【《甲基叔丁基醚（MTBE）生产主要设备工艺计算及选型分析案例》9000字】

甲基叔丁基醚（MTBE）生产主要设备工艺计算及选型分析案例目录TOC\o"1-3"\h\u23692甲基叔丁基醚（MTBE）生产主要设备工艺计算及选型分析案例 1165881.1设备工艺设计概述 1164051.2反应器设计 234051.2.1反应器体积设计 258541.2.2反应器的强度设计 2284591.2.3反应器的人孔设计 3279551.2.4反应器支座的设计 3277761.2.5反应器接管的设计 361021.3催化精馏塔设计 466091.3.1塔器物料信息 5186531.3.2塔径的设计 566401.3.3溢流装置的设计计算 9216331.3.4降液管的设计计算 105461.3.5塔板布置设计 11279591.3.5塔板流体力学计算 13277071.3.6负荷性能图 1666131.3.7塔高计算 2137871.3.8塔体接管尺寸计算 22321381.3.9精馏塔的强度设计 23132101.4催化精馏塔设备参数一览表 2422921.5泵的选型 25263601.6储罐设计计算 2893771.6再沸器设计选型 281.1设备工艺设计概述化工设备一般可以分为两类。其中一类通常被称为标准设备。这些是批量、系列化生产设备，可向经销商购买;另一种称为非标准设备。其中许多都是在化学过程中必须经过特殊设计的特殊设备。不仅产量变少，且设计行业也复杂。一般标准设备都会有产品目录或样品手册，以及各种规格和品牌和不同的厂家。所以工艺设计的任务是根据工艺要求，计算并选择某一类型的设备，从而进行订货。非标准设备也是大量的化工生产的设备，它甚至是化工生产的一个特点。非标准设备的工艺设计人员根据工艺条件，通过工艺计算，选出型号、材料、尺寸等要求。然后由化工设备专业人员进行机械设计，然后相关工厂制造。在设计非标设备时，应尽量采用标准化图纸。选型及工艺设计原则如下[14]:(1)合理性设备设计需要合理化、要符合现实需求、需要满足工艺运行条件、能够在使用过程中体现出设备的能力。(2)先进性设备运行顺利、转化率、自动控制水平、生产能力、产量和效率不能为陈旧的技术与设备的水平，尽可能达到先进水平。(3)安全性安全稳定，运行无故障，灵活性好，无隐形问题。对工艺基础、建筑、车间没有严格的要求;工人在操作时，安全轻松，劳动强度小，尽量避免高温、高压作业，尽量不使用有毒、有害设备、配件、附件。(4)经济性易于搬运维修，而且容易满足设备更新，而且制造简单且实用性强，运行成本低；对于引进先进设备，也要反复斟酌价钱，多研究设备的性能，便于在国内消化、更新、改进和利用。(5)系统性化工生产过程是一个完整的系统；在考虑化工设备的设计时，一定要通过各项考察与研究，需要为整个过程系统做一下衡量，不能只注意某些单一的设备，以免个别设备对整个系统的优化产生影响[14]。1.2反应器设计1.2.1反应器体积设计本设计反应器原为混相床反应器，但根据历代设计者的经验，也可选择固定床反应器，其进料情况如表1.1所示：表1.1反应器进料信息原料温度℃压力bar质量流量kg/h摩尔流量kmol/h体积流量m3/hC4和甲醇52835730.857679.33562.543工业上空速取3-15h-1，本次取15。则可求反应器体积为：

V=取固定床反应器长径比为3:1[17]，则：V=πR2×3R1.2.2反应器的强度设计反应器的直径为1.600m，温度52℃，压力0.8Mpa，属于常温（壁温-20℃-200℃）低压（0.1MPa-1.6MPa）容器，可选择屈服极限为Q245-Q345MPa级的钢材，可选择Q245R容器用钢[18]。1.2.2.1筒体壁厚设计δ温度52℃,设计压力pc=1.1×0.8=0.88MPa,Di=1.6m，得σt=147.5Mpa，φ=1（双面对接焊缝），100%探伤[18]δ圆整取8mm.1.2.2.2封头直边高度设计采用椭圆封头

