设备设计方案模板4.docx

70万吨/年MTO项目附录目录第一章 非标准设备设计11.1 反应器选型11.1.1 设计条件11.1.2 反应器几何尺寸51.1.3 关键辅助设备61.2 精馏塔的计算91.2.1 物料衡算91.2.2 塔高和塔径的确定121.2.3 塔板工艺尺寸计算131.2.4 塔板流体动力学验算201.2.5 塔板的负荷性能图241.2.6 设计结果一览表301.2.7 塔高计算311.2.8 机械计算311.3 其他非标准设备的设计44第二章 标准设计的选型462.1 换热器的选型462.1.1 选型规范462.1.2 换热器的选型原则462.1.3 换热器的分类472.1.4 常用换热器的特点482.1.5 选型结果522.2 泵的选型672.2.1 泵的分类672.2.2 泵的选型原则682.2.3 泵的选型结果682.3 压缩机的选型772.3.1 压缩机的分类772.3.2 离心式压缩机772.3.3 压缩机的选型802.3.4 膨胀机的选型822.4 储罐和气液分离器822.4.1 储罐的选型结果822.4.3 气液分离器的选型结果842.5 管道选型8595第一章 非标准设备设计1.1 反应器选型从流化状态的角度讲，随着低气速流化状态到高气速流化状态的转变，相应的流化床反应器主要可分为气固密相流化床（鼓泡流化床、湍动流化床）和循环流化床（快速循环流化床、提升管循环流化床）。由于本反应选用催化剂颗粒粒径小，易烧结，且原料处理量较大，宜选用循环流化床反应器；又由于MTO反应属于强放热反应，且催化剂易磨损，不宜选用提升管循环流化床。因此，本项目所用反应器最终选为快速流化床反应器。图1.1为反应再生系统示意图：图1.1 反应再生系统示意图1.1.1 设计条件原料气粗甲醇：密度=0.91kg/m3，粘度=2.42Pa.s，平均摩尔质量M=27.3，质量空速催化剂：视为光滑球形颗粒，粒径范围30140um，平均粒径dp=80um，颗粒密度1200kg/m3，堆密度=700kg/m3。u 原料处理量设计年产70万吨烯烃，约消耗粗甲醇227万吨。由物料衡算数据可知：粗甲醇质量流量为= 315367.9kg/hr粗甲醇体积流量为=34458695.73粗甲醇平均密度0.91kg/m3u 催化剂装填量据文献报道，为确保MTO反应转化率约为100%，需控制甲醇质量空速WHSV=520hr-1。WHSV定义为单位时间内，单位质量催化剂处理的原料量，WHSV=即WHSV=svcat.WHSV=则：WHSV=5hr-1时，WHSV=20 hr-1时，因此催化剂装填量为15768.4kgGcat.63073.6kg。由于循环流化床需要较多的催化剂及催化剂循环量，可取催化剂装填量为40000kg，此时WHSV7.9hr-1。一般情况下，流化床中催化剂循环量为总质量的517%，可取催化剂循环量为总质量的10%，则循环量为Gs=4000010%=4000kg。u 冷却管体积MTO反应为强放热反应，总反应热效应约为3753KJ/mol，取热效应为49KJ/mol，约合1800KJ/kg。由于反应所用的SAPO-34催化剂在高温下易发生烧结，因此应设置内置冷却管，选取合适的冷却剂，将反应热及时移走。单位时间内（以小时计）反应放热：Q=Em=1800315367.95.68108KJ/hr取进料温度为200，部分反应热用来将原料加热至450。经过Aspen模拟，粗甲醇由150升温至450时，消耗的热量约为1.97108KJ/hr。以高压热水为换热介质，移走剩余的反应热。高压热水在内置盘管中流动，利用等温条件下汽化带走MTO反应放出的热量。通过改变副产水蒸汽的压力，调节反应器中的温度。取水的温度为105oC，相变焓为2258.4KJ/mol，流速为2m/s。忽略热损失，由热量衡算得：（其中为高压热水的质量流量，M为水的相对分子质量）质量流量=体积流量管道直径催化床层与冷却管壁传热速率表达式为，其中K为传热速率系数，A为传热面积。流化床中K约为200400w/m2.oC，取 K=320 w/m2.oC。=450-105=345oC则冷却管选用323的管道，则盘管所占体积为：u 流传床特征速度气固流化床的特征速度包括临界流化速度umf、起始鼓泡速度umb、起始湍动流化速度uc、快速流化转变速度utf、颗粒终端速度ut。u 临界流化速度umf对于小颗粒，对于大颗粒，假设则校核假设成立，即临界流化速度为。将代入Froude表达式，为散式流化；为聚式流化所以，颗粒开始流化后即进入散式流化状态。u 颗粒终端速度ut颗粒终端速度ut即最小颗粒的带出速度。或流化床正常操作时，不希望催化剂夹带，因此床内最大气速不能超过平均颗粒直径表示的带出速度。假设则校验（满足假设）因此假设成立，即颗粒带出速度为0.39m/s对于固定流化床，表观气速U0应介于临界流化速度和带出速度之间，即u 转变速度utf、ufd对于细颗粒气固流化床，当表观气速逐步增高，床层状态将由鼓泡床和湍动床的低气速流态化向高气速流态化型中的快速流态化转变，转变速度为utf。此时颗粒的夹带速率更大，为维持正常操作，必须向床中补入颗粒。