进口中，流体流动的路径是整个反应器管箱的周长，流动路径比较长，沿着管箱内壁的一些区域是流体流动的主体，但是在中心区域，效果欠佳。整体来看切向进料的各种指标均比径向进料要好，所以在本项目推荐使用切向进料，并在基础上做出进一步的优化。5.6.5.2内增设导流板导流板设计如下：图5-55导流板安装位置图5-56导流板结构简图增设导流板后反应器流动与无导流板反应器流动对比：图5-57增设导流板反应器速度矢量分布图图5-58未增设导流板反应器速度矢量分布图从图5-57、图5-58对比中可以看出，增设导流板的情况下流场分布已经相对很均匀了，而且这种导流板结构简单，制造方便，不会对管板和布管产生很大的影响。最终本项目采用此方案对反应器进行优化。5.6.6反应器选型一览表表5-23反应器选型一览表设备位号设备名称封头形式类型尺寸/mm数量/台设计温度/℃设计压力/MPa材料保温层R0101甲苯择形歧化反应器标准椭圆封头固定床反应器DN=3100L=926014601.815CrMoR需要保温R0201烷基转移反应器标准椭圆封头固定床反应器DN=4100L=122301380315CrMoR需要保温R0301异构化膜反应器标准椭圆封头列管式固定床反应器DN=3300L=70001300106Cr19Ni10需要保温5.7储罐5.7.1概述储罐主要用于存储在化工生产中的原料、中间体或产品等，储罐是化工生产中最为常见的设备。储罐容器的设计要根据所储存的物料的性质、使用目的、运输条件、现场安装条件、安全可靠程度和经济性等原则选用其材质和大体型式。5.7.2分类储罐根据形状来划分，有方形储罐、圆筒形储罐、球形储罐和特殊形(如椭圆或半椭圆形)储罐。5.7.3选型示例——粗对二甲苯中间罐选择立式椭圆形封头容器(P≤4MPa)，粗对二甲苯产品的流率为0.031m3/s，则取粗对二甲苯中间罐的停留时间为5min，取安全系数为0.8，则计算得到粗对二甲苯中间罐的容积为V0=(V×t)/ε=(0.031×300)/0.8=11.6(m3)查标准选择储罐的体积为12m3储罐的尺寸为DN=2000mm，H=3200mm储罐的封头尺寸为曲面高度H1=500mm，直边高度H2=40mm储罐的总高度H=4280mm5.7.4储罐选型一览表表5-24储罐选型一览表设备位号设备名称类型数量尺寸/mm封头形式介质设计压力/MPa设计温度/℃材料保温防腐V0101甲苯进料缓冲罐卧式1DN=2800L=15200标准椭圆封头氢气、苯、甲苯等1.2595.5Q345R不需要保温外层涂防腐层V0102产物混合缓冲罐卧式1DN=3000L=15200标准椭圆封头苯、甲苯、对二甲苯等1.6286.2Q345R不需要保温外层涂防腐层V0103轻烃闪蒸罐立式1DN=3000L=3900标准椭圆封头苯、甲苯、对二甲苯等1.540.00Cr18Ni9不需要保温外层涂防腐层V0104轻烃塔回流罐卧式1DN=2800L=12000标准椭圆封头氢气、甲烷、乙烷等0.5137.8Q345R不需要保温外层涂防腐层V0105苯塔回流罐卧式1DN=2400L=6200标准椭圆封头苯、甲苯等0.180.4Q345R不需要保温外层涂防腐层V0106甲苯塔回流罐卧式1DN=2200L=5800标准椭圆封头苯、甲苯、二甲苯等0.1111.3Q345R不需要保温外层涂防腐层V0201进料缓冲罐卧式1DN=2800L=15200标准椭圆封头轻烃、苯、甲苯等1.4102.1Q345R不需要保温外层涂防腐层V0202C7闪蒸罐立式1DN=2500L=3410标准椭圆封头轻烃、二甲苯、C10等1.540.00Cr18Ni9不需要保温外层涂防腐层V0203C7回流罐卧式1DN=3000L=13200标准椭圆封头苯、甲苯等0.15118Q345R不需要保温外层涂防腐层V0204C