δ圆整取8mm。查得直边高度为25mm[18]。1.2.2.3水压校核σpt=1.25p=1.25×0.88=1.1MPa，δe=δσ水压实验满足要求。1.2.3反应器的人孔设计对反应器进行人孔选择如下：由于反应器的直径为1600mm，故在反应器筒体底部设计人孔，规格可为DN=400mm×300mm。另设两个手孔，规格可为DN=250。1.2.4反应器支座的设计反应器设备为立式容器，且公称直径为1600mm，可采用A型支座号为6的耳座，材料为Q245R，选择型号为：JB/T4712.3-2007,耳式支座A6-Ⅰ[18]。1.2.5反应器接管的设计1.2.4.1进料管进料体积流量V=62.543m3/h=0.017m3/s,设进料速度为v=2m/s，则管径为：

d选择∅114×3mm的中低压无缝钢管[19]。1.2.4.2出料管出料体积流量V=787.743m3/h=0.219m3/s,设进料速度为v=2m/s，则管径为：

d选择∅377×3mm的中低压无缝钢管。1.2.4.2排液管和排气管查标准选择∅57×3mm的中低压无缝钢管。表1.2反应器信息汇总项目规格反应器直径1600mm反应器筒体高度2100mm封头(标准椭圆)Di=1600mm，壁厚δd人孔(筒体底部)DN=400mm×300mm操作温度60℃操作压力8bar设计温度60℃设计压力8.8bar支座Q245R，选择型号：JB/T4712.3-2007,耳式支座A6-I。1.3催化精馏塔设计精馏是分离均相液体混合物的一种方法，是一种应用最为广泛的化工单元操作[22]。其原理是根据液体混合物中各组分之间的相对挥发度的不同将组分进行分离，较易挥发的称为易挥发组分，较难挥发的称为难挥发组分。典型的设备主要包括精馏塔、再沸器，回流罐和冷凝器等。精馏塔里的汽液两相接触进行传质，塔顶的冷凝器使蒸气冷凝，部分冷凝液通过塔顶回流罐返回塔顶，其余馏出液作为塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部，进料中的物流有五种进料方式，分别为过冷液体，过热蒸汽，饱和蒸汽进料，包和液体进料，气液混合进料，常见的是气液混合进料，它和来自上一层塔板的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下一层塔板上来的蒸气一起沿塔上升。进料口以上的塔段，称为精馏段﹔进料口以下的塔段，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品[20]。因为筛板塔塔板结构相比其他的塔器要简单许多，另外我国对于筛板塔技术比较有诸多研究，而且花费也小，这是很经济的，另外筛板塔也容易施工安装，效率也是令人值得满意的，所以本次催化精馏塔采用有降液管的筛板塔。[20]1.3.1塔器物料信息表1.3催化精馏塔模拟数据项目单位01030201MTBE温度℃60.00044.110111.160压力bar6.0001.0001.150质量汽相分率0.2980.0000.000质量液相分率0.7021.0001.000摩尔流量kmol/hr574.377518.01073.060质量流量kg/hr35730.85729297.1236433.734体积流量cum/hr787.74351.45810.274汽相质量密度kg/cum12.0011.74711.916质量流量kg/hr26620.22240652.16843999.063体积流量m/hr2218.3433460.6142764.514液相表面张力mN/m11.76810.8879.188质量密度kg/cum630.198588.666626.342质量流量kg/hr33053.95611351.04550432.791体积流量m/hr52.45019.28980.5161.3.2塔径的设计1.3.1.1精馏段塔径通过AspenplusV11模拟可得催化精馏塔T0201的质量回流比为0.406，塔板数31，进料塔板15，反应段为12-18块板。精馏段平均密度:

ρL1提馏段平均密度:

ρL2精馏段下降液体量：

L精馏段上升汽体量：

V提馏段下降液体量：

L提馏段上升汽体量：

V精馏段体积流量：

LV提馏段体积流量：

LV反应段体积流量：通过AspenplusV11模拟可得催化精馏塔T0201的反应段为12-18块塔板，且由模拟结果可得：表1.4反应段物料参数板12131415161718平均LS317.60117.55717.55552.45052.13556.17863.98939.638VS33372.2253367.4403366.3532218.3432202.4532311.0342491.8992761.392ρL3622.149622.070621.981630.198649.010651.516647.734634.951ρV311.93511.94311.94712.00012.44213.05314.05112.482σ311.51811.51611.51611.76711.96011.53611.05111.552对于精馏段:

D=其中u为空塔气速，单位m/s，u=0.6−0.8×umax。umaxC=C为气体负荷系数，C20为物系表面张力为20mN/m的负荷系数，可由Smith图查得：图1.1Smith关联图（LS1VS1）(ρL1精馏段表面张力为：

σCuu精馏塔精馏段的塔径为：

D圆整取1.6m。1.3.1.2提馏段塔径对于提馏段:

D=（LS2VS2）(ρL2提馏段表面张力为：

σCuu提馏塔精馏段的塔径为：

D圆整取1.6m。1.3.1.3反应段塔径以改性沸石分子筛为催化剂[10]，合成甲基叔丁基醚，使用特殊的装填构型。将催化剂颗粒用布包裹卷成捆状,用折叠的布缝成口袋,然后将口袋缝合,最后用另一层波纹丝网或钢丝网将装有催化剂的袋子卷起来形成圆柱形的捆扎包，相邻两层中捆束成30°角排列,以确保塔中的汽液流体分布均匀[14]。对于反应段：D=（LS3VS3）(ρL3提馏段表面张力为：

σCuu提馏塔精馏段的塔径为：

D圆整取1.6m。综上，塔器截面积：

A空塔气速：

uuu1.3.3溢流装置的设计计算降液管：由于直径1.600m较大，采用弓型降液管，液流形式的确定：由于直径小于2.2m，且由AspenplusV11可得液体体积流量约为19.8m3/h，可选择单溢流[23]。表1.5液流形式表堰长：单溢流

l堰上液层高度hOW：采用平直堰

其中，E为弓形堰的收缩系数，一般取1，Lh为塔内液体体积流量，单位m3/h。精馏段：

h堰高：h提馏段：

h堰高：hhW在0.03-0.05m之内，符合要求。1.3.4降液管的设计计算降液管底隙高度h0：其中，对于直径为1.6m的塔，h0可取20-40mm，且hW-h0=(0.006-0.012)m。精馏段：

h提馏段：

h降液管所占面积Af：由lW/D=0.7图1.2弓形降液管的关联图

A弓形降液管所占面积：

A弓形降液管宽度：W液体在降液管的停留时间：精馏段：

τ提馏段：

τ降液管设计合理。1.3.5塔板布置设计开孔区：单溢流鼓泡面积可按下式计算：Ax=R=安定区：开孔区与溢流区之间的不开孔区域。溢流堰前的安定区宽度Ws=70~100mm进口堰后的安全区宽度Ws'=50~100mm无效区：在靠近塔壁的一圈边缘区域供支持塔板的边梁之用,也称边缘区。其宽度Wc；小塔大致取30~50mm,大塔一般取50~70mm。为防止流体经无效区流过而产生区间短路现象,可以在筛板塔板上的塔器壁面设置一些挡板。[21]图1.3塔板区域分布图本次取：

Wx=R=A=2×[0.480×筛孔数与开孔率孔径d0：一般为3～8mm。筛板厚δ：一般碳钢，3～4mm;不锈钢，2～2.5mm。孔心距t：按正三角形排列，其孔心距t=(2.5~5)d0开孔率（φ），筛孔数（n0）和筛孔气速（u0）：[20]

φ=精馏段：u01u1.3.5塔板流体力学计算1.3.1.1塔压降干板压降hc：

h其中C0为孔流系数，设板厚为4mm，由d0δ=54图1.4干筛孔的孔流系数精馏段：h精馏段：h气体通过泡沫层压力降heh其中β为充气系数，可由图1.5查得图1.5筛板塔充气系数F精馏段：

F查图1.5得β=0.55

提馏段：

F查图1.5得β=0.60h液体得表面张力导致的阻力精馏段：h提馏段：

h由以上数据，可得各段塔板压降如下：精馏段：

h△P提馏段：

h△P满足设计要求1.3.1.2液沫夹带用Hunt关联式进行计算:

eeV：液沫夹带量，kg液体/kg气体，一般小于0.1kg液体/kg气体。hL’:塔板上泡沫层高度，一般为2.5（hw+how），m。uG：液层上部的气体速度，对于单流塔板，uG=VS/(AT-Af)，m/s。精馏段：

e提馏段：

e1.3.1.3液泛通常对降液管液泛进行校核，如果降液管内液体要顺利地流入下层塔板，则必须须要一定的液层高度Hd，以此来克服相邻两层塔板间的塔板压降和板上清液层阻力以及液体流过降液管的阻力。H∆：塔板液面落差，筛板塔可忽略不计。hp：气体通过塔板压降，m液柱。hd：液体通过降液管阻力，m液柱。hhd1：液体流过降液管底隙压力降，m液柱。hd2：液体流经堰口压力降，m液柱。h0：底隙高度，m。A0'：流经堰口最窄面积m2。通常为lw为了防止液泛，降液管内充气液层高度Hd’≤HT+hW，否则会发生液泛。H精馏段：

