附录三选型与典型设备设计

目第一章总 过程设备的基本要 过程设备设计的作 过程设备设计与选型的主要内 第二章反应器设 反应器概 反应器选 固定床反应 流化床反应 移动床反应 反应原 反应方程 反应条 物料反应器的计 催化剂床层体 催化剂床层直 催化剂床层高 装填催化剂的 反应器管 反应器壳体内 折流板的设 反应器的层床压 反应器设计计 反应器壳体壁厚设 压力试验及其强度校 反应器接管设 反应器封头设 反应器支座设 反应器高 反应器拉杆设 反应器接管法兰设 反应器管板、管箱、反应列管的连接结构设 壳体与管板的连接结 管箱与管板的连接结 反应管与管板的连接结 管板法兰与管板的结构设 反应器机械校 反应器选型一览 第三章塔设备设 设计规 塔设备设计目 塔设备选型基本原 塔类型的选 塔各项参数的具体计 物料塔板数的确 精馏段的工艺条件及相关物性数 精馏段的塔体工艺尺寸计 溢流装置工艺尺 塔板布 筛板的流体力学验 精馏塔液沫夹带现象验 精馏塔液泛现象验 精馏塔塔板负荷性能 塔的机械工程设 塔设备一览 第四章气液分离器设 设计依 气液分离器类 F-101设计过 气液分离器筒体壁厚设 气液分离器壁厚设 气液分离器封头设 气液分离器机械校 气液分离器一览 第五章换热器的设 选型依 换热器的分 换热器的类型及应 选型原 换热器概 换热器选 换热管规格选 壳程数和台 工艺条件选 换热器命名方 换热器机械设 工艺计 换热器的机械设计及校 换热器校 换热器选型一览 第六章泵的选 概 选型原 选型结 选型参 第七章压缩 概 选用要 压缩机C- 压缩机选型一览 第八章储罐选型设 储罐选型依 储罐选型原 立式平底筒形储罐的选型方 球形储罐的选型方 原料储 褐煤 甲醇储 一氧化氮储 产品储 乙二醇储 碳酸二甲酯储 氮气储 回流 双酯分离塔（T101）回流 MN分离塔（T102）回流 DMC产品塔（T103）回流 甲醇精馏塔（T201）回流 DMO回收塔（T202）回流 EG产品塔（T203）回流 脱水塔（T204）回流 MN再生反应精馏塔（T301）回流 储罐选型一览 第一章过程设备的基本要过程设备设计的作过程设备设计与选型的主要些设备包括换热器系列、容器系列、搪玻璃设备系列以及圆泡罩、F1型浮阀和第二章反应器设计反应器概2-1 设计规HG/T20583-20581-反应器选固定床反固定床反应器又称填充床反应器,催化剂颗粒装填在反应器中,呈静止状态,是化工生产中最重要的气固反应器之一,和催化重整等化工流程。固定床反应器的优点有固定床反应器的催化剂床层内反应流股的流动接近推流,与其他反应固定床反应器的缺点如下传热差,固定床反应器中,催化剂颗粒紧密堆砌,以固定床层的形式装填在反应器中,移走反应产生的大量反应热,就会很难控制反应的热点,从而导致飞温,产时候必须停产,将反应器卸下,更换麻烦,并影响生产,流化床反、2040年代,催化裂化(FCC)实现工业化后,流化床反工业流程中,成为炼油能源生物工程和环境保护等众多工业过程系统中、流化床反应器的优点有气-固、固-固和料-壁之间的有效接触和混合,可实现同体物料连续进出流化床呈现拟流体流动特性,使固体颗粒能够加入再生催化剂，可使催化剂在反应器与再生器之间实现循环,在生产的同时执流化床反应器的缺陷如下流化床反应器中颗粒的流动更接近全混流,气体又容易发生旁路”现象,所以与固定床反应器相比,其中反映物的转化率比较低,对催化剂的选择性也有影响,容易有反应物由于停留时间过长或过短而导致过度反应和反应不充分的现象。对催化剂颗粒要求严格为了达到催化剂颗粒的悬浮状态,对制作流化床反应器的催化剂颗粒的粒度和粒度分布都有一定的耍求。一般来说,粒径小于3X10-4m3X1-3m颗粒都由于无法流化而无法采用。流化床反应器中,催化剂颗粒之间互相接触碰撞,会对催化剂造成机械损失,加速催化剂老化失活。在生产中,还会有部分催化剂随着气相反应产物流出反应器,造成催化剂损失,,增加分离设备投资。移动床反反应器中固体和流体的停留时间改变范围比较大反应原反应方程反应物为亚硝酸甲酯和一氧化碳，反应相态为气相,亚硝酸甲酯与工业级2CO2MNDMOCO2MNDMC反应条2-1011～10P，气时空速3000～30000h-1。27年处理MN67.7万吨年操作时间8000h反应温度：120℃MN转化率：97DMO选择性：90%(mol%)DMC物需要处理MN的量670000实际处理MN的量84598.22kg2-1AspenMole Mass LiqVol60FTotal Total Total Temperature VaporLiquidSolid -- -- -- -- -- AverageLiqVol60F反应器的计催化剂床层体1床V1床