9回流罐卧式1DN=1800L=3400标准椭圆封头甲苯、二甲苯、C10等0.1151.8Q345R不需要保温外层涂防腐层续表设备位号设备名称类型数量尺寸/mm封头形式介质设计压力/MPa设计温度/℃材料保温防腐V0205C9塔顶回流罐立式拱顶罐1DN=8250L=8240拱高908__甲苯、二甲苯等0.1141.3Q345R不需要保温外层涂防腐层V0301缓冲罐卧式1DN=2800L=9400标准椭圆封头甲苯、二甲苯等0.1300Q345R不需要保温外层涂防腐层V0401结晶器进料缓冲罐立式1DN=1800L=3400标准椭圆封头二甲苯、C9、乙苯等0.1100.4Q345R不需要保温外层涂防腐层V0403晶体熔融罐平底锥盖1DN=3600H=4800标准椭圆封头二甲苯、C9、乙苯等0.15Q345R不需要保温外层涂防腐层V0404甲苯回流罐卧式1DN=800L=1800标准椭圆封头甲苯0.11150Q345R不需要保温外层涂防腐层V0405二甲苯中间罐卧式1DN=600L=1600标准椭圆封头二甲苯0.11150Q345R不需要保温外层涂防腐层V0501对二甲苯储罐立式拱顶罐2DN=15780L=11370拱高1721__甲苯1.225Q235A不需要保温外层涂防腐层V0502甲苯储罐立式拱顶罐2DN=15780L=11370拱高1721__重芳烃1.225Q235A不需要保温外层涂防腐层V0503重芳烃储罐立式拱顶罐2DN=13500L=11500拱高1468__对二甲苯1.225Q235A不需要保温外层涂防腐层V0504苯储罐立式拱顶罐1DN=8250L=8250拱高887__苯0.180Q235A.F不需要保温外层涂防腐层5.8气液分离器5.8.1概述气液分离器的作用是将气液两相通过重力的作用进行气液的分离。5.8.2设计步骤气体流速()的确定气体流速对分离效率是一个重要因素。如果流速太大，气体在丝网的上部将把液滴破碎，并带出丝网，形成“液泛”状态，如果气速太低，由于达不到湍流状态，使许多液滴穿过丝网而没有与网接触，降低了丝网的效率。气速对分离效率的影响见图5-59：图5-59分离效率与气速的关系图计算方法式中为与丝网自由横截面积相关的气体流速，、为分别为液体和气体的密度，为常数，通常尺寸设计丝网的直径为式中为丝网自由截面积上的气体流速，为丝网直径，其余符号意义同前。由于安装的原因(如支承环约为)，容器直径须比丝网直径至少大l00mm，由图2.5.1-2可以快速求出丝网直径高度容器高度分为气体空间高度和液体高度(指设备的圆柱体部分)。低液位()和高液位()之间的距离由下式计算：式中—容器直径，；—液体流量，；—停留时间，；—低液位和高液位之间的距离，；液体的停留时间(以分计)是用邻近控制点之间的停留时间来表示的，停留时间应根据工艺操作要求确定。气体空间高度的尺寸见图5-60所示。丝网直径与容器直径有很大差别时，尺寸数据要从分离的角度来确定。图5-60立式丝网分离器接管直径入口管径两相混合物的人口接管的直径应符合下式要求式中——接管内两相流速，；——气相密度，；由此导出式中——接管直径，;——液体体积流量，；——气体体积流量，；其余符号意义同前。由接管直径的确定图可以快速求出接管直径，图如下图5-61接管直径确定图出口管径液体、气体的出口接管的直径，不得小于连接管道的直径。液体出口接管可以用小于等于lm/s的流速来设计。气体出口流速取决于气体密度，密度小时，最大出口流速。密度大时，选用较小的气体出口流速。任何情况下，较小的气体出口流速有利于分离。丝网装配除考虑经济因素外，还应考虑工作温度、容器材料以及丝网本身的耐久性。采用聚丙烯或聚乙烯丝网时，应注意产生碳氢化合物的影响；采用聚四氟乙烯或不锈钢丝网时应考虑其受温度的限制；铝制容器内不能采用蒙乃尔丝网；在有水滴存在的条件下，钢制容器内不能采用铝制丝网。