【催化干气制乙苯工艺的设备选型及核算分析案例4700字】

催化干气制乙苯工艺的设备选型及核算分析案例目录TOC\o"1-3"\h\u12783催化干气制乙苯工艺的设备选型及核算分析案例 1201511设备选型及核算 120091.1选型原则 136361.1.1精馏塔 113591.1.2换热器 2253851.1.3反应器 369231.2关键设备选型及核算 3282241.2.1精馏塔 3303411.2.2换热器 10165742设备一览表 161设备选型及核算选型原则精馏塔作为传质过程中使用的主塔装置，需要气液两相充分接触并获得高传质效率。另外，为了满足工业生产的需要，需要考虑以下条件：（1）大的生产能力。在大的气体（汽）液体流量下，不会出现大量的雾沫夹带、液泛或拦液等而破坏正常操作。（2）操作稳定，灵活。当塔装置的气体（汽）液负荷大幅度波动时，可以以高质量传质效率稳定工作，塔设备可以长时间稳定运行（3）流体流动阻力小，即塔内流体的压降小。这大大节省了生产中的动力消耗，降低了正常操作成本。由于减压蒸馏操作，较大的压降不能维持系统所需的真空度（4）结构简单，材料消耗少，易于制造和安装。这可以在基础设施建设过程中减少投资成本（5）耐腐蚀性，操作性好，调节和检修。。事实上，现有的塔不能完全满足上述所有要求，但可以在某些方面选择中应考虑的要素有：物料特性、操作条件、塔设备性能、塔制造、安装、运行及维护等。1）下列情况优先选用板式塔：a.塔内的液保持较大，液相负荷小，操作负荷范围大，对进料浓度变化不敏感，操作稳定。b.因为板式塔可选用液流通道较大的塔板，所以含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，堵塞的危险较小。c.在操作过程中，有放热加热的物料，因此需要板式塔的内部有热交换部件，例如需要多个供给口或多个侧线排出口，加热盘管。另一方面，板柱的结构容易实现，并且板上有更多的滞留液体，以便加热或冷却管进行有效的传热；d.板式塔还在高压下工作的蒸馏塔中广泛使用。2）下列情况优先选用填料塔：a.在高分离度的情况下，由于一些新的填料具有高传质效率，所以可以用来减少塔的高度。b.由于热敏物料的蒸馏分离，新型填料的液体保持容量小，压降小，所以最好是真空操作下的填料塔。c.如果是腐蚀性和泡沫物料的话，可以选择填料塔。为了提高企业的生产率和提高生产效益。换热器传热过程在化工生产中非常普遍，传热设备在化工厂中占有非常重要的地位。物料的加热、冷却、蒸发、冷凝、蒸馏都需要通过热交换器进行热交换。换热器是最广泛使用的设备之一，其中大部分是标准化和系列化的。可以直接选择标准中记载的换热器，需要设计未记载在标准中的换热器。换热器必须有至少两种具有不同温度的流体，一是高温发热；其他类型的流体是低温和吸热的。在工程中，换热器有两种以上的流体，但基本原理与以前相同。换热器多种多样，根据热交换的原理和方式，分为混合型、间壁式、蓄热式。间壁热交换器有夹套式，管式，板式热交换器。壳管式换热器也被称为列管式热交换器，具有高的可靠性和宽适应性，广泛应用于各种行业。根据结构特性，管式热交换器分为固定管板式、浮头式、U形管式、料含式和釜式重沸器五种。热交换器有很多类型：所选择的热交换器应首先满足工艺和操作条件的要求，而且由于长期操作，在工艺条件下必须安全可靠。尽可能高的传热效率，小的流体阻力和工艺布局的安装尺寸。在换热器的选择中，除了上述之外，还应考虑结构强度、材料的供给源、加工条件、密封性、安全性等。这些都常常受到限制和相互影响，它可以通过优化设计来解决。因此，需要综合考虑工艺条件和机械设计要求，选择适当的换热器类型，以有效地降低工艺过程的能耗。对于工程和技术人员，在换热器的设计中，应充分注意类型，经济运行和降低成本的合理选择。根据需要，分析技术和经济指标，比较计算投资和运用成本，以在最佳条件下实现最佳设计。反应器连续反应器主要有流化床和固定床。