14760.7724.6m3催化剂床层直u3600436003600436001.9m催化剂床层高4mm，床层孔隙率ε床层高度：L

床V——催化剂床层体积床L——装填催化剂的床层装有3~6mm中空类球形Pd-Al2O3ρb550材料导热系数λs0.09kJ/(m·s·K)100～150℃。4mm0.35m2/g，则反应器所需催化剂的总质量为:mV5501D2L s——反应器管φ25×2mmdi21mm0.021m12.4m，催化剂充填高度L11.16m。n d2L

4 6368反应器壳体内6368根，每个反应器采用错列正三角形排列。采用焊接t1.25d01.2525mmnnc n

Dt(nc1)其中ee(1~1.5e1.25d01.2525mm

D31.25(881)231.25折流板的所以取h取折流板间的距离B0.3D0.32800mmNB

128001=14反应器的层床压空P空

Lf

1Bd3d 其中L—层床高度f——

150

Redu

1dp—B—Re0.0211.518.6

1

f

1.75 131.5218.6(1P 0.004反应器设计计反应器壳体壁厚设由于反应器为内压容器，其厚壁的计 为S

C 式中，S0—壳体厚度P—操作时可能的最大压力，内压容器取P=(11.1)PW，Pa；φ—0.65C2—18mmD—为壳体内径，mm120℃1.8MPa下进行操作，选用材料为71焊接方式选用双面焊接，100%无损探伤，所以焊接系数1。最大操作温度取Q345R的许用压力[σ]t184MPa( pc2

1.982184

根据δ=15.15mm，查表得负偏差S0C1C215.150.82圆整后取复验S06%186%1.08mm0.8mm故最后取C1=0.8mm则反应器可以18mmQ345R低合金钢制作。D02800182压力试验及其强度校25℃，则反应器的试验压力为：p1.1p[]1.11.98185

压力试验的校

T

pT(De)e有效壁厚eS0-C1-C218-0.8-2mm将数据带入校 得试验条件下的计算压力为2.18(280015.2) 查资料得s则0.9s0.91325MPa可见σT<0.9φσs反应器接管设S14760.77 36004d14因此选择5309mm的。此时其管内的线速度为v1

36000.5124

19.92m/反应器封头设K＝1，壁厚为反应器壁厚，材料为Q345R。最终确定椭圆形封头公称直径4800mm32mm1200mm40mm。反应器支座设400mm的短节。选用圆筒形裙式支座，材质为Q235-B(正火)，裙座与塔体的连接采用对接2800mm地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构型式，螺栓规格为M36，螺栓材料为4问题，在裙座的内外侧均敷设防火层，防火层材料为石棉水泥层密度约为1900kg/m350mm)。反应器高H112400mmH23000mmmH31440mH反应器拉杆设由于反应器选择的是302.5mm查表确定拉杆的直径为12mm拉杆螺纹12mm2×45°18根。反应器接管法兰设面和榫槽面5种形式。法兰的结构形式和密封面形式可根据使用介质，设计压力，设计温度和公称直径等因素来确定。根据HG 示，根据管径和GB/T9116.12000选用其中的合理的法兰尺寸(mm)。 凹凸面带颈平焊反应器管板、管箱、反应列管的连接结构设壳体与管板的连接结管箱与管板的连接结反应管与管板的连接管板法兰与管板的结构设32个。反应器机械校采用SW6-2011软件进行筒体的机械强度强度计算，校核结果见源文件中羰化反应器R-101设计。反应器选型一尺寸壁厚12800*1900 封1固定床反应3200*2000标准椭圆形 第三章设计规《化工设备设计基础规定 HG/T《钢制化工容器强度计算规定 1998《钢制化工容器结构设计规定 1998《石油化工塔型设备设计规范 SH3030-塔设备设计目塔设备选型基本原塔类型的选3-1题800mm1.5m以较800mm800mm800mm时，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。3-2塔各项参数的具体计物（一）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率和平均摩尔质 甲醇的质量流量13527.06kg/hXD