随着表观气速的继续增大，颗粒开始由快速流态化向密相气力输送状态转变，转变速度为ufd。工程上应用的循环流态化，包含快速流态化（如循环燃煤锅炉）和密相气力输送（如FCC提升管反应器）。本反应所用SAPO-34催化剂结焦速率较快，可将反应器内颗粒控制在快速流化状态，即utfU0ufd。反应器直径为Dr、表观气速为U0、转变速度utf、ufd、催化剂循环量Gs、最小循环通量及按颗粒带出速度ut计算的Re数Ret满足以下关联式：原料气体积流量又循环流化床稳定操作的条件为结合上式，通过适当调节可操作变量如Gs、U0等，可求出转变速度utf、ufd，并进一步调整操作气速（表观气速）至合适范围。1.1.2 反应器几何尺寸u 反应器直径Dr据报道，循环流化床气固催化反应器表观气速一般为110m/s，气速过大则反应可能进行的不彻底，气速过小则生成烷烃的副反应增强。MTO反应较为迅速，可将表观气速设为1.5m/s。由解得u 静止床层高度H根据催化剂的装填量G和堆积密度，可得出催化剂装填体积又,得u 流化床层高度Hf定义床层膨胀比一般情况下，粗颗粒床（）；细颗粒床（），R=1.21.7。可取R=1.65则流化床层高度u 流化床反应器总高度H流化床反应器总高度H，即从气体分布板到气体出口的高度，等于浓相段高度（流化床层高度）与稀相段高度之和。按照化学工程师手册推荐的经验关联式，一般H=310Hf，取H=8Hf，得H约为12.0，再加上上部旋风分离器及下部裙座的高度，则反应器总高度约为20m。1.1.3 关键辅助设备u 旋风分离器流化床内旋风分离器是流化床反应器内的关键设备，一般评价旋风分离器性能的主要指标有两个：一是分离效率，二是气体经过旋风分离器的压降。旋风分离器的性能不仅关系到气固分离的效果，而且还会影响流化床的流化质量。旋风分离器不是单独的设备，它根据分离效率的要求，以及反应器处理气量的不同，常常由多个分离器串联或并联组成，同时又与料腿、翼阀、堵头等部件共同组成一个气固分离系统。图1.2为流化床反应器的具体结构示意图：图1.2 流化床反应器具体结构示意图u 进口气速在流化床内旋风分离器系统中，各级旋风进口气速的分配是整个系统优化的重要参数。在许多工业装置中已经证实，采用适当低的进口气速以及较低的排气管直径，既能达到较好的分离效率，又能降低分离器的压降。综合文献报道及工业数据，采用（15-22-22）m/s的气速分配系统，控制一级进口气速在1516m/s，可实现较好的优化效果。u 料腿从图1.2可以看出，料腿在流化床反应器中起着催化剂内循环的重要作用，它使细颗粒催化剂内循环到床层，重新参加气固反应。料腿的直径反映了料腿卸料的能力，工程中规定旋风分离器料腿直径不得小于100mm。也有人提出如下经验数据：一级料腿质量流速约为800kg/m2.s，二级料腿质量流速约为400kg/m2.s。为了平衡流化床与料腿内部因密度差而产生的静压力，以及旋风分离器本身的本身的阻力，料腿内必须要有足够的密封，即料腿应有足够的长度。料腿长度由下式计算：其中，LB为料腿插入密相床的深度，为床层中流体密度，为旋风阻力，为料腿中流体密度实际应用中常取旋风分离器灰斗锥底到催化剂料面距离（空段距离）为22.5米。参考除尘设备参考资料，根据本装置的气体处理量，可选择XLP/B型带外旁路的旋风分离器。u 气体分布器从图1.3可以看出，气体分布器的主要作用是将流化气体均匀的分布在整个床层截面，也起到支撑流化颗粒的作用。气体分布器主要有气体分布板和与分布器组成，分布板的设计实际是要求它有一定的压降，以使气流分布均匀且保持一定的稳定性，常以分布板的压降与床层压降的比值为准则。图1.3 多管式分布管为了保证气流分布均匀，一般分布板开孔率约为1%以下，而分布板的压降为床层压降的10%20%，在工业流化床中，由于床层的增加，有时分布板的压降约为床层压降的5%。工业应用的气体分布板形式有很多，主要有直流式、侧流式、填充式、短管式、多管式以及无分布管的旋流式等。表1.1为各分布板特点比较：表1.1 各分布板特点比较分布板名称优缺点直流式分布板结构简单，但床层易发生沟流，小孔易堵塞侧流式分布板避免在板上出现“死床”和烧结现象填充式分布板结构简单，但易发生烧结，且有效期短短管式分布板整流及均匀布气效果较好，且结构较侧流式简单多管式分布板不具有支撑固体颗粒的作用，适用于大型流化床旋流式分布板一般用于对产品要求不高的粗颗粒流化床综合以上分析，本项目所用流化床反应器中拟选用均布效果好的短管式气体分布板。反应器设计参数集总如表1.2所示：表1.2 反应器设计参数集总表类型单位结果表观气速m/s1.50反应器直径m9.00静止床高m0.90流化床高m1.48总床高m20.0旋风分离器XLP/B型带外旁路旋风分离器气体分布板短管式分布板1.2 精馏塔的计算本工艺流程涉及到得塔设备包括预分离塔、复合精馏塔、乙烯精馏塔、高压脱丙烷塔、低压脱丙烷塔和丙烯精馏塔等，本小组选取计算的是低压脱丙烷塔。1.2.1 物料衡算在本工艺中，低压脱丙烷塔的作用是脱除重质烃类，得到主产品丙烯。以下对进料、塔顶出料、塔底出料等分别进行说明。