流化床可以增加接触面积，传热面积和两相之间的传质速率，但是催化剂颗粒的运动，导致固体颗粒和流体的严重返混合，导致反应物质浓度和转换速度的降低。触媒粒子的粗暴运动也增加了触媒的破损率，增加了触媒的损失。同时，催化剂与反应器壁激烈地碰撞，容易引起器材和管道的腐蚀，增加设备损耗。在固定床上，催化剂粒子固定，返混小，反应物的平均浓度高，反应速度快。另外，固定床的流体流动接近平推流，而且，它使用少量催化剂和小反应器体积来辅助实现更高的转换和选择性，从而可以获得更大的生产能力，这是由于简单的结构和几乎没有机械磨损，适用于贵金属触媒。反应器的操作既方便又灵活。如果考虑到反应系统的催化剂具有良好的碳析出性能，不需要在短时间内更新，如果使用流化床，会引起过量的能量消耗，损害催化粒子结构，因此会预先选择固定床反应器。关键设备选型及核算精馏塔T102为脱非芳塔，塔顶采出非芳烃组分，塔釜采出苯、乙苯、二乙苯。Aspen优化后共计25块理论板，其中第一块为冷凝器，第25块为再沸器，12块板进料，因此精馏段共计11个理论级，提馏段共计12个理论级，采用Drickaner-Bradford方法计算塔板效率：E精馏段实际板数：11÷55.61%≈20块提馏段实际板数：12÷55.61%≈22块因此全塔共计42块板。根据下表，进行板间距初选：表3-1塔间距选择与塔径关系表塔径Dm0.8~1.61.6~2.42.4~4.04.0~6.0板间距300~450350~600400~600600~800初选板间距HT=0.5m。取板上清液层高度hLL根据回归式计算表面张力为20mN/m的经验系数。C20=exp⁡[−4.531+1.6562∙H经验系数：C最大允许气速：u取安全系数为0.7，则空塔气速：u塔径为：D圆整至3.6m。内件结构及尺寸溢流区设计：采用单溢流弓形降液管，平堰，不设内堰。堰长lw=0.6~0.8l堰上清液层高度：hlwD=0.6，Vh堰高：h圆整至30mm。取底部液封高度为6mm,则降液管底隙高度：h液体流经降液管底部的流速：u速度在0.07~0.25m/s之内，既可以保证板上液封，也不会造成降液管压力过大。弓形降液管宽度：W弓形降液管面积：A停留时间：τ降液管尺寸符合设计要求。开孔区设计：取阀孔动能因子F0uF1型浮阀塔阀孔直径dN取N=700，边缘区宽度WC=0.025mrx开孔区面积：A浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.11mt开孔率：Φ=uu流体力学校核气相压降临界孔速：19.9u干板阻力：Δ板上液层阻力，取充气系数β=0.5Δ表面张力引起的压降Δp气体通过一层塔板的压降为：Δp=漏液的验算前面已经求得操作条件下阀孔动能因子F0=12>5~6，不会发生严重漏液现象液泛验算为了避免液泛，要求降液管内清液层高度Hd≤ϕ气体通过一层塔板的压降所相当的液层高度：h液体通过降液管的压头损失：h降液管内清液层高度：H取ϕ=0.5，则ϕH液沫夹带按两种方法计算泛点率：FF式中，气相负荷因子：C液相流程长度：Z液流面积：A物性系数：一般物性，K取1泛点负荷因子：由下图查得C图3-1泛点负荷因子图FFF1液沫夹带上限线：按泛点率等于80%，计算V−VV液泛线：液泛关系式：Hd≥ϕHT+hw，即V液相负荷上限线：取液体在降液管内停留时间τ的下限为5s：L气相负荷下限线：以F0V液相负荷下限线：取堰上液流高度h0.06=0.00284∙E图3-1负荷性能图由性能图看出，该塔的气相负荷完全由液泛线控制，根据操作条件V=0.4213m3/s，L=0.0535m操作弹性=换热器根据由Aspenenergyanalyzer设计的热交换网络进行设备选择。然而，在实际选型过程中，考虑到经济流量和管壳程压降的需要，对传热条件进行了一些调整。在选择过程中，主要使用Aspenplus进行捷算法模拟，并导入AspenExchangerDesign&Rating进行选型和校核。此处以T102塔釜再沸器的选型过程为例进行说明。以下为工艺流股的换热目标。