MD

D13527.06/31.86422摩尔分率XF51.11532MF03702393摩尔分率XW10.30936MF00607025（二）全塔物FD X X 解得F=1140.247kmol/h整理计算结果如下：F=1140.247kmol/h， xF0.3702393，xD

，与aspenpuls塔板数的已知，t—温度，℃；由兰氏化学手册（第十三版中文版第十章）查得甲醇 方程为lgp7.918371616.76/(t

由兰氏化学手册（第十三版中文版第十章）查得水 方程为lgp7.973281515.14t232.85) p pxA B,yAA B(pp p 计算出甲醇和水的xy 甲醇-水饱和蒸汽压数温度xy（二）t-x-y相图和x-y相

0.0图3- t-x-y

yy

0.0x x-y3-3q=1(qxF的竖直线），xy则可 0.45456得 Rmin

1.44R

塔的气液相负455.30（kmol794.116（kmolL'LF455.3001140.2471252.304(kmol/操作线方11yn1

R1xnR ym1L'WxmL' m1.9064x'mNT7（不包括再沸器）进料板位置NF=4（三）实际塔板TET

m

)0m—L—塔顶、进料和塔底的平均液相黏度，mPa﹒s全塔平均相对挥发度

3D3DFD—F——D PSA99.7535D

FPSA2775.2678F

PSA263.0475wm

3334.4884塔顶温度tD、进料板温度tF、塔底温度tW及全塔平均温度t-x-yttDtWtF

.0607025，tWmixAimALxBimDmFmW 式中mi—x—x—mAL—mBL— — — —

甲醇的黏度mAL为 ，水的黏度mBL为0.2546mPa﹒smDxADmALxAFmALxAWmAL将以上计算结果代入相 可mDmFmW

N精N提

34

全塔实际板数

精馏段的工艺条件及相关物性数（一）精馏段和提馏段各自平均压塔顶顶的操作压力每层塔板压降p进料板压力pF进料板力力pF每层塔板压降p塔底操作压力pW（二）精馏段和提馏段各自平均摩尔质xD0.874661，所MVDmy1MAMLDmx1MA

y1

MVFmyFMAMLFmxFMA

yF

FMVm(MVDmMVFm)MLm(MLDmMLFmMVFmyFMAMLFmxFMAxW

M'MWM'LWmW

yWMAMAMM

M'Lm(M'LWm（三）精馏段和提馏段各自平均温根据塔顶、进料板的组成，再通过查t-x-y

tD2

.9874661，tD.3702393，tF

.0607025，tW.3702393，tF

tW2

（四）精馏段和提馏段各自平均密Vm精馏段

pmMVm 精馏段液相平均密度，计 如下Lm

LDm精馏段LFm2精馏段塔顶液相平均密度的计 为1 i—ii—ikgm3。可得， 756.04kg/LFm的计算，由进料板温度tF181.7028℃，由此数据可直接查«化学化工物性»567页醇类密度表可得， 579.458kg/Lm精馏

LDm精馏段LFm进料2

756.04579.458667.749kg/2Vm提馏段

pm

10408.314(273.15

7.428(kg/m3提馏段液相平均密度，计 如下Lm

LDm提馏段LFm2提馏段塔底液相平均密度的计算为1 i—ii—ikgm3LFm精馏段的计算，由进料板温度tF181.7028℃，由此数据可直接查«化学化工物性»567页醇类密度表可得， 579.458kg/LWm提馏段的计算。由塔底温度tW91.02596℃，由此数据可直接查«化学化工物性»567页醇类密度表可得， 723.398kg LWm提馏段 Lmxi式中，Lm—物料表面张力，dyn/cm或xi—ii—iia由«兰氏化学手册»（第十三版中文版）1010-35，可查得甲醇a=24.00,b=0.0773由tD xD0.9874661，可D,Aabt24.00由«兰氏化学手册»（第十三版中文版）1010-33D,B66.34(mN/LDmxii19.624(mN/由tF ℃,xF0.3702393，可得F,Aabt24.00由«化学化工物性»无机卷24页表1.4.1可查得水F,B41.82(mN/LFm