5.8.3设计示例——轻烃闪蒸罐轻烃闪蒸罐的进料物流信息为：ρ计算可得u则DG=0.0118×(32796/2.02)0.5=2.39(m)故选择直径D=2500mm立式丝网分离器的总长度为：H0=(900+2150+0.31)900+0.1D+HL+250+(625+40)×2HL=(324×6/60)/(47.1×2.52)=0.11(m)代入数据可得选择标准椭圆封头，曲面高度为625mm，直边高度为40mm计算可知：ρGuGL2=2.4242×102=242.42(Pa)＜1500Pa由图可读出DP=700mm根据AspenPlus的数据计算可知VL=0.09×3600=324(m3/h) VG=9.1169×3600=32820.84(m3/h)由此导出DP＞3.02×10-3×(VL+VG)0.5×ρG0.25=0.69故入口管的直径为700mm5.8.4加氢分离罐筒体与封头的校核这里采用SW6-2011进行分离罐的强度计算，封头采用标准椭圆封头，校核数据如下：表5-25内压椭圆上封头校核内筒上封头内压计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc1.54MPa设计温度t40.00C内径Di3000.00mm曲面深度hi750.00mm材料S30408(板材)设计温度许用应力t137.00MPa试验温度许用应力137.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C21.00mm焊接接头系数1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25Pc=1.8750(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.90s=184.50MPa试验压力下封头的应力T==159.37MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==1.0000计算厚度h==16.91mm有效厚度eh=nh-C1-C2=17.70mm最小厚度min=4.50mm名义厚度nh=19.00mm结论满足最小厚度要求重量1484.61Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==1.61185MPa结论合格

表5-26内压椭圆下封头校核内筒下封头内压计算计算单位中航一集团航空动力控制系统研究所计算所依据的标准GB150.3-2011计算条件椭圆封头简图计算压力Pc1.54MPa设计温度t40.00C内径Di3000.00mm曲面深度hi750.00mm材料S30408(板材)设计温度许用应力t137.00MPa试验温度许用应力137.00MPa钢板负偏差C10.30mm腐蚀裕量C21.00mm焊接接头系数1.00压力试验时应力校核压力试验类型液压试验试验压力值PT=1.25Pc=1.8750(或由用户输入)MPa压力试验允许通过的应力tT0.90s=184.50MPa试验压力下封头的应力T==159.37MPa校核条件TT校核结果合格厚度及重量计算形状系数K==1.0000计算厚度h==16.91mm有效厚度eh=nh-C1-C2=17.70mm最小厚度min=4.50mm名义厚度nh=19.00mm结论满足最小厚度要求重量1484.61Kg压力计算最大允许工作压力[Pw]==1.61185MPa结论合格5.8.5气液分离器选型一览表表5-27气液分离器选型一览表设备位号设备名称类型数量尺寸/mm封头形式介质设计压力/MPa设计温度/℃材料保温防腐V0103轻烃闪蒸罐立式1DN=3000L=3900