表3-3T102塔釜再沸器换入目标表流股名称主要组分压力/bar温度/℃流量/kg/h气相分率壳程入口T102塔釜液体14.00269.575661310壳程出口T102塔釜液体13.50267.885661311管程入口高压蒸汽85.89300.00891661管程出口高压沸水85.84299.02891660我们先在Aspenplus中进行捷算法模拟，在输入流股数据和热交换目标后，可以获得初步结果。对于一些缺失或未知的数据，使用软件的默认值。然后，选择热交换器的种类。传热过程的分析表明，平均传热温度差很小，不需要使用浮头热交换器。我们优先选用拥有稳定性能的固定管板式换热器，也就是BEM。计算得到换热器规格书图3-2T102塔釜再沸器初步计算换热规格书从规格书中我们可以发现该换热器为单台运行，公称直径864mm，计算长度3657.6mm，换热面积161.8m2，壳程流速11.08m/s，管程流速3.62m/s，壳程压降0.4998bar，管程压降0.0542bar，均符合要求。接着将设计模式下的计算结果进行校核，根据EDR计算结果显示，需要更长的管长才能满足设计条件表3-4计算结果对比表尺寸单位初步计算校核结果重新设计结果壳程直径mm863.6863.6863.6实际管长mm3657.63657.64600所需管长mm3627.74504.63861.8壳程压降bar0.497180.652470.44508管程压降bar0.054270.054230.06133折流板高度mm577.85577.85577.85折流板数量444管程222管数758758758串联台数111并联台数222计算模式Design(Sizing)Rating/CheckingRating/Checking面积比（实际/所需）1.010.811.19壳程传热系数W/(6952.44622.95876.6管程传热系数W/(11656.511866.311822.4热负荷34961.134961.134961.1结果是否收敛YesYesYes最终计算完成的TEMA表如下图所示：图3-3T102塔釜再沸器最终计算换热规格书表3-5T102塔釜再沸器换热规格表设备名称E102换热器换热器形式列管式换热器设备型号BEM864-9.0-161.8-4.423/25-1II工艺参数序号名称单位壳程管程1物料名称塔釜物料高压蒸汽2设计压力MPa16953设计温度℃3403404流量kg/s157.258524.76845流体密度kg/m3591.82714.466定压比热容kJ/(kg·℃)2.9075.6337流速m/s11.083.628传热量kW34961.19平均温度差℃30.7710总传热系数W/(m·K)3540.311换热面积m168.212污垢系数m20.00030.000213阻力降bar0.49710.0542714程数-1115使用材料-S30408S3040816换热管直径mmϕ20×2.5mm17计算长度mm460018壳程直径mm86419筒体厚度mm1023法兰内径mm20024法兰外径mm25025管子规格758根，管间距25mm，正三角形排列26折流档板规格4块，间距577.85mm，40.22%圆缺率设备一览表表4-1设备一览表位号设备名称形式外形尺寸设计温度/℃设计压力/Pa材料直径/mm高度/mmR101烷基化反应器等温固定床350059000501.8S30408T101水洗塔浮阀塔100036000501.8S30408T102脱非芳塔浮阀塔5500570003001.5S30408T103脱轻塔浮阀塔1900380001001.5S30408T104苯塔浮阀塔4500220003001.5S30408T105乙苯塔浮阀塔4400100003001.5S30408E101循环水冷却器列管式换热器300440001001.5S30408E102脱非芳塔冷凝器列管式换热器310210001001.5S30408E103脱轻塔冷凝器列管