HH提馏段：

HH1.3.1.4漏液气体流速太小，塔板开孔太多，会出现漏液现象，会使得塔板效率下降。当漏液量为塔板液体流量的0.1时的气速称为漏液点气速uu精馏段：

u实际孔速6.378m/s，稳定系数

K=提馏段：

u实际孔速6.378m/s，稳定系数

K=1.3.6负荷性能图负荷性能图是针对我们现在所需要的工况工况来为塔的适宜操作区域划定边界，负荷性能图以液相负荷和气相负荷为横坐标及纵坐标的函数关系图，来保证其稳定操作，气液相流量的变化范围将受到塔板漏液量，液沫夹带量，降液管液泛等因素的限制，使其塔器能够在正常的范围内运行，以免发生不必要的经济和安全事故[23]。1.3.6.1过量液沫夹带线一般以eV精馏段：

e得：Vs1=4.050−13.300L表1.6函数关系表LS10.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS14.05003.77333.61083.47453.35293.24113.13653.03762.94342.8530提馏段：e得：Vs2=3.930−12.930LS2表1.7函数关系表LS20.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS23.93003.66103.50313.37063.25233.14363.04192.94582.85422.76631.3.6.2液泛线精馏段：HHHHφ得：VS12=10.463−0.052LS表1.8函数关系表LS10.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS13.23473.22823.20913.17713.13183.07262.99872.90902.80192.6753提馏段：HHHHφ得：VS22=10−0.050LS表1.9函数关系表LS20.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS23.16233.14763.10373.02922.92172.77732.59012.34972.03731.61171.3.6.3液相负荷上限线超过此线，就说明会造成气象返混，影响塔板效率。精馏段：

L提馏段：L1.3.6.4液相负荷下限线液相负荷低于此线，塔板上得液流很不均匀，效率降低。以hOW精馏段：h得：LS1=0.00096m提馏段：

h得：LS2=0.00096m1.3.6.5漏液线气相负荷低于此线，将发生严重漏液，气液不能充分接触。精馏段：Vu=4.4×0.8×uV其函数关系表如表1.10所示：表1.10函数关系表LS10.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS10.41820.41830.41840.41850.41850.41860.41860.41870.41870.4188提馏段：u=4.4×0.8×uV其函数关系表如表1.11所示：表1.11函数关系表LS20.00000.00300.00600.00900.01200.01500.01800.02100.02400.0270VS20.34680.34690.34700.34710.34710.34720.34720.34730.34730.3474其负荷性能图如图1.7，1.8所示：图1.7精馏段负荷性能图图1.8提馏段负荷性能图在塔器负荷性能图上做出操作线方程，可得各自的操作线。其操作弹性如下：精馏段：