标准椭圆封头苯、甲苯、对二甲苯等1.540.00Cr18Ni9不需要保温外层涂防腐层V0202C7闪蒸罐立式1DN=2500L=3410标准椭圆封头轻烃、二甲苯、C10等1.540.00Cr18Ni9不需要保温外层涂防腐层5.9加热炉选型一览表表5-28加热炉选型一览表设备位号名称型号数量出口压力/MPa出口温度/℃操作设计操作设计F0101择形歧化进料加热炉MOV-80-ETS11.82.5460500F0201烷基转移进料加热炉MOV-105-ETS134380420第六章配管设计6.1设计依据《石油化工金属管道布置设计规范》SH3012-2011《化工、石油化工管架、管墩设计规定》HG/T20670-2000《化工装置管道布置设计规定》HG/T20549-1998《输气管道工程设计规范》GB50251-2003《输油管道工程设计规范》GB50253-2003《石油化工配管工程设计图例》SH/T3052-2004《石油化工非埋地管道设计通则》SH/T3039-2003《压力管道安全管理与监察规定》1996年国家劳动部颁发《防止静电事故通用导则》GB12158-20066.3设备配管6.3.1管道设计管径确定一般要求：管道直径的设计应满足工艺对管道的要求，其流通能力应按正常生产条件下介质的最大流量考虑，其最大压力降应不超过工艺允许值，其流速应位于根据介质的特性所确定的安全流速的范围内。综合权衡建设投资和操作费用。一套石油化工装置的管道投资一般占装置投资20%左右。因此，在确定管径时，应综合权衡投资和操作费用两种因素，取其最佳值。操作情况不同流体按其性质、状态和操作要求的不同，应选用不同的流速。粘度较高的液体，摩擦阻力较大，应选较低拐涟，允许压力降较小的管道。为了防止因介质流速过高而引起管道冲蚀、磨损、振动和噪声等现象，液体流速一般不宜超过4m/s;气体流速一般不超过其临界速度的85%，真空下最大不超100m/s;含有固体物质的流体，其流速不应过低，以免固体沉积在管内而堵塞管道，但也不宜太高，以免加速管道的磨损或冲蚀。同一介质在不同管径的情况下，虽然流速和管长相同，但管道的压力降却可能相差较大。因此，在设计管道时，如允许压力降相同，小流率介质应选用较小流速，大流率介质可选用较高流速。确定管径后，应选用符合管材的标准规格，对工艺用管道，不推荐选用DN32，DN65和DN125管子。不可压缩流体的管径计算：流体常用流速范围在流体的输送中，流速的选择直接影响到管径的确定和流体输送设备的选择。管径小，流速大，压力降大，动力消耗增大;反之，则管路建设费用增加。因此必须合理选择流速使管路设计优化。管径确定的依据管径的确定主要根据输送流体的种类和工艺要求，选定流体流速后，通过计算或算图来确定。对于化工厂一般距离较短，直径较小的管路，其管径在流速选定后，由下式计算：式中：d——管道直径(mm)；V——管路流体的流量(m3/s);U——流体选用的流速(m/s)。管路压降计算在工程设计中，根据化工工艺要求，为将系统的总压降控制在合理及经济的范围内，必须计算或校核管路系统的流体阻力。在一般的压力下，压力对液体密度的影响很小，即使在高达35MPa的压力下，密度的变化仍然很小。因此，液体可视为不可压缩流体。气体密度随压力的变化而变化，流体在管路中的压降与下列因素有关：管路形式，即简单管路还是复杂管路;管壁的粗糙度，管壁的粗糙度有绝对粗糙度(ε)和相对粗糙度。粗糙度数据可由手册查得。流体流动形态流体在管内流动可分为滞流或湍流，可由Re数决定，然后选择不同的压降公式进行计算。当量长度法当量长度法是将管件和阀门等折算成相当的管道直管长度，然后将直管长度与当量长度一并计算摩擦压力降。阻力系数法阻力系数法按下式计算：式中：——流体流经管件或阀门的压力降，kPa；——阻力系数，无因次。