u 进料进料状态：液态 温度：57.13 压力：1380.0kPa 低压脱丙烷塔的进料中各组分流量如表1.3所示：表1.3 进料组成表进料组分流量/(kmol/h)丙烯176.78丙烷4.181-丁烯61.662-丁烯7.22异丁烯152.71戊烷5.63氢气、甲烷、一氧化碳、乙烯、乙烷微量总计408.18u 塔顶出料低压脱丙烷塔的塔顶出料各组分流量如表1.4所示：表1.4 塔顶出料组成表塔顶出料组分流量/(kmol/h)丙烯168.14丙烷3.571-丁烯2.15异丁烯7.30总计181.16u 塔底出料塔釜出料各组分流量如表1.5所示：表1.5 塔釜出料组成表塔釜出料组分流量/(kmol/h)丙烯8.63丙烷0.611-丁烯59.51异丁烯145.412-丁烯7.21戊烷5.63总计227.00u 理论板数的确定由proII模拟结果，得到图1.4：图1.4 proII模拟结果具体理论板数见表1.6：表1.6 理论板数理论板数30块进料板第16块精馏段理论板数15块提馏段理论板数15块u 实际板数的确定由proII模拟结果，查得：tD=1.55,tW=46.55,tF=57.13在全塔平均温度=24.05下查得各组分黏度如表1.7所示：表1.7 各组分粘度表组分粘度/ mPa.s丙烯0.0671丙烷0.1171-丁烯0.1452-丁烯0.1445异丁烯0.145戊烷0.209因此混合物的黏度1.2.2 塔高和塔径的确定u 操作参数及物性参数的确定(1) 压强(2) 平均温度(3) 平均密度(4) 表面张力精镏段液相表面张力平均值提镏段表面张力平均值(5) 气液负荷1.2.3 塔板工艺尺寸计算(1) 塔径其中由已知条件计算两相流动参数：取板间距HT=0.35m 根据以上数据，由史密斯关联图查得图1.5 史密斯关联图，取泛点率为0.6，则空塔气速为由已知条件计算两相流动参数：取板间距HT=0.35m根据以上数据，由史密斯关联图查得,故则取泛点率为0.67，则空塔气速为因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整D=1.6m(2) 塔的有效高度选用单溢六弓型管降液管，不设进口堰 精馏段 堰长lw堰长lw=（0.60.8）D取堰长lw=0.645 D=0.6451.6=1.032 m 出口堰高hwhl=hw+how故hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度高可按近似取E=1.05，图1.6 液流收缩系数E图则可由图1.6查出how=0.019m hw=0.067-0.019=0.048 m 弓型降液管宽度Wd和面积Af由图1.7查得图1.7 弓形降液管的宽度与面积图则Af=0.07AT=0.141m2 Wd=0.163D=0.261m验算降液管内液体停留时间因为停留时间5s，故降液管尺寸可用 降液管底隙高度可取降液管底隙处液体流速取则合理选用凹形受液盘，深度为80mm 提馏段 堰长lw长lw=（0.60.8）D取堰长lw=0.79D=0.791.6=1.264m 出口堰高hwhl=hw+how故hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度高可按近似取E=1.04，则可由图1.6，查出how=0.022mhw=0.072-0.022=0.050m 弓型降液管宽度Wd和面积Af由图1.7查得则Af=0.138AT=0.278m2 Wd=0.191D=0.306m验算降液管内液体停留时间停留时间5s，故降液管尺寸可用 降液管底隙高度可取降液管底隙处液体流速选用凹形受液盘，深度为80mm（3）塔板布置与浮阀数目及排列本工艺选用选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm 精馏段在本设计中，塔径D=1.6m0.8m，故塔板采用分块式，查阅文献得，塔板分为3块。取阀孔动能因子F0=11塔板上阀孔数取边缘区域宽度Wc=0.07m安定区宽度Ws=0.08m则塔板上的鼓泡面积其中浮阀排列方式采用等边三角形叉排考虑到塔的直径较大，采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此阀孔中心距不宜采用118mm，而应小于此值。故取阀孔中心距t=100mm=0.10m 提馏段本设计塔径D=1.6m0.8m，故塔板采用分块式，查阅文献得，塔板分为3块取阀孔动能因子F0=11塔板上阀孔数取边缘区域宽度Wc=0.07m安定区宽度Ws=0.08m塔板上的鼓泡面积浮阀排列方式采用等边三角形叉排其中开孔总面积则阀孔中心距考虑到塔的直径较大，采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此阀孔中心距不宜采用132mm，而应小于此值。