3提馏段：

1.300其中：

LVs1V1.3.7塔高计算1.3.7.1塔顶空间精馏塔内第一块塔板与塔顶之间的高度，其高度应大于板间距，这样能让塔顶馏出物中所带的少量液体沉积下降，一般为(1.5~2.0)HT1.3.7.2塔底空间精馏塔最下边的一层塔板到塔底高度，其值由如下因素决定[22]:1.塔底储液空间依储存液量停留3到8分钟；2.再沸器种类的选择及安装方式与安装高度；3.塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m的高度[22]。1.3.7.3人孔D=1.600m的板式塔，每隔6~8层塔板设一人孔；人孔直径一般为0.450m~0.600m，其伸出塔体的简体长为0.200~0.250m，人孔中心距操作平台约0.800~1.200m。设人孔处的板间距不小于0.600m。1.3.7.4塔高，封头，裙座。H=H——塔高,m;n——实际塔板数;nF——进料板数;HF——进料板处板间距,m；np——人孔数;HB——塔底空间高度,m;Hp——设人孔处的板间距,m;HD——塔顶空间高度,m;H1——封头高度,m;H2——裙座高度m。进料板处板间距取1-1.2m，塔体开设5个人孔，人孔直径为500mm，人孔处的板间距为700mm。取塔顶空间高度为1.5HT=900mm，取塔底部空间为2000mm，塔体直径1600mm，则封头高度H1=425mm[18]。裙座开2个对开人孔，孔径均为500mm，裙座高度为2000mm。H=1.3.8塔体接管尺寸计算塔顶蒸气出口管：管内蒸气流速一般取10～20m/s。回流液管：重力回流时，管内流速一般取0.2～0.5m/s；动力回流时，管内流速一般取1～2.5m/s。加料管直径：由高位槽流入塔时，一般取0.4～0.8m/s;动力加料时，一般取1.5～2.5m/s。料液排出管径：管内流速一般取0.5～1.0m/s。[23]1.3.8.1进料管计算D选择∅377×5mm的中低压无缝钢管[19]。1.3.8.2塔顶出料管计算D选择∅50×3mm的无缝钢管。1.3.8.3塔顶液体回流进料管计算通过AspenplusV11模拟可得催化精馏塔T0201，塔顶回流量11894.632kg/h，密度569.337kg/cum。D选择∅38×4mm的无缝钢管。1.3.8.4塔底出料管计算D选择∅68×3mm的无缝钢管。1.3.8.5塔底气体回流进料管计算通过AspenplusV11模拟可得催化精馏塔T0201，塔底回流量30543.960kg/h，密度626.192kg/cum。D选择∅140×3mm的无缝钢管。1.3.9精馏塔的强度设计精馏段直径为1.600m，通过AspenplusV11模拟可得催化精馏塔T0201温度52℃，压力0.550Mpa，属于常温（壁温-20℃-200℃）低压（0.1MPa-1.6MPa）容器，可选择屈服极限为Q245-Q345MPa级的钢材，可选择Q245R容器用钢。1.3.9.1筒体壁厚设计δ温度52℃,设计压力pc=1.100×0.550=0.605MPa,Di=1.600m,查《化工设备设计基础》第三版附录一，得σt=147.500Mpa，φδ圆整取6mm.1.3.9.2水压校核σpt=1.250p=1.250×0.605=0.756MPa，δe=δσ水压实验满足要求。由于提馏段（温度87.5℃，0.51MPa）温度压力差别不大，提馏段同精馏段。1.4催化精馏塔设备参数一览表表1.12催化精馏塔设备参数一览表参数单位精馏段反应段提馏段各段平均压强PMpa0.5500.5290.508各段平均温度T℃52.61.8079.650平均流量Lscum/h19.51840.80058.857平均流量Vscum/h3469.0722932.1102188.276实际塔板数N11613板间距HLm0.60.60.6塔的有效高度Hm7.92483.6009.7536塔径Dm1.6001.6001.600空塔气速um/s0.4820.3770.304塔板液流型式单流溢流管型式单溢流堰长lwm1.120溢流装置堰高hwm0.0510.031板上清液层高度howm0.0190.039孔径dom55孔间距tm2.5孔数n7699开孔面积Aam21.042开孔率φ0.145筛孔气速uom/s6.3784.023塔板压降∆PpPa618.147441.770降液管停留时间ts19.9206.610稳定系数β2.1991.533降液管液层高度hom0.0400.025雾沫夹带evkg液体kg气体0.0010.0003液体负荷上限0.027液体负荷下限0.00096液泛Hdcum/s0.3910.410漏液uomincum/s2.9002.624操作弹性7.1773.746表1.13催化精馏塔设备规格一览表项目规格精馏塔壁厚及直径Q245R，6mm，1600mm精馏塔高度24.225m封头(标准椭圆)Q245R，Di=1600mm，壁厚δd人孔DN=500mm，5个裙座Q245R，2个对开人孔，孔径500mm，高度2000mm。进料管∅377×5mm塔顶出料管∅50×3mm塔顶液体回流进料管∅38×4mm塔底出料管∅68×3mm塔底气体回流进料管∅140×3mm1.5泵的选型以萃取水循环泵为例，可以得出进料温度40℃，出口温度40℃，进口压力0.6Mpa，出口压力0.6Mpa。体积流量为4.386cum/h，密度ρ=979.367kg/m3，黏度μ=0.671cP，取直管长度l=150m。功率0kW，有全开闸阀2个，全开截止阀1个，900弯管2个。H=∆Z+设截面位头差为∆Z=5m，流速取u=2m/s。∆Pd=查《常用石油化工单元设计》附录五选择∅38×3mm的无缝钢管。由于进出口流体流量相同，且管径也相同，所以速度相等。所以∆雷诺数：

R伯拉修斯公式：

λ=全开闸阀ξ1=0.17，全开截止阀ξ2=6.4，900h设备阻力h2H=∆Z+综上，通过长沙市中联泵业有限公司开发的选泵软件进行选泵，结果如下：图1.9泵的实物图图1.10泵的特性曲线图表1.14萃取水回收泵规格一览表泵型号:ISG40-160A属性组属性属性值额定参数额定流里(m3/h)1.900额定扬程(m)28额定效率(%)38轴功率(kw)1.180汽蚀(m)2.300叶轮最大外径148mm转速(rpm)2950环境温度小于40℃电机电机功率(kw)1.500电机型号Y90S-2结构尺寸隔振垫SD41-0.5进出口口径尺寸类型DN进口口径40出口口径40重量（kg）421.6储罐设计计算以V0101为例：表1.15缓冲罐参数温度℃设计温度℃压力bar设计压力bar停留时间min体积流量cum/h254046