初步设计说明书附录

第一 .-3甲醇3甲醇的理化特性3性概述及应急措施3乙二醇5乙二醇的理化特性51.1.2性概述及应急措施..................................................................................-6草酸二甲酯9草酸二甲酯的理化性质9性概述及应急措施10亚硝酸甲酯11亚硝酸甲酯的理化性质11性概述及应急措施12第二 物料衡算..................................................................................................................-14概念14衡算原则和方法15全厂物料衡算15一氧化碳和氢气工段物料衡算.............................................................-15草酸二甲酯合成工段流程物料衡算16乙二醇合成工段流程物料衡算18全流程物料衡算19第三 能量衡算..................................................................................................................-21概论21热量衡算原则22全厂能量衡算23反应器能量衡算23精馏塔能量衡算24混合器能量衡算26压缩机能量衡算27泵的能量衡算28换热器能量衡算30第四 设备选型与典型设备设计......................................................................................-32设计依据32反应器选型设计33换热器选型设计36换热器分类36换热器选型原则41流体的选择原则............................................................................-41工艺条件的选择42换热器设计计示例45塔设备的选型56塔型的选择原则56塔设备的设计目标56塔设备简介57 .-60填料塔设计计算示例79塔设备一览表84泵选型85泵的特点选用要求85泵选型标准及规范87选型原则89泵设计计算示例91泵选型一览表92压缩93压缩机分类机93压缩机适用范围94压缩机的特点及其比较94压缩机选型原则95压缩机设计计算示例96管道选型97管径的一般要求97操作情况97最经济管径的选定98管道编号100管径的设计计算示例103管道设计选型结果104储罐的设计选型106设计依据106概述106储罐的设计计算示例111储罐选型一览表111气液分离器112概述112设计步骤112气液分离器设计计算示例117第一 物质特甲甲醇的理化特甲醇的理化特性如表1-1-1甲醇的理化特methylSMethylalcohol(67-56-饱和蒸汽压（kPa（21.2℃）沸点相对密度(水=1)（25℃）燃烧热临界压力临界温度引燃温度闪点上限下限、、性概述及应急措引起病变可致代射性酸急性短时大量吸入出现轻度眼上呼吸道刺激症状（口服有胃肠道刺激症状；经一段妄，甚至。视神经及视网膜病变，可有视物模糊、复视等，重者失明。代谢性酸时出现二氧化碳结合力下降、呼吸加速等。慢性皮肤出现脱脂、皮炎等。急救措施如表1-2表1- 甲醇急救措施皮肤接触眼睛接触迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸，给输氧1特性：易燃，其蒸气与空气可形成性混合物。遇明火、高热能引起燃烧。与氧化剂接触发生化学反应或引起燃烧。在火雾状水、、二氧化碳、干粉。附或吸收。也可以用大量水冲洗，洗水稀释后放入废水系统。大量移至槽车或收集器内，回收或运至废物处理场所处置。，戴化学安全防护眼镜，穿防静电工作服，戴橡胶手套。远离火种、温不宜超过30℃。保持容器密封。应与氧化剂、酸类、碱金属等分乙二乙二醇的理化特乙二醇的理化特性如表1-1-3乙二醇的理化特Ethylene饱和蒸汽压沸点相对密度(水=1)（20℃）燃烧热临界压力临界温度闪点表面张力（mN/m介电常数粘度人类致死剂量上限下限妆品和,并用作溶剂配制发动机1.1.2性概述及应急措健康危害：吸入表现为反复发作性昏厥，并可有眼球震颤，淋巴细胞增多。口服后急性分三个阶段：第一阶段主要为中枢神经系统症状，轻者似乙醇表现，重者迅速产生，最后死亡；第二阶段，心肺症状明显，严重病例可有肺水肿，支气管，口服致死量估计为1.4ml/kg（1.56g/kg毒理作用机理常因误饮防冻剂加热乙二醇可使其挥发性增高而引起吸人。长期皮肤接触含乙二醇的药物可以起慢性中毒。乙二醇吸收后有20%代谢排出体外，其余主要经肝脏代谢，如大量草酸会抑制心肌和导致急性坏死，并可引起脑水肿、肺水肿；乙醇酸及乳酸能抑制柠檬酸的正常代谢使机体发生酸乙二醇时的肾脏改变突出，一方面是代谢产物对肾小管的直接毒性作（主要是草酸与体内的钙离子结合形成不溶性的草酸钙所示：表1-4乙二醇急救措施皮肤接脱去污染的衣着，用流动清水冲眼睛接立即翻开上下眼睑，用流动清水冲洗15分吸迅速脱离现场至空气新鲜处。立即就食误服者用大量水或饱和苏打水洗胃就容器内压增大，有开裂和的。中产生声音，必须马上。灭火剂：雾状水、、干粉、二氧化碳、砂面罩，穿一般作业工作服。尽可能切断泄漏源。防止流入下水道大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容。用泵转移至槽车或收集器内，防护措施手防护：必要时戴防化学品手套其它：工作后，淋浴更衣。