管路阀门和管件的选择在化工管路中，为满足生产工艺和安装检修需要，管路上安装的各种阀门、管件都是管路中必不可少的组成部分。阀门及附件选择不当，会使管路发生损坏和泄漏，给化工生产造成严重影响，甚至要进行紧急停车处理。据有关资料统计，管路的检修70%以上是阀门及附件的维修。因此阀门和管件的选择与管子一样重要。选择时的原则为：根据输送介质的温度和压力等工艺条件，确定阀门及管件的温度压力等级。一般为了确保安全生产，阀门与管件要比管道高一等级。根据介质的特点进行选择，如腐蚀性、有无固体、有无结晶析出、粘度以及是否产生相变等。在选择阀门时，要考虑阀门整体的适应性，即要求构成阀门的各部件都要满足工艺要求。选用阀门及管件时，应尽量采用标准件，避免非标准件，以保证质量及供货来源充足。根据工艺要求选择阀门，一般调节流量可选用截止阀;闸阀密封性较好，流体阻力较小，也广泛用于调节流量，尤其是大口径管路更为适用;对含悬浮固体或有结晶析出的、用于一次投料和卸料的，旋塞阀比较合适;针形阀用于仪表和分析仪器的场合。根据介质的温度、压力及流量选择减压阀及安全阀。合理选择疏水器，主要根据冷凝水排放情况进行选择。管路所用的法兰及垫片材质根据介质特性及操作温度、压力选择。管路绝热设计绝热的功能绝热是保温与保冷的统称。为了防止生产过程中设备和管道向周围环境散发或吸收热量而进行的绝热工程，已成为生产和建设过程中不可缺少的一项工程。用绝热减少设备、管道及其附件的热(冷)量损失。保证操作人员安全，改善劳动条件，防止烫伤和减少热量散发到操作区。在长距离输送介质时，用绝热来控制热量损失，以满足生产上所需要的温度。冬季，用保温来延缓或防止设备、管道内液体的冻结。当设备、管道内的介质温度低于周围空气露点温度时，采用绝热可防止设备、管道的表面结露。用耐火材料绝热可提高设备的防火等级。对工艺设备或炉窑采取绝热措施，不但可减少热量损失，而且可以提高生产能力。绝热结构绝热结构是保温结构和保冷结构的统称。为减少散热损失，在设备或管道表面上覆盖的绝热材料、以绝热层和保护层为主体及其支承、固定的附件构成、夕统一体，称为绝热结构。绝热层绝热层是利用保温材料的优良绝热性能，增加热阻，从而达到减少散热的目的，是绝热结构的主要组成部分。防潮层防潮层的作用是抗蒸汽渗透性好，防潮、防水力强。保护层保护层是利用保护层材料的强度、韧性和致密性等以保护保温层免受外力和雨水的侵袭，从而达到延长保温层的使用年限的目的，并使保温结构外形整洁、美观。6.3.2管道布置管道布置原则管道布置设计首先必须符合管道仪表流程图(PID)的设计要求和有关行业、国家的规范、标准规定，保证安全生产及便利操作。管道布置设计应根据具体的生产特点，结合设备布置、建筑物与构筑物情况等进行综合考虑，对装置所有管道(即生产系统管道、辅助系统管道、采暖通风管路等)全盘规划，各安其位。装置内管道平面布置图按所选定的比例不能在一张图纸上绘制完成时，应将装置分区进行管道布置设计，每一区的范围以使该区的管道平面布置图能在一张图纸上绘制完成为原则。为了便于施工安装、生产操作、检查维修，管道应尽可能架空敷设，必要时(如离心泵的吸人管道不可能架空时)，也可埋地或管沟敷设。埋地敷设的优点是利用地下空间。使地面以上空间较为简洁，并不需支承措施，其缺点是对管道有较强的腐蚀，检查和维修困难，在车行道处有时需特别处理以承受大的载荷。低点排液不便及易凝油品凝固在管内时处理困难，带隔热层的管道很难保持其良好的隔热功能等，故只有在架空敷设不可能时，才予以采用。管沟敷设可充分利用地下空间，并提供了较方便的检查维修条件，还可敷设有隔热层的高温、易凝介质或腐蚀性介质的管道;但其费用高，占地面积大，需设排水点，易积聚或串入油气，增加不安全因素，污物清理困难等。埋地管道顶与路面的距离不小于0.6m，并应在冻土深度以下。管道布置应成列平行敷设。