mN

LDmLFm2由tF ℃,xF0.3702393，可得F,Aabt24.00由«化学化工物性»无机卷24页表1.4.1可查得水F,B41.82(mN/LFm

mN由tW91.02596xW0.0607025W,Aabt24由«兰氏化学手册»（第十三版中文版）1010-33D,B62.388(mN/LWmxii

LWmLFm2（六）精馏段和提馏段各自平均黏Andrade方程lgATT—液体温度，K查«化工工艺设计手册»2-75421-55有机化合物液体黏度，

0.848mPa0.569mPas

Andradelg2.138T查«化工工艺设计手册»2-71521-6饱和水的物性参数，可

Andrade

lg3.270T由塔顶温度tD64.28xD，AA,D0.3427(mPas),B,DlgLmDA,DxD,A0.3432(mPa由进料温度tF181.7028xFA

0.1268

A,FxF,A0.0910(mPa

LmD2

由进料温度tF181.7028xFAA,F0.1268(mPas),B,F

A,FxF,A0.0910(mPa由塔底温度tW91.02596xA,WA,W0.2582(mPas),B,W

A,WxA,W

LmW2

精馏段的塔体工艺尺寸计（一）精馏塔的气液负Vs794.1165(kmol/h)

3600

m3/s794.116529.8970.6985m3/3600Ls5

kmol/h)

LM3600

m3/s455.30027.8600.00528m3/3600V's837.8538(kmol/h)

VV3600

m3/s

0.7619m3/L's2

kmol/h)

L'M3600

m3/s

0.0112m3/（二）塔径的计精馏的确

3-4塔板间距HT初取板间距HT0.36m，板上液层高度HL0.06m，则液滴沉降高度为HTHL

1/

hL

V

9.441通过以上数据，查关联图C200 24.8230CC20m20

umax

LL

0.5227(m/取u0.7umax0.70.53360.3659(m

精馏段

44H'T0.36md0.06mH'Td

'1/

L LV

V

C200 CC20m

LL

0.6080(m/取u'0.7u'max0.70.60800.4256(m44

塔径的圆

D22.011(m2)

u

0.69850.3474(m/s)（三）精馏塔的有效高精馏段的有效高Z（N-1）HT110.366提馏段的有效高Z提(N-1）HT170.3620.8m，故精馏塔总的有效高度ZZ精0.8Z提3.960.86.1210.88(m)溢流装置工艺尺（一）精馏段溢流装置计堰长lW0.7D0.71.6堰流高度

hWhL

2Lh可近取E=1

hOW1000E

w3h)/(008.

Lh

2whOW1000Elw

1.12 取板上清液层高度hLhWhL

弓形降液管宽度WdA由lWD0.7 0./

D0./,5Af0.09

0.181(m2Wd0.151.6依 3600Af

36000.1810.3612.34(s)5s降液管底隙高度hO

(取

0.15m/可得

hWhO0.04120.03140.00977（二）提馏段溢流装置计W堰长lWlW 0.7D0.71.6lWW堰流高度WW h'LW2 L'h3hOW

l'w 可近取E=1L'h0.0112360040.32(m3

L'h

'hOW ' lw

1.12

取板上清液层高度h'LW h'LW

弓形降液管宽度WdAW由l'/D0.7WTA'f/T

/DA'

0.09

0.181(m2Wd0.151.63600A'f 3600依据 T 降液管底隙高度h'O

W3600lW

(取u'O'0.5m可得h'O

Wh'h'O0.02900.020W塔板布（一）塔板分D≥800mm3（二）边缘区域宽度确根据经验，取

W's

ccrr2

r xAaxD

180arcsinrW)1.6 rDW1.60.035 r2r2 1.4011(m2（三）筛板计算及其排本设计物系无腐蚀性体系，可选用3mmd05mm。筛板按照正三角形排列，取孔中心距t为：t3d035