避免长期反复接触。定期体检，注意事项：前应先检查包装容器是否完整、密封酸类等混装混运。船运时，应与机舱、电源、火源等部位。公路注意事项：于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。草酸二甲草酸二甲酯的理化性草酸二甲酯的理化性质如表1-表1-5草酸二甲酯的理化性OxalicacidedimethylEthanedioicacid,dimethylester(553-90-Ethanedioicacid,dimethylester(553-90-饱和蒸汽压（kPa（20℃）沸点相对密度(水=1)（54℃）燃烧热临界压力临界温度闪点表面张力折射率性概述及应急措侵入途径：吸入食入经皮吸收毒性：误服会严重，毒性比乙二酸二乙酯强起烧灼感、咳嗽、喘息、喉炎、气短、头痛、和。草酸二甲酯急救措施如表1-6所示表1-6草酸二甲酯急救措特性：遇高热、明火或与氧化剂接触，有引起燃烧的。灭火方法：干粉、、二氧化碳、砂土泄漏处置：泄漏污染区,周围设警告标志,建议应急处理人员戴好防毒面具,穿化学防护服;不要直接接触泄漏物,用沙土、干燥石灰或苏打灰混合;避免扬尘,用清洁的铲子收集于干燥净洁有盖的容器中,运至废物处理场所,也可以用大量水冲洗,经稀释的洗水放入废水系统,如大量泄漏,收集回收或无害处理后废弃。防护措施工程控制：密闭操作，局部排风注意个人防护。废弃：处置前参阅国家和地方有关。废物规格试剂级，含量≥化学纯99％。亚硝酸甲亚硝酸甲酯的理化性亚硝酸甲酯的理化性质如表1-表1-7亚硝酸甲酯的理化性methyl沸点表面张力摩尔体积易燃或可燃物、强氧化剂、化处置前应参阅国家和地方有关。把空容器归还厂用于有机合成,还用作治疗药物(血管舒张剂)。性概述及应急措。有人接触本品后初期症状有眩晕，后期为头痛、心悸等。急救措施(吸入):迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。特性：与空气混合能形成性混合物遇热源和明火有燃烧的受热或光照易发生分解,分解时有与联氨、卤化铵铵盐硫酸盐铁化物可燃物和氧化剂接触受热灭火方法：用、二氧化碳灭火合会发生。，戴。注意事项铁路时须报铁路局进行试运试运期为两年。试运结束后，写出试运报告，报铁道部正式公布条件。采用刚瓶防止滚动时车辆应配备相应品种和数量的消防器材。装运该物品的车辆排气管必须配备阻火装置使用易产生火花的机械。运夏季应早晚防止日光曝晒中途停留时应远离火种热源。公路时要按规定路线行驶，勿在居民区和人口稠密区停留。铁路时要溜放。第二 物料衡概物料衡算是推导描述物质运动规律数学模型的直接而简便的方衡算原则和方物流的流量和组成，通过建立有关物料的平衡式和约束式，求出其Σ(物料的累积率)=Σ(物料进入率)-Σ(物料流出率)+Σ(反应生成当系统没有化学反应时，则为Σ(物料的累积率)=Σ(物料进入率)-Σ(物料流出率在稳定状态下：Σ(物料进入率）=Σ(物料流出率全厂物料衡一氧化碳和氢气工段物料衡一氧化碳和氢气工段流程如图2-图2-1一氧化碳和氢气工段流程一氧化碳和氢气工段物料衡算如表2-表2-1一氧化碳和氢气工段物料衡算StreamPressure6Vapor10011MoleFlowMas Volume MassFlowC00000000水000000000000000氧硫化碳00000000000000000硫00000/出口总质量流量0草酸二甲酯合成工段流程物料衡草酸二甲酯合成工段流程如图2-图2-2草酸二甲酯合成工段流程草酸二甲酯合成工段物料衡算如表2-表2-2草酸二甲酯合成工段物料衡StreamCH40-CH40-TemperaturePressureVapor1101010 0 000000000000000000000000000000000000000000000进/量质量差0乙二醇合成工段流程物料衡乙二醇合成工段流程如图2-图2-3乙二醇合成工段乙二醇合成工段物料衡算如表2-表2-3乙二醇合成工段物料衡Stream2CH40-Pressure22Vapor1010000 3Volume 00000000000000000000000004000000000000000000进出口总质质量流 0全流程物料衡2-2-4全工段流程全工段进口物料如表2-2-4全工段进口物StreamCH4O-Pressure4Vapor1101MoleFlowMass Volume 0Mass 0000000C0000000000S00000000000000000000000000000000000000000进口总质量流量全工段出口物料如表2-2-5全工段出口物Stream℃32Vapor0101100 0 0000000000C000000000000000000000S0000000000000000000000000000000000000000000000000000000000000000000000出口总质量第三 能量衡概热量衡算原QinQout其中Qin——表示输入设备热量的总和Qout——表示输出设备热量的总和Ql——表示损失热量的总和。