尽量走直线少拐弯(因作自然补偿、方便安装、检修、操作除外)，少交叉以减少管架的数量，节省管架材料，达到整齐美观便于施工安装。对有腐蚀性物料的管道，应布置在平列管道的下方或外侧，易燃、易爆、有毒和有腐蚀性物料的管道不应敷设在生活间、楼梯和走廊处，并应配置安全阀、防爆片、阻火器、水封等防火、防爆设施。放空管应引至室外指定地点或高出屋面2m以上。冷热管道尽量分开布置，不得已时，热管在上，冷管在下。其保温层外表面的间距，上下并行时一般不应小于0.5m;交叉排列时，不应小于0.25m。设备间的管道连接，应尽可能地短而直，尤其用合金钢的管道和工艺要求压降小的管道，如泵的进口管道、加热炉的出口管道、真空管道等，同时要有一定的柔性，以减少人工补偿和由热胀位移所产生的力和力矩。当管道改变标高或走向时，应避免管道形成积聚气体的“气袋”或液体的“口袋”U和“盲肠”。如不可避免时应于高点设排气阀，低点设排液阀。高点排气口最小管径为DN15，低点排液口最小管径为DN20(主管为DN15时，排液口DN15)。高粘度介质的排气、排液口最小管径为DN25。气体管的高点排气口可不设阀门，采用螺纹管帽或法兰盖封闭。除管廊上的管道外，DN≤25的管道可不设高点排气口。有毒及易燃易爆液体管道的排放点不得接入下水道，应接入封闭系统。比空气重的气体的放空点应考虑对操作环境的影响及人身安全的防护。从水平的气体主管上引接支管时，应从主管的顶部接出。管道布置不应挡门、挡窗。应避免通过电动机、配电盘、仪表盘的上空，在有吊车的情况下，管道布置应不妨碍吊车工作。在建筑物安装孔的区域也不应布置管道。管道连接由于管法兰处易泄漏，故生产管道除与设备接口和阀门法兰、特殊管件连接处采用法兰连接外，其他均采用对焊连接住(DN≤40的用承插焊连接或卡套连接)。采用成型无缝管件〔弯头、异径管、三通)时，不宜直接与平焊法兰焊接(可与对焊法兰直接焊接)，其间要加一段直管，直管长度一般不小于其公称直径。最小不得低于100mm。管道对接焊口的中心与弯管起弯点的距离不应小于管外径，且不小于100mm。管道上两相邻对接焊缝间的净距应不小于3倍管壁厚，短管净长度应不小于5倍管壁厚，且不小于50mm。对于DN大于或等于50m的管道，两焊缝间的净距离应不小于100mm。管道的环焊缝不应在管托范围内。焊缝边缘与支架边缘间的净距离应大于焊缝宽度的5倍，且不小于100mm。不宜在管道焊缝及其边缘上开孔与接管。钢板卷焊的管纵向焊缝应置于易检修和观察位置，且不宜在水平管底部。对有加固环或支撑环的管子，加固环或支撑环的对接缝应与管子的纵向焊缝错开，且不小于100mm。坡度要求管道平面敷设应有坡度，坡度方向一般均沿着物料流动方向，但也有与物料流动方向相反的(根据工艺要求确定)。坡度一般为1/100～5/1000。输送物料粘度越大，其管道坡度也越大。含固体结晶的物料管道的坡度可至5/100左右。埋地管道及敷设在地沟中的管道，在停止生产时，其积存物料不考虑放尽者，可不考虑敷设坡度。常用物料管道的坡度如下：

表6-1常用物料管道坡度表物料蒸汽蒸汽冷凝水清水冷冻水生产废水压缩空气N2真空坡度5/10003/10003/10003/10001/10004/10003/1000当管道敷设采用低管架时，其管底标高不小于0.3m;采用中管架时，不小于2m;采用高管架时，当排管下不布置机泵，其最下层管道一般不低于3.2m。，而布置机泵一般不低于4m。上下两层排管的标高差可取1～1.4m。当管道通过厂区道路时，一般高度不小于4m;通过厂区铁路时，则不小于6m。管道间净距应满足管子焊接、隔热层及组成件安装维修的要求两管道上最突出部分之间的净距，中低压管道不应小于30mm，高压管道不应小于70mm。管道突出部分或管道隔热层外壁的最突出部分，距管架或框架的支柱、建筑物墙壁的净距不应小于100mm。并应考虑拧紧法兰螺栓所需的空间。