取筛板数目nn1.155t

1.1551.40117193(个）d 0.90700.907 t

ouVso

4.936(m/u'o

V

5.384(m/筛板的流体力学验精馏塔塔板压降pphpLhp—精馏段塔板总阻力，计算如下hphchl干板阻力

u2 A2hc0.051oL1ocoV Aad 由于0.90700.907 10.1%15%，可简化得t

u2hc0.051oco

LV由于do10mm所以codo1.67c00.775

可以通过干筛板的流量系数图查得，u2hc0.051oco

VL气体通过板上液层的阻力hlhL(hW—气相动能因子Foua

AT

由Fo=1.1728m/s,hl0.630.36液体表面张力造成的阻力h4

L 气体通过精馏塔每层塔板的总阻力为hphchl

pphpLg0.0694提馏段塔板压降p'p'ph'p'Lhp—精馏段塔板总阻力，计算如下h'ph'ch'l干板阻力

2'

2h'c o V1

oc'o'L

A'a

d 由于0.90700.907 10.1%15%，可简化得t

2'h'c o Vc'o'L o由于do10mm所以cod1.67c'00.775o

可以通过干筛板的流量系数图查得， u'2'

h'c

c'o'L

气体通过板上液层的阻力Wh'l'h'L'(h'W'—充气系数气相动能因子Fou'a

VA'TA'

mVF'o mV由Fo=1.1728m/s,Wh'lh'L(h'W液体表面张力造成的阻力h h0'L0

气体通过精馏塔每层塔板的总阻力为h'ph'ch'lh'p'ph'p'Lg精馏塔液沫夹带现象5.7106

3eVL

Hh hf2.5hL2.50.065.7 eVL

HH

[kg(液/kg(气）]<0.1[kg(液）/kg(气即本设计中液沫夹带量eVe'

5.7106

3 L

H

h'fh'f2.5h'L2.50.06 HH

[kg(液）/kg(气）]<0.1[kg(液）/kg(气V即本设计中液沫夹带量e'V精馏塔液泛现象验为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高度HdHdHThW甲醇-水物系具有一定的挥发性能，其安全系数取为0.5，即，HThW0.5（0.360.0412）0.2006(m)HdhphL

20.1530.152HdhphLhd0.06940.060.0034HdHThW为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高度HdWH'dH'Th'WW甲醇-水物系具有一定的挥发性能，其安全系数取为0.5，即，H'Th'0.5（0.360.0290）0.1945(m)WH'dh'ph'Lh'd0.153u'O'20.1530.332H'dhph'Lh'd0.07160.060.0167WH'dH'Th'W精馏段和提馏段漏液现象验0.00560.00560.13hhL V

0.00560.130.060.00560.130.06-0.0024实际孔速u04.936(msu0,min,K

4.9361.6410.13h h V

0.00560.130.060.00560.130.060.0048实际孔速u'05.384(m/su'0,min,稳定系数为：精馏塔塔板负荷性能精馏段负荷性能

0.00560.00560.13hhL VhWhL

2LhwhOW1000Elw Vs

0,min

0.00560.13hhL 0.00560.13hhL V1 s3600L2/31.12s在操作范围内，任意取几个Ls值，得Vs以eV0.1kg(液kg(气）为限，求VsLs关系如5.7106

3eVL

Hh au asAT hf2.5hL2.5(hWh0whW

L

3600

2/ Eh

1 s

0.619L2/3

lw

1.12 h2.5h2.5(0.04120.619L2/3）0.103 5.7106

5.7

eV

Hh 19 0.36 /3 f s整理得V2.921 2对直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为液相负荷下限条件。利用

L

2/hOW

Eh

1 s

lw

1.1200610003/ Ls,min

在操作范围内，由以上即可作出液相负荷下限线3液体在降液管中停留时间如下AfAfHT

Af5

0.1810.365在操作范围内，由以上即可作出液相负荷上限线液泛线的确定可根据HdHThWHdhphLhlhL(hW联立得HT1)hW忽略h,VsLsaV2bcL2 0.051Va(AC)2o Lb0.50.36(0.50.631)c0.153

0wlh0w

)2d2.841031(10.63) 故0.060V20.1334123.7075L2 在操作范围内，由以上即可作出液泛线5液沫液沫夹液相负荷下限液相负荷上限液泛线气相负荷下限P(工作点