其中∑Hout——离开设备的各物料焓之和∑Hin——进入设备的各物料焓之和全厂能量衡反应器能量衡R1反应器能量衡算如表3-表3- R1反应器能量衡StreamPressure ---HoutHin- -R2反应器能量衡算如表3-表3- R2反应器能量衡StreamPressure --HoutHin- -R3反应器能量衡算如表3-3-3反应器能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin- -精馏塔能量衡精馏塔C1能量衡算如表3-3-4精馏塔C1能量衡Stream--Pressure ---HoutHin--W(功率)-精馏塔C2能量衡算如表3-3-5精馏塔C2能量衡StreamPressure ---HoutHin-W(功率)精馏塔C3能量衡算如表3-3-6精馏塔C3能量衡Stream--Pressure ----Hout--W(功率)-精馏塔C4能量衡算如表3-3-7精馏塔C4能量衡Stream-Pressure ---HoutHin-W(功率)精馏塔C5能量衡算如表3-3-8精馏塔C5能量衡StreamPressure ---HoutHin--W(功率)-精馏塔C6能量衡算如表3-3-9精馏塔C6能量衡StreamPressure222 ----Hout-W(功率)精馏塔C7能量衡算如表3-3-10精馏塔C7能量衡StreamPressure HoutHinW(功率精馏塔C8能量衡算如表3-StreamPressure ---HoutHin-W(功率)混合器能量衡混合器M1能量衡算如表3-3-12混合器M1StreamPressureEnthalpy---混合器M2能量衡算如表3-3-13混合器M2e3----混合器M3能量衡算如表3-3-14混合器M3StreamPressureEnthalpy---混合器M8能量衡算如表3-3-15混合器M8StreamPressureEnthalpy---压缩机能量衡压缩机能量衡算如表3-3-16压缩机能量衡StreamPressure2Enthalpy--泵的能量衡泵P2的能量衡算如表3-3-17P2的能量衡Stream--PressureEnthalpy--HoutHin 泵P3的能量衡算如表3-3-18P3的能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 泵P4的能量衡算如表3-3-19P4的能量衡StreamPressure2Enthalpy--HoutHin 泵P5的能量衡算如表3320P5的能量衡StreamPressure2Enthalpy--HoutHin 泵P6的能量衡算如表3321P6的能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 泵P8的能量衡算如表3-3-22P8的能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 泵P9的能量衡算如表3-3-23P9的能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 泵P10的能量衡算如表3-3-24P10的能量衡StreamPressure2Enthalpy--HoutHin- -P11的能量衡算如表3-325P11的能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 换热器能量衡换热器H1能量衡算如表3-3-26换热器H1能量衡StreamPressure4Enthalpy--HoutHin- -换热器H2能量衡算如表3-3-27换热器H2能量衡Stream-Pressure3Enthalpy-HoutHin 换热器H3能量衡算如表3-3-28换热器H3能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 换热器H4能量衡算如表3-3-29换热器H4能量衡Stream-PressureEnthalpy--HoutHin 换热器H5能量衡算如表3-3-30换热器H5能量衡StreamPressureEnthalpy--HoutHin 第四 设备选型与典型设备设设计依《2015年“东华科技—三井化学杯”第九届大学生化工设计竞本项目可行性报告本项目初步设计说明书《化工工厂初步设计文件内容深度规定 HGT20688-《化工工艺设计手册(第四版)《和火灾环境电力装置设计规范 GB50058-《化工企业安全卫生设计规定 HG20571-《化工装置设备布置设计规定 HG/T20546-《化工蒸汽系统设计规定 GB/T50655-《钢制压力容器 GB150-《钢制化工容器结构设计规定 HG20583-《化工设备设计基础规定 HG/T20643-《钢制压力容器焊接工艺评定 JB4708-《钢制压力容器焊接规程 NB/T47015-《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744-《化工装置用不锈钢大口径焊接技术要求》HG20537.4-《安全阀的设置和选用 HG/T20570.2-《片的设置和选用 HG/T20570.3-《设备进、出管口压力损失计算 HGT20570.9-《钢制化工容器设计基础规定 HG/T20580-《钢制化工容器材料选用规定 HG∕T20581-《钢制化工容器强度计算规定 HG/T20582-《卧式椭圆形封头储罐系列 HG5-1580-《热交换器 GB151-《压力容器 GB150-反应器选型设找合适的工艺条件；确定实现这些工艺条件所需的技术措施；确定应器的结构尺寸；确定必要的控制。在此，对甲醇芳构化反应器供选择的气-固相反应器的优缺点见表4-1：表4- 气-固相反应器优缺点比种优缺适用果好；反应速率快，剂不易磨损，可长期（1）结构较复杂，设（2）（3）返混较严重，不催化剂和反应器混合，整个床层处于恒温状态，可在最佳热强度高，适宜于强吸热或强放热反应；有的反应有效系数高，可减小反应器设计计算示反应原反应条反应压力：2.5MPa液时空速Sv1h1年工作时间：8000小时原始物料体积流量：V