取阀孔中心距t=125mm=0.125m1.2.4 塔板流体动力学验算l 压降 精馏段气相通过浮阀塔板的压强降： 干板阻力因为 u0=3.11m/s uoc 板上充气液层阻力取充气系数0=0.50 hI=0hL=0.500.067=0.0335m液柱 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.0586+0.0335=0.0921m液柱则单板压降=0.0921560.749.8=506.1Pa588.0kPa故设计合理 提馏段同理有，故设计合理l 淹塔 精馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.0921m 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 板上液层高度，前已选定hl=0.067m则Hd=0.0921+0.00493+0.067=0.164m取=0.5 又已选定HT=0.35m，hw=0.048m，则(HT+hw)=0.5（0.35+0.048）=0.199m可见Hd(HT+hw)，符合防止淹塔的要求 提馏段Hd(HT+hw) Hd=hp+hl+hd 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.0949m液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰 板上液层高度，前已选定hl=0.072m则Hd=0.0949+0.0247+0.072=0.192m取=0.5 又已选定HT=0.35m，hw=0.050m，则(HT+hw)=0.5（0.35+0.050）=0.2m可见Hd(HT+hw),符合防止淹塔的要求l 雾沫夹带 精馏段板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1.6-2*0.261=1.078m板上液体面积Ab=AT-2Af=2.011-2*0.141=1.729m2系统因数按正常系统取K=1.0，由图1.8查得：CF=0.108图1.8 图1.8 泛点负荷系数图=0.340.8泛点率均在80以下，故知雾沫夹带量能满足ev0.1 kg液/kg气的要求 提馏段板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1.6-2*0.306=0.988m板上液体面积Ab=AT-2Af=2.011-2*0.278=1.455m2系统因数按正常系统取K=1.0，由图1.8查得CF=0.1020，设备有倾倒的倾向，故必须采用地脚螺栓予以固定。选用地脚螺栓的材料为16Mn，该材料的许用应力为147Mpa，取腐蚀裕量为2mm，则地脚螺栓的根径根据标准，地脚螺栓的尺寸不应小于M24，故选用M30的地脚螺栓24个。同样的方法还可设计出预精馏塔、高压脱丙烷塔、丙烯精馏塔的设备构型。具体参数如下表所示：表1.12 预精馏塔的设计结果显示预精馏塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式双流型双流型塔板间距（mm)450500泛点率(%)76.9142.29空塔气速(m/s)0.16670.0414塔径（mm)30003000溢流管形式弓形弓形堰高（mm)100堰长（mm)1825.62100塔板压降（mm)18.8823.49液相下限(m3/s)0.00140.0016液相上限(m3/s)0.0760.124操作上限(%)126134操作下限(%)4145塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块68孔径(mm)3939孔距(mm)100150孔数(个）327106开孔率（%）11.233.92孔速（m/s)2.271.90板压降(mm)129.24114.17表1.13 耦合塔（复合塔）的设计结果显示耦合塔上段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式双流型双流型塔板间距（mm)550500泛点率(%)5465空塔气速(m/s)0.12170.158塔径（mm)32954219溢流管形式弓形弓形堰高（mm)5050堰长（mm)2306.51553.3塔板压降（mm)52.595343.70液相下限(m3/s)0.0008690.00058液相上限(m3/s)0.16450.0678操作上限(%)111.08182.35操作下限(%)56.1461.25塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块88孔径(mm)3939孔距(mm)10075孔数(个）414290开孔率（%）20.9518.59孔速（m/s)1.731.455板压降(mm)116.5788.16表1.14 