3-4任务规定的气、液负荷下的操作点P（工作点），处于适宜操作区，不需按照规定的气液比，由图可查出，气相负荷上限 1.235m3/s，气负荷下限

0.617m3s操作弹性为

1.235提馏段负荷性能

4.4C

V0.00560.0056 h V0hW h'LhW2 L'hhOW

l'w0 0 h h VV u0,minA 4.4C A1 s3600L2/31.12'2/在操作范围内，任意取几个Ls值，得VsV以e'0.1kg(液kg(气）为限，求V'sL's关系如Ve'

5.7106

3 L

H

h'fu'a

VA'TA'

V

h'h'hW

2.5h'L2.5(h'h'0wWW

L'h

2/

'2/hOW

l'w

h'2.5h'2.5(0.02900.619L'2/3）0.0725 e'

5.7106

5.7

'

H

h'

38

/3 f s整理得V

s2s对直堰取堰上液层高度h'OW0.006m作为液相负荷下限条件利用

L'h

hOW

l'w

00610003/L's,min

在操作范围内，由以上即可作出液相负荷下限线3液体在降液管中停留时间如下'A'fH3～5s5'A'fH'T5'

A'fH

0.1810.365在操作范围内，由以上即可作出液相负荷上限线液泛线的确定可根据WH'd'H'Th'WH'dh'ph'LWh'l'h'L' WW联立得'H'T('' W忽略h',V'sL'sa'V'2b'c'L'2d'L'2 V 0.051'Va (A'C')2'L b'0.50.36(0.50.645c'

(l'wh'0

d'2.841031(10.645) 1.12sss故0.048V'20.147304.93L'21.018L'2sss在操作范围内，由以上即可作出液泛线5液沫液沫夹带液相负荷下限液相负荷上限液泛线p(工作点气相负荷下限

任务规定的气、液负荷下的操作点P（工作点），处于适宜操作区，不需按照规定的气液比，由图可查出，气相负荷上限V's,max0.881m3s负荷下限V

s

VV

0.881塔的机械工程设AspenplusDrickaner-Bradford方E由AspenPlus模拟出的物性数据可得， 塔顶空间高度HD降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.0~1.5mHD塔板间距HTHTH开设人孔的板间距T600mmH`800mmT304个人孔（包括塔顶和塔底人孔数）。进料段空间高度HFHFHT大，取H=800mm塔底空间高度塔底空间高度具有槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有10~15min的储括一个人孔，取2~5min的储量。提取Aspen数据塔底料液出口体积流量 m3/sHB

0.800塔筒体高H筒体ZZ提HF10.881.4250.8裙座高度H10m1.6m>1mH'21.5D3.2m封头高封头选取标准椭圆形封头，根据GB/T25198-2010，知h=25mm，总深度塔的总高 H'14.03.2 接管的计初取塔顶蒸汽流速uv12msAspen数据Vs=0.6985m³/s圆整后，查GB8163-87选取管子规格为Φ299x10mm的热轧无缝，

uv

i0.785Di

取进料管液体流速为uv1.2mssFFMs3600

360044圆整后管径实际流速由于靠重力回流，取回流液体流速uv0.5ms,液相体积流量m3suvuv

圆整后取管子规格为Φ127x4.5mm

u取进料液体流速uV1mssWWs3600

12.4918.867

9.04710-5(m3/s)49.04749.04710-

GB8163-87管子规格

u再沸器管取进料液体流速uv10msL0.0112m ss

dW,L

u3.塔体和封头选0.1MPa181.7028℃，从耐低温性选Q345做为塔体和封头的材料。这里采用SW6-2011Cup-tower3.6塔设备一览设备质量112MN13DMC1415DMO16EG1718MN191设计依《工艺系统工程设计技术规定气-液分离器设计》HG/T20570.8-气液分离器类200μm6-9min，应采用卧100mm来加以限制的，应采用立式重力分离器。F-101设计过 TotalFlowkmol/hr TotalFlow