草酸二甲酯转化率 选择性催化剂用催化剂总体积VR（m3）是决定反应器主要尺寸的基本依据，其算公式为

V式中V总——原料流量，m3/hSV——空速，h-1将V

53m3/h和

1h1代入上式可得vVV总53vS1RS1V反应列管选用mm2.5mm的管子dt0.025mm，催化剂填充高度为故列管n d

0.7850.0252

列管采用正三角形排列，实际取的管数为12871反应器筒体直列管式反应器壳体直径用下列计式中t为列管间距，对于正三角形排列t1.368d0d0为列管外径：b为最外层六边形对角线上的管数，b=2a+1,a为六边形层数，e为最外a6

(12n3)2

2，n为列管e1~1.5)d0，列管为mm2.5mm12871根。所t1.3680.03a6

(12128713)2121

b2651131e10.03D0.04104(1311)20.03换热器选型设换热器分换热器类型如表4-4-2换热器类刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间U型管管内外均能承受高压，管内及检板束类似于管束，可抽出检修，压力不能太式式格换热器的类型及应用如表4-4-3换热器的类型及温管壳式标的换热管来提高其传热性好的传热推动力,当换热面 钢、碳克服热应力在高温的气不锈当传热面积比较小不锈不锈温度压力最钛不锈等液不锈逆流形式,而当气体冷却或冷凝时,由于错流流动压力损失小，故常采用此形式。另外,(air不锈15°C20°C≤100(铝铝不锈铜对高温体系中的气气换<不锈铜受热面，因而大大提高了气气换热器的传热量，用在气温压力最7不渗性墨聚四氟乙5聚四9耐热璃回收以下的排放气热量///不锈铜合沸腾用传///不锈铜合量管(UCC)、1020冷凝用传///不锈铜25倍。换热器选型原流体的选择原和减少壳体厚度；有时为了便于高温流体的散热，也可以使高温流走壳程，单位了保证操作人员的安全，需设置保温层较高压力的流体走管程，以减少壳体厚度腐蚀性较强的流体宜走管程，以节省耐腐蚀材料较脏和易结垢的流体尽可能走管程，以便于和控制结垢。如必须走壳程，则应采取正方形排列，并采取可拆式(浮头式、填料函式、U型管式)的换热器。黏度较大的流体应走壳程，以得到较高的传热系数工艺条件的选温度限℃地区，冷却水进口温度可按33℃计，冷却水两端温度差不应低于5℃，故冷却水出口温度通常取38℃43℃。当在两工艺物流之间进行换热时，低温端的温差不应小于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冻组分的冰点，一般高5℃。在对反应物进行冷却时，为了工艺物料的，一般低5℃。⑥换热器的设计温度应高于最大使用温度，一般高15℃压力压力降范围一般限制如表4-4。4-4允许的压力降范工艺物流的压力允许压9.8104~16.73.9103~物流的安①高温物流，一般走管程，除此有时为了节省保温层和减少壳②较高压的物流应走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数③较粘的物流应走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数④腐蚀性较强的物流应位于管程⑤对压力降有特定要求的工艺物流，应位于管程，因管程的传⑥较脏和易结垢的物流应走管程，以便和控制结垢。若函式、U形管式)换热器。⑦流量较少的物流应走壳程，因为在壳程易使物流成为湍流状⑧给热系数较小的物流，像气体，应走壳程，易于提高给热系换热管的选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Φ25mmΦ38mm的管子对于有气液两相流的工艺物流一②管心距管心距为管径的1.25～1.5倍③管长在满足换热面积和设计要求的条件下，尽量选用较短的④管程数管程数增加，管内流速增加，传热系数增加，但不选用过高的管程数，以免压力降过大，一般选在1～6。⑤排布方式：正三角形排布，相同的面积可以排布最多的换热正方形旋转45度和三角形排布。换热面裕公用工程间的换热，留有20～35%的裕量。密封条按照换热器设计建议，每五排管设置一对密封条折流板数目和间距按照《化工工艺设计手册》的推荐值设定。折流板间距如表4-5表4- 折流板间管折流板间—4500~—6001500~—900~<——75001400~——7500～—17007500～———换热器设计计示换热器物性数据的定性温度：可取流体进口温度的平均值壳程流体的定性温度管程流体的定性温度