无法兰不隔热管道间距应满足管道焊接及检修的要求，一般不小于50mm，有侧向位移的管道应道当加大管道间的净距。当管道穿越屋面、楼板、平台及墙壁时，一般应加套管保护，套管直径应不妨碍管道的热胀，并大于保温后的直径或法兰直径;低压常温管道可不加套管。一般阀门的布置原则阀门应设在容易操作、便于安装、维修的地方。成排管道(如进出口装置的管道)上的阀门应集中布置，有利于设置操作平台及梯子。消火栓或消防用的阀门，应设在发生火灾时能安全接近的位置。阀门应设在热位移小的地方。阀门上有旁路线或偏置的传动部件时(如齿轮传动阀)，应为旁路或偏置部件留有足够的安装和操作空间。埋地管道的阀门要设在阀门井内，并留有维修的空间。立管上阀门的阀杆中心线的安装高度宜在地面或平台以上0.7～1.6m的范围，DN40及以下阀门可布置在2m高度以下。位置过高过低时应设平台或操纵装置，如链轮或伸长杆等以便于操作。极少数不经常操作的阀，且其操作高度离地面不大于2.5m，又不便另设永久性平台时，应用便携梯或移动式平台使人能够操作。阀门的阀杆不应向下垂直或倾斜安装。布置在操作平台周围的阀门手轮中心距操作平台边缘不宜大于400mm，当阀杆和手轮伸入平台上方且高度小于2m时，应使其不影响操作人员的操作和通行安全。阀门相邻布置时，手轮间的净距不宜小于100mm。安装在管沟或阀门井内经常操作的阀门，当手轮低于盖板以下300mm时，应加装伸长杆，使其在盖板下100mm以内。非金属管道的布置应有足够的管道柔性或有效的热补偿措施，以防因膨胀(或收缩)或管架和管端的位移造成泄漏或损坏，应采取有效的防静电措施;露天敷设时，应有防老化措施;在有火灾危险的区域内，应为其设置适当的安全防护措施。非金属衬里管道的布置应特别注意非金属材料的特性与金属材料之间的差异，使膨胀(或收缩)及其他位移产生的应力降到最小，每一板管线都应在三维坐标系的至少一个方向上设置一个尺寸调整管段，以保证安装准确。非金属衬里管不宜用于真空管道。6.3.3常见设备的配管塔设备塔的管道布置应从塔顶部到底部自上而下进行规划，并且应首先考虑塔顶和大直径的管道的位置和自流管道的走向，再布置压力管道和一般管道，最后考虑塔底和小直径管道。塔上的接管应位于靠管廊一侧布置，沿塔布置的主管应尽量靠近塔，穿过平台处管道保温层不得与平台圈构件相碰。同时也不应与其他平台的梁相碰。塔顶管道一般有塔顶气、放空和安全阀出口管道，塔顶放空管道一般安装在塔顶气管道最高处水平管段的顶部，并应符合防火规范的要求。塔顶气管一般管径较大，应尽可能短的布置，要“步步低”，不宜出现袋形管，且具有一定的柔性。塔顶为两级冷凝时，其管道布置应使冷凝液逐级自流，塔顶气总管与冷凝器入口支管应对称布置。当塔顶压力用热旁路控制时，热旁路管应保温，尽量短，其调节阀安装在回流罐上部，且管道不得出现“袋形”。每一根沿塔管道都需在上部设承重支架，并在适当位置设导向支架，以免管嘴受力过大。塔体侧面管道一般有回流、进料、侧线抽出、汽提蒸汽、再沸器入口和返回管道等。为使阀门关闭后无积液，上述管道上的阀门宜直接与塔体管口相接，进(出)料管道在同一角度有两个以上的进〔出)料开口时，管道应考虑一定的柔性。塔底的操作温度一般较高，因此在设计塔底管道时，其柔性应满足规范要求;尤其是塔底抽出管道和泵相连时，管道应短且少拐弯，还需有足够的柔性以减少泵嘴受力。塔底抽出线应引至塔裙或底座外，塔裙座内不应设置法兰、阀门、仪表接头等部件。塔底到塔底泵的抽出管道在水平管段上不得有“袋形”，应是“步步低”，以免塔底泵产生汽蚀现象。抽出管上的隔断阀应尽量靠近塔体，并便于操作。塔的管口方位应满足塔内件工作原理及结构要求，设计时应考虑设备内件整体结构的相对方位与管口方位同时确定。对于有塔板的塔，人孔宜布置在与塔板溢流堰平行的塔直径上，条件不允许时可以不平行，但人孔与溢流堰在水平方向的净距离应大于50mm。