【《甲基叔丁基醚（MTBE）生产的主要设备选择说明及计算分析案例》4900字】

本设计一共使用了两个固定床反应器，主反应器可采用热管式反应器。甲基叔丁基醚(MTBE)是一种重要的化工原料和汽油添加剂,常混合碳四和甲醇在催化剂的催化作用下进行生成。合成MTBE的催化剂有硫酸、离子交换树脂、杂多酸、分子筛等。据不完全统计,国内的MTBE设备数量大概在34套左右，主要的生产设备是外循环热反应器，主要环节为离子交换树脂进行催化，但是此类设备具有很多缺点，第一是因为反应物反应后还会返回混入反应堆，因此会导致后期反应速度变慢，第二是因为反应物的外循环量大，因此消耗也高，导致容易压力增加，容易出现事故，不利于提高可逆放热反应转化率。为了克服这些缺点,将“热管技术”与反应器结合,研制了合成MTBE的热管反应器该反应器能将热点温度较好的控制在60～65℃范围之内。图6-1固定床反应器热管反应器结构示意图见图6-2,图6-3为热管反应器的横截面，图6-3为一根热管。热管组件埋在树脂催化剂中,热管内充装一定量的低沸点介质,反应器出入口段筒体的自由空间内填充惰性瓷球[15]。图6-2热管反应器示意图图6-3热管反应器的横截面图6-4热管反应器的单元结构反应物最初由进料口填入到反应器中，从上而下通过多层环节进入到催化剂的环境，因为该反应会产生出大量的热量这些热量会通过导热管传递到散热组织。因此在压力较低的情况下由于反应物的沸点降低，会导致介质吸热变成气态，这些导热戒指通过冷却器进行冷凝，液体附着在导热管上，最终沿着管壁再次流回散热器，反复这个过程，就可以带走大量的反应热，因此可以通过改变参与冷却环节的冷却水的数量来调整反应器的温度。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一，可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解析和萃取等。塔的温度能够得到及时有效的监控，通过再沸器对数据展开一定的分析，并且能够感受到它的稳定性，对检测版的温度更加敏感，同时对于信号我们能够得到及时的接收控制，通过闭环控制生产产品。塔的液位的控制室通过塔内测量装置进行信号监测，通过监测液位的变化来调节阀门的开度。（1）生产流程简介原料从Aspen模拟得到的共沸精馏塔的最优进料位置加入，在塔的上端和尽量的入口处二者相碰撞后共同流入塔的底端，最后最后在塔底再次进行沸腾环节，这样就实现了热量的传递环节，操作连续从塔底蒸腾出气体蒸汽，蒸汽上升到上部空间遇到冷凝器再次凝结成液态，这样的循环下来，就可以实现连续出产产品，不断的液体和气体的循环，也可以帮助泡点回流，其余流入萃取塔进行萃取。（2）精馏意义精馏塔对产品质量起到关键性作用，在整个生产流程中处于重中之重的位置，本设计的产品目标是MTBE，通过精馏塔可在得到产品的同时分离吸收液。（3）塔型选择与依据塔形的选择主要影响气液两部分的接触效率，进而影响传动效率，为了提高工业生产的效率，塔设备必须满足下述要求：弹性空间大、生产难度低、生产效率高、维修简单价格低、流体阻力小、安装简单，具有一定的耐腐蚀性。本设计主要在板式塔和填料塔中进行选择。表6-2板式塔与填料塔比较项目压力降空塔气速生产能力塔效率液气比持液量材质要求安装维修造价重量塔型板式塔压力降一般比填料塔大空塔气速小效率稳定，大塔效率比小塔有所提高适应范围较大较大一般用金属材料制作较容易直径大时一般比填料塔造价低较轻填料塔压力降小，较适于要求压力降小的场合空塔气速大塔径在Φ1400mm以下效率较高，塔径增大，效率常下降对液体喷林量有一定要求较小可用非金属耐腐蚀材料较困难直径小Φ800mm，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加重考虑到板式塔便于清洗，处理效率高的特点，因此本次设计中选择板式塔进行设计。工业上常常使用的板式塔有两类，一类包含降液管、一类不包含降液管，在过程中常常使用带有降液管的板式塔。1、浮阀塔浮阀塔常常被用在精馏的环节，其结构特点为具有可以浮动的浮阀，可以随着气体流量的大小而自动调整位置，但需要注意的是浮阀塔的结构需要十分精密，否则会出现漏液的现象，但是因为浮阀塔的结构简单，造价低廉，且便于安装，因此使用也较为广泛。2、筛孔塔筛孔塔的主要优势就是结构相对简单，因此出现故障后容易维修，维修成本也不高，比前述类型更具有经济优势，但是相对来说缺点也比较明显，主要问题在于操作空间比较小，且因为筛孔的直径问题，因此筛孔十分容易被堵塞，因此对于粘性大的或者颗粒状液体不适用，但是品类好的筛板塔的操作性很好，如果直径小的孔容易堵塞，可以适当选择大一点的孔径，因此筛孔塔的使用在我国也十分广泛。