T-117.146.2℃t188.146.2 壳程流体的有关物性4-6表4-6壳程流体的有关温度-压力P0/(kgm3定压比热容Cp0kJkg导热系数粘度ui/(Pa管程流体的有关物性如表4-表4-7管程流体的有关压力Pi密度i/(kgm3定压比热容Cpi/[kJkg导热系数i/[w/(m粘度ui/(Pa总传热系数的确热流量的计Qo

764[46.2

平均传热温差的计T=46.2-（-t=188.1-

Tt163.3141.9 ln

冷却水用

c

管程传热系Re

0.020.5945.8930.023i(diuii)08(cpiui)0d d0.230.6835396794218.4壳程传热系数考虑到壳程流体黏度很小，取壳程传热系数为420w/(m2污垢热阻

000125m2Rso0.0002w/管壁导热系Kdo

dobdoR si i 4218.4 K373w/m2计算传热

6257.4 mSKm

110152.35考虑15%的面积裕度，S1.15S选用mm2.5mm传热管（碳钢，取管内流速ui0.5m管程数和传热管依据传热管内径和流速确定单程传热管ns

d2

37472.9/(945.8936000.7850.0220.5i4

取71按单程管计算，所需的传热管长度L d0n

3.140.025取转热管长L=6m,换热器管程数为2，ns

3.140.025

根269每程管数为269/2=134.5根取135根ui

d

37472.9/(945.893600)0.7850.022269管内流

平均传热温差校正系数R46.2(117.1)188.1P 188.1188.1

按单壳程双管程结构，查有关温差校正系数图标。可t平均传热温差tmttm0.825152.35125.68875传热管排列和分程方用正方形排列。取管心距a1.25do，则t1.252531.2532N横过管束中心线的管数ncN壳体内

19.520采用多管程结构，取管板利用率=0.7，则壳体内径为ND1.05N

1.0532

圆整可取折流本换热器采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度h0.251000250取折流板间距B=0.6D，B折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/600-1=9块。接44圆整为管程接管：取u=1m/s，u24u243.14圆整后d20.15m壳程对流传热系数。对圆缺形折流板，可采用凯恩公式d0.36d

Re055Pr1

0 3 w当量直径，由正三角形排列得43a2d2 4o

0.03220.785de

壳程流通截面积SBD(1do)