液位计接口可通过根部阀与液位计直接连接，也可通过根部阀与液位计连通管连接。不得把液位计接口布置在进料口的对面，除非进料口有内挡板保护。与塔直连的外浮简式液位控制接管应加挡板。液位计、液位控制浮筒、报警器等设施常位于塔平台内或局部平台端部，以便于维修。压力计接口应布置在塔的气相区内，使压力计读数不受液位压头的影响。气相取样口和测温口应避开塔板降液槽的气相区。液相取样口和测温口应设在降液管区域的塔板持液层内。对于易结晶的液相取样管应坡向塔板。塔顶部吊柱的定位应使旋转时可到达平台外起吊点上方，以及平台内所有人孔的位置，并与梯子的设置统一布置。在事故时，人孔盖板顺利关闭的方向与入疏散的方向应一致，使之不受阻挡。应和应力分析工程师一起确定塔上固定支架和导向支架的位置，以便向设备专业工程师提出荷载条件。沿塔敷设的两根或多根管道的承重支架，管径较大时其位置要错开。确定承重架位置时，应使作用在管接口上的荷载最小。容器容器底部排出管道沿墙敷设离墙距离可以小些，以节省占地面积，设备间距要求大些，以便操作人员能进入切换阀门。排出管在设备前引出。设备间距离及设备离墙距离均可以小些，排出管通过阀门后一般应立即引至地下，使管道走地沟或楼面下。排出管在设备底中心引出，适用于设备底离地面较高，有足够距离可以安装和操作阀门，这样敷设高度短，占地面积小，布置紧凑，但限于设备直径不宜过大，否则开启阀门不方便。进入容器的管道为对称安装，适用于需设置操作平台、开关阀门的设备。进入容器的管道敷设在设备前部，适用于能站在地(楼)面上操作阀门的设备。站在地面上操作较高设备进入管的敷设方法。卧式槽的进出料口位置应分别在两端，一般进料在顶部、出料在底部。泵泵体不宜承受进出口管道和阀门的重量，故进泵前和出泵后的管道必须设支架，尽可能做到泵移走时不设临时支架。吸入管道应尽可能短，少拐弯，并避免突然缩小管径。吸入管道的直径不应小于能的吸入口。当泵的吸入口为水平方向时，吸入管道上应配置偏心异径管，管顶取平，以免形成气袋。当吸入口为垂直方向时，可配置同心异径管。泵的排出管上均设止回阀，防止泵停时物料倒冲。止回阀应设在切断阀之前，停车后将切断阀关闭，以免止回阀阀板长期受压损坏。悬臂式离心泵的吸入口配管应给予拆修叶轮的方便。往复泵、漩涡泵、齿轮泵一般在排出管上(切断阀前)设安全阀(齿轮泵一般随带安全阀)，防止因超压发生事故。安全阀排出管与吸入管连通。蒸汽往复泵的排汽管应少拐弯，不设阀门，在可能积聚冷凝水的部位设排放管，放空量大的还要装设消声器，乏气应排至户外适宜地点，进汽管应在进汽阀前设冷凝水排放管，防止水击汽缸。蒸汽往复泵，计量泵、非金属泵的吸入口须设过滤器，避免杂物进入泵内。换热器管壳式换热器的管道布置管壳式换热器工艺管道布置应注意冷热物流的流向，一般被加热介质(冷流)应由上而下，被冷凝或被冷却介质(热流)应由上而下。换热器管道的布置应方便操作和不妨碍设备的检修，并为此创造必要的条件。管道布置不应影响设备的抽芯(管束或内管)。管道和阀门的布置，不应妨碍设备的法兰和阀门自身法兰的拆卸或安装。本厂考虑到管壳式换热器的实际大小、摆放位置、以及相应配管的大小，管程流体管道为左右流向，壳程流体从侧面进出。立式热虹吸再沸器配管①沸器的降液管和升汽管在热胀许用应力范围内，应尽可能短而直，减少弯头数量，以减少压降。②避免系统产生压降，液体就会开始闪蒸，产生气液两相流体流动，影响控制和测量仪表的操作和精度。在布置饱和一体管道时，基本原则是使压力降最小，并在测量或控制仪表前不出现垂直上升管段。本工艺立式热虹吸再沸器被加热介质的流向为由下而上。压缩机离心式压缩机壳体有两种基本形式：垂直剖分型用于高压；水平剖分型用于低压或中压。垂直剖分型压缩机前面不得有管道及其他障碍物，水平剖分型压缩机上部不得有管道和其它障碍物。如