3、泡罩塔泡罩塔是板式塔的最早期形式，主要的部件就是升气管、泡罩和降液管，市场上流通的种类有很多，但目前国内使用最多的是圆形泡罩。这一形状的优点就是具有很大的弹性操作空间，对于介质种类的要求也不是特别严格，且稳定性较高，因此受到大部分企业得青睐，但缺点是结构设计复杂，价格高，出现故障后维修困难，因此也逐渐被新产品所替代，但是因为其便捷性的特点，因此仍然得到很多使用。经过比较及结合本设计要求，选择筛板塔。由ASPEN模拟得到精馏段：提馏段：由ASPEN模拟得到：精馏段:提馏段:精馏段:提馏段：精馏段：提馏段：精馏段：提馏段：精馏段：提馏段：塔径的计算和选择由ASPEN进行模拟可得塔径D=1419mm，圆整到1600mm；塔板间距为0.6096m，总理论板数是45块。精馏塔效率65%，实际板数总塔板高为由软件计算精馏塔报告中得到相关数据：表6-3各塔板有关数据塔板数气体体积流量/s液体体积流量/s液相密度kg/气相密度kg/气体质量流量t/h液相质量流量t/h10.8813030.021712557014.04343.850443.850420.9129030.0140722559.95214.054345.459327.919230.9045160.0137599565.00414.068245.086127.545940.8843190.0130604577.41514.125844.2621.719850.822670.0111232595.55714.0741.011823.471660.7961290.0101652610.03314.007339.511721.971570.7865290.00988882618.21813.991638.991621.660880.7825070.00972337621.40713.972438.73921.408390.7800660.00961858623.35813.956738.574821.244100.7780690.0095375624.7413.944538.442421.1117110.7761690.00946452625.8613.933638.318520.9877120.7742360.00939036621.88913.920938.188220.8575130.7721940.00930709627.95213.902938.038320.7076140.7699710.00920554629.17813.874937.852420.5216150.7674610.00907257630.73113.829637.605920.2751160.7644880.00888625632.87813.754637.257119.9263170.7607010.0086041631.12213.625131.723319.3925180.8016970.0098258641.60913.96539.66822.3373190.8163530.0110584632.4814.559442.112324.7816200.5836120.0174063625.66715.090931.205338.5869210.6100630.0186764620.18915.571533.658541.04220.6245850.0195015615.58215.884835.15342.5346230.6314360.0199857612.70611.093531.005443.387240.634880.0202963610.9211.248831.551343.9328250.6369050.0205297609.70611.38231.968444.3499260.6384010.0207367608.75711.510437.345744.7272270.6398010.0209439607.90111.643437.72945.1106280.6413210.0211654607.0511.785938.142445.524290.6430750.021409601.15711.940338.598645.9801300.6451190.0216783605.20317.107639.103741.4853310.6474810.0219751604.17717.287839.660347.0419320.6501670.0222994603.0817.480240.267947.6494330.6531720.0226503601.91517.683240.92448.3056340.6564770.0230254600.68917.895241.624149