高压脱丙烷塔的设计结果显示高压脱丙烷塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式单流型单流型塔板间距（mm)350450泛点率(%)82.2665.50空塔气速(m/s)0.1450.114塔径（mm)24002400溢流管形式弓形弓形堰高（mm)5050堰长（mm)1597.21915.2塔板压降（mm)46.4359.68液相下限(m3/s)0.00060.0007液相上限(m3/s)0.02650.0574操作上限(%)165133操作下限(%)5138塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块66孔径(mm)3939孔距(mm)100125孔数(个）229151开孔率（%）10.646.57孔速（m/s)1.812.45板压降(mm)98.28153.84表1.15 低压脱丙烷塔的设计结果显示低压脱丙烷塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式单流型单流型塔板间距（mm)350350泛点率(%)3440空塔气速(m/s)0.2630.157塔径（mm)16001600溢流管形式弓形弓形堰高（mm)4850堰长（mm)10321264塔板压降（mm)70.7129液相下限(m3/s)0.000830.00102液相上限(m3/s)0.009870.01946操作上限(%)10864操作下限(%)3822塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块33孔径(mm)3939孔距(mm)100125孔数(个）10375开孔率（%）9.97.9孔速（m/s)3.113.07板压降(mm)100.86115.64表1.16 丙烯精馏塔的设计结果显示丙烯精馏塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式双流型双流型塔板间距（mm)600600泛点率(%)55.7657.95空塔气速(m/s)0.260.26塔径（mm)50005000溢流管形式弓形弓形堰高（mm)00堰长（mm)35003500塔板压降（mm)20.4823.21液相下限(m3/s)0.00270.0027液相上限(m3/s)0.4130.413操作上限(%)144133操作下限(%)4545塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块66孔径(mm)3939孔距(mm)9090孔数(个）14241424开孔率（%）15.515.5孔速（m/s)2.482.47板压降(mm)86.3588.611.3 其他非标准设备的设计本工艺中的非标准设备除了精馏塔，还有急冷塔、水洗塔、干燥塔、碱洗乙炔加氢反应器和丙炔加氢反应器。参照工业数据，我们设计出各设备的相关结构参数如表1.17所示：表1.17 其他非标准设备的结构参数设备名称直径D/m高度H/m材料备注急冷塔2.06.016MnR水洗塔2.826.016MnR碱洗塔2.826.016MnR干燥塔2.810.016MnR有干燥和再生两个塔乙炔加氢反应器2.510.0不锈钢丙炔加氢反应器2.510.0不锈钢第二章 标准设计的选型2.1 换热器的选型2.1.1 选型规范钢制压力容器 GB150-1998 管壳式换热器 GB151-19992.1.2 换热器的选型原则换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围。在某一种场合下性能很好的换热器，如果换到另一种场合可能传热效果和性能会有很大的改变。因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型，是很重要的。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有:1) 热负荷及流量大小2) 流体的性质3) 温度、压力及允许压降的范围4) 对清洗、维修的要求5) 设备结构、材料、尺寸、重量6) 价格、使用安全性和寿命在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑。所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。针对不同的工艺条件及操作工况，我们有时使用特殊型式的换热器或特殊的换热管，以实现降低成本的目的。因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时，还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计。2.1.3 换热器的分类表2.1 换热器的结构分类管式管壳式固定管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般50C)，管间不能清洗带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函：管间容易漏泄，不宜处理易挥发、易爆易燃及压力较高的介质内填料函：密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离套管式双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定