2

TotalFlow 4

TemperaturePressureVapor01Liquid10Density（1）D(2.12VLt1/3(2.1274.460.11/31.99mT2m

CA

2.5 C

2.5

CLTDT2～4（t—— Ab——液位最低时液体占的横截面积，%图4- 卧式重力分离A=80%Aa14%6%选择C值时，须考虑容器的可焊性（壁厚）和可性（直径、长度）。由DT和Aa=14%，查图可得气体空间高度（a），a300mm果a<300mmA<80%实际由DT=3m和Aa=14%a=600mm>300mm（2）接G两相接管的直径应符合u2Gup=2000G=200019.94=10.01m/4360043600因此,

综上所述，接管内径定为610mm43600

因此,

1806mm综上所述，接管内径定为168mmup43600

因此,

44.52mm综上所述，接管内径定为41.5mm气液分离器筒体壁厚设由于气液分离器为内压容器，其厚壁的计 为S0

2[]t

式中，S0—壳体厚度P—操作时可能的最大压力，内压容器取P=1.1PW，MPa；C2—18mmD—为壳体内径，mm由于该反应操作在温度为75℃，压强在1.8MPa下进行操作，选用材料为71焊接方式选用双面焊接，100%无损探伤，所以焊接系数1。最大操作温度取Q345R的许用压力[σ]t pc2

1.982189

根据δ=10.53mm，查表得负偏差S0C1C210.530.82圆整后取复验S06%146%0.84mm0.8mm，故最后取C1=0.8mm则反应器可14mmQ345R低合金钢制作。D020001422028mm。D=2100mm。气液分离器壁厚设Q345R(GB713)40℃下许用压力[σ]t=189MPa，设试100℃，则反应器的试验压力为：p1.1p[]1.11.98189T压力试验的校

T

pT(De)

(7-e将数据带入校 得试验条件下的计算压力为2.18(200011.2) 查资料得s则0.9

0.91345MPa可见σT<0.9φσs气液分离器封头设本工段工艺采用卧式重力分离器，选择标准椭圆形封头，形状系数K＝1，Q345R2000mm，14mm1000mm25mm。气液分离器机械校采用SW6-2011软件进行气液分离器的机械强度强度计算，校核结果见源文件中气液分离器F-101设计。气液分离器一名 类 设计温

壁厚 封头类型进口管直径液体出口直径选型依《石油化工设备设计选用手册--换热器》2009-《压力容器安全技术监察规程 1990-5-《钢制压力容器 《管壳式换热器 换热器的分5-1 换热器的分U换热器的类型及应5-2 换热器的类型及应Featuresand-(-rod-的传热推动力,当换热面积相-在高温的气~气换热时，可采coiled-double-温Featuresand-钛~液等-(air-铝对高温体系中的气~气换te铜<-heat铜Featuresand7烯59//////低、温差小(10°C的蒸发器10~20金///2~5铜选型原换热器概换热器选5-360℃1U洗17050~700.6MPa换热管规格选Ф19mm低。所以，在管程结垢不是很严重，又允许压力降较高的情况下，采用Φ19mm×2mm的管子是合理的。1.25~1.5倍。壳程数和换热器的壳径越大，传热面积也越大，单位传热面积的金属耗量力降比单壳增加越低。采用一台较大的换热器比采用多台小换热器更经济，阻力也都较，若把两个换热器的壳程串联起来使用，就相当于双壳程了，但壳力降比单壳增加6~8倍只有壳程流量很小采用最小板间距壳程流速仍很工艺条件1602205℃。当在两工艺20℃。3、在冷却或者冷凝工艺物流时，冷却剂的温度应高于工艺物流中易结5℃。4的，一般低5℃。5-4 --物流的安 较脏和易结垢的物流应走管程，以便和控制结垢。若必须走壳程，(U形管式)换热器。 换热管的选①换热管内径为了使传热效果好些，通常选用φ19mm的管子；对于易结垢的物料(如立式热虹吸式再沸器)，为方便，采用外径φ25mm或φ38mm②1.25～1.5 1～6。 热系数增加但流动阻力相对较大正方形排布排布的管数较少但方便45换热面裕20～35%的裕量。密封条 折流板间距常用数