.0056350.660050.0234216599.41418.113642.361449.7429360.6638440.0238344598.10118.335743.127250.5088370.6677980.0242581591.76718.558143.910551.292380.6718320.0246857595.43118.777544.697952.0794390.6758520.0251092594.11518.9945.474352.8558400.6797530.0255199592.84319.192241.223853.6053410.6834280.0259093591.63719.381141.930954.3125420.6867810.0262698590.51719.554247.582554.9641430.6897340.0265959589.49919.710448.168855.5503440.693890.0268969588.59219.812948.711151.0926计算:（1）精馏段利用μ=（安全系数）μmax；安全系数=0.6~0.8；μmax=（式中C可由史密斯关联图查出）图6-5史密斯关联图提馏段1.堰长及出口堰高出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度按下式计算：精馏段：图6-6液流收缩系数图提馏段2.弓形降液管的宽度和截面积降液管的形式：因塔径和流体量适中，故选取弓形降液管。图6-7弓形降液管的宽度和横截面精馏段提馏段3.降液管底隙高度取降液管底隙的流速精馏段提馏段则每层塔板上的开孔面积（1）精馏段气体通过筛孔的气速（2）提馏段气体通过筛孔的气速(1)精馏段①干板压降相当的液柱高度②气流穿过板上液层压降相当的液柱高度图6-8充气系数β和动能因子Fa间的关系③克服液体表面张力压降相当的液柱高度则可通过求得气体通过每层塔板的压降为：提馏段①干板压降相当的液柱高度②气流穿过板上液层压降相当的液柱高度③克服液体表面张力压降相当的液柱高度则可通过求得气体通过每层塔板的压降为：液沫夹带量计算公式：精馏段即：本设计液沫夹带量在允许范围内提馏段即：本设计液沫夹带量在允许范围内精馏段对筛板塔，漏液点气速有：稳定系数K为：即：本设计中无明显漏液。提馏段对筛板塔，漏液点气速有：稳定系数K为：即：本设计中无明显漏液。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足：精馏段取易起泡物系，得：故在本设计中不会发生液泛现象。提馏段取易起泡物系，得：故在本设计中不会发生液泛现象。精馏段其中：提馏段：其中：以为限，求Vs-Ls关系如下：由其中：故代入整理得精馏段将上式联立并解得：提馏段将上式联立并解得：精馏段联立上式并带入数值解得：提馏段同理：联立上式并带入数值解得：整理得:精馏段：提馏段取平堰、堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，。依式：即：图3精馏段负荷性能图图4提馏段负荷性能图由图知操作点落在合理区内，符合要求。精馏段提馏段塔高的计算封头的选取：本设计选取椭圆形封头，查«化工设备设计基础»附录8可得：所选取的椭圆封头的参数为：裙座的选取：裙座直径大于800mm时一般需要设置人孔，本设计精馏塔共70块板，故设置7个人孔塔体高度的计算1.换热器的介绍与论述部分换热器是石油化工、能源动力方面必须涉及到的通用设备，在生产建设中起着十分重要的作用。在化工生产中，换热器可以起到冷却、冷凝、蒸发、再沸腾的作用，因此使用范围很广。换热器的结构分类：换热器具有很多不同的类型，按照原理和方式的不同可分为间壁式、蓄热式、混合式，本设计中全选用间壁式换热器。而间壁式换热器又包括夹套式，管式和板式换热器，我们主要选用了列管式换热器。列管式换热器是换热器中最为常见的一个品类，其特点就是可靠性强、适应性高，同时因为我国对该种换热器的使用较多，因此具有很丰富的经验和资料，而且国家近年来还对其进行了行业标准化。尽管近些年来，随着新型换热器的不断出现与更新，作为老牌代表的列管式换热器受到了极大的挑战，但是机遇与挑战并存，竞争的加剧也促进了列管式换热器的进一步更新，催生出了列管式换热器独具的优势，例如在管内压强较高时或流体流速较大时，列管式换热器就比其他种类换热器更具优势。由于这一优点，目前的石油化工产业中仍然主要选用列管式换热器，这类换热器在高温环境下的优势十分明显。列管式换热器按其结构形式来分主要有以下四种。固定管板式换热器浮头式换热器填料函换热器U形管换热器设计中大部分选用了列管式固定管板式换热器，其结构如下图所