折流板间距 //////////12 折流板间—4500~—600~1500~—900~<— 7500，1400~——7500，—17007500，———换热器命名方AES3.562.56202I表示管束为I换热器机械设工艺计Aspenplus5-8质量流量进口温度出口温度进口压力2出口压力Aspen进行模拟计算，模拟5-1所示。HeatExchangerSpecification123456/Connected1171Surf/s89STubeFluidty,Vapor000000CDew/BubbleCDensity(Vap////811/////Molecularwt,Molecularwt,Specific////////LatentPressure23Pressuredrop,allowFouling000AoCTransferrate,2771STubeDesign/vac/test////DesignCNumberpassesper181/-1/-1/-1/-/-/-Tube23TubeCarbonTubeSCarbon558S-ChannelorCarbon-Tubesheet-CarbonTubesheet--Floainghead-Baffle-CarbonHSpacing:Baffle--SealSupports-BypassTube-tubesheetExp.2Expansion-Gaskets-S-Tube-R-refinery11865-15-2AspenS&TubeSettingnBEM533-1219ViewsonarrowViewsonarrowA 2178Puling10227。换热器的机械设计及到管力较大，管子选用20。AspenS&TubeJB/T4715-1992《固定管板式换热器型式与基本参数》圆整后：管束为13.11.3m5-4换热器校利用sw6-985-9设计计算条 设计压力32设计温度管箱圆筒内简图计5-10GB150.3-计算压力设计温度℃内径 (板材试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差腐蚀裕量 =2[]t =e=n-C1-C2=n PT=1.25P[] T0.90s T=pT.(Die)=T2e[]t (Die)=t =et5-11GB150.3-计算压力设计温度℃内径曲面深度 钢板负偏差腐蚀裕量PT=1.25Pc[]=力T0.90s T=pT.(KDi0.5e)=TK=1 D2=2i6 2h i h=2[]t0.5 =eh=nh-C1-C2=min=nh=压力计2[]t[Pw]=KDi0.5e=5-12计算GB150.3-计算压力设计温度℃内径 (板材试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差腐蚀裕量 =2[]t =e=n-C1-C2=n PT=1.25P[]= T0.90s T=pT.(Die)=T2e[]t (Die)=t =et5-13GB150.3-计算压力设计温度℃内径曲面深度 钢板负偏差腐蚀裕量PT=1.25Pc[]=力T0.90s T=pT.(KDi0.5e)=TK=1 D2=2i6 2h i h=2[]t0.5 =eh=nh-C1-C2=min=nh=压力计2[]t[Pw]=KDi0.5e=5-14计算GB150.3-计算压力设计温度内径 (板材试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点钢板负偏差腐蚀裕量 =2[]t =e=n-C1-C2=n PT=1.10P[] T0.80s T=pT.(Die)=T2e[]t (Die)=t =et换热器选型一E-BEM1270-1E-BEM889-1E-BEM889-1E-1E-1E-MN1E-MN1E-DMC1E-DMC1E-BEM1829-1E-BEM762-1E-BEM914-1E-BEM540-1E-1E-1E-1E-1E-DMO1E-DMO1E-1E-1E-BEM635-1E-BEM635-1E-1E-1E-1E-BEN438-1第六章泵的选型概选型原物料参数针对待输送的流体的理化性质而选择合适的泵，其中尤其考流量Q流量是指工艺装置生产中，要求泵输送的介质的量，一般应给1.1～1.15倍。扬程H指工艺装置所需的扬程值，也称计算扬程。一般要求泵的额定扬程为装置所需扬程的1.05～1.1倍。进口压力Ps和出口压力Pd温度T 操作状态操作分连续操作和间歇操作两种。本工艺中大部分泵处于连选型结2252

6-1水泵运 选型参（1）P-P-201物料参数如下TotalFlowTotalFlow

3TotalFlowTemperaturePressureVapor00Liquid11Solid00TotalFlowhead P-201基本信 P-201安装尺寸（2）P-P-202物料参数如下 TotalFlowTotalFlow0TotalFlowTemperaturePressureVapor00Liquid11Solid00TotalFlowhead P-202基本信 P-202安装尺寸（3）P-P-301物料参数如下 TotalFlowTotalFlowTotalFlowTemperaturePressureVapor00Liquid11Solid00TotalFlowhead P-301基本信

P-301安装尺寸P302物料参数如下 P-302物料参TotalFlowTotalFlowTotalFlowTemperaturePressure1Vapor00Liquid11Solid00TotalFlowhead6-7P-302 安装尺寸第七章压缩机概泵”，一般提升压力小于