壳程流体流速及其雷诺系数分别为u60598/(3600843.5208) Re

20.0887843.5208普兰特准数Pr

2.27641030 黏度校正系数 w所0.36

管程对流传热系d0.023Re08Pr0di管程流通截面积

i

0.7850管程流体流速u37472/(3600945.89) Re

0.668945.89普兰特准数Pr所

0.230.6835 传热系数K doRdobdoR si i 53185 传热面积SKt

6257.4103

该换热器的实际传热面积SpdoLNT3.14该换热器的面积裕度为HSPS100%116110 管程流动阻因为该换热器的形式为单壳程、双管程，取Ns1Np2mm

的换热管取Ft1.42P1 d2p2可由经验公

2

计算又由Re=53011，传热管的相对粗糙度为0.01/20=0.0005查莫狄图i=0.023w/m2℃；流速为

945.89 P2

945.892

633P143118

Ns1Ft1流体流经管束的阻力

Ffonc

u020管子排列方式为正三角形排列方式，则取 0fo5 nc20NB9uo

0.51.060607413流体流过折流板缺口的阻力PN(3.52B) P29(3.5

21

843.52082总阻力P0P1351.968.7420.6Pa壳程流动阻力在合理压降范围内换热器主要结构尺寸和计算结果如表4-表4-8换热器主要结构尺寸和计算换热器形式：固定管板式换热换热面积换热面积裕工艺参名单管壳物料名水甲操作压质量流流体密kg/流比热kJ/(kg程21材直压操作温-长热负平均温℃转热系管子规269根，管向距 正三角排折流挡板规9单弓形立式间距切口高度换热器选型一览表如表4-4-9换热器选型一览壳程管程H1换热器器器器11器器塔设备的选塔型的选择原具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触结构简单，处理能力大，压降低强化质量传递和能量传递气液两相充分接触，相际传热面积大生产能力大，即气液相处理能力大操作稳定，操作弹性大流体流动阻力小，即流体通过塔设备的压力降小结构简单、材料耗用量小，制造和安装容易耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修塔设备的设计目耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修但是我们可以在某些方面做到独特之处。以此来达到较大的生产效率，提高企业的生产效益。塔设备简压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解填料塔以填料作为气液接触元件，气液两相在填料层中逆向连续接板式塔和填料塔的优缺点对比如表4-】表4-10板式塔和填料塔的优缺点5%-10%25-50mm规整填料的HETP值比散装填料可能会P，v，液量又大，P，T，填料————各种板式塔的优缺点及用途如表4-表4-11各种板式塔的优缺点及用ST（溢流式精馏塔设计计算示塔板的选出多种塔板型式，现将几种主要塔板的性能比较列表4-12：表4-12几种主要塔板的优缺点比多大小下表给出了几种主要塔板性能的量化比较如图4-表4-13几种主要塔板性能的量化比511393算，论证选择筛板是否能满足生产要求。各种塔盘的比较如表4-144-14各种塔盘的比塔盘型蒸汽液效操作弹压力价可靠良优良超差良优优优优良优超良优优优优良优优优超差差优超可物性参在设计中使用AspenPlus进行模拟计算得到精馏段为1-20块塔板，现将精馏段各个理论板上的计算结果列于表4-15：表4-15精馏塔各理论塔板上的流量和物性数据℃1234567890气相平均流量和平均密ρv液相平均流量和平均密 LρL液相平均表面张力和粘σμ初算塔令HT0.8m，假设hL0.085m，则HThL0.80.085L(又

1)2

1)2Smith泛点关联图4-得C20

Smith泛点关联σ则气相负荷因子σ

CC20(

)0.2

(9所以允许有效空塔气速9ρLρvUρLρv

VV

所以初算塔

D 圆整后取D取Lw0.6D则弓形降液管面AπD2 Af0.052

WG所

AT

hf2.5hL2.50.085则雾沫夹

ev

5.7

( )3HT0.0000057

0.8

)3停留时LL

0.80.5298.145s根据以上两步核算的结果，可认为塔径D3.6m是合适的塔板布置设塔板结构形降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种现将不同降液管的对比列于表4-4-16不同降液管的对件U之间的关系如表4-17。4-17液体负荷与板上流型的关液体流量U745119011110111101111011110由于反应精馏塔液体流量为187.2m3/h，而初步计算塔径为3.6m，以选择双流型堰长Lw0.6D2.16mL(L)2

1872

则查流体收缩系数图4-得E

图4- 流体收缩系 L 187.2则堰上清液层高度how

)3 )3 由于0.006m<how0.06m，所以采用平堰堰高hwhLhow0.0850.0590.026m，圆整后得hw0.03m。所以板上清液层高度hLhwhow0.030.0590.089m所以hL的假设合适液面梯查弓形宽度与面积图4-Lw 由 得

即弓形降液管管宽Wd0.1DbLwD2.163.6则平均溢流宽 液体流道长度Z1D2Wd3.620.36塔板上鼓泡层高度

0.215(250b1000hf)211则液面梯

(1000bh)3 0.215(2502.8810000.2125)20.46(36000.052)2.88(10001.280.2125)3 液面梯度较小，可以忽略（4）.降液管的设降液管的面

Af0.052

降液管管宽Wd假设h0比hw则降液管底部距下一板的间（5）.孔布

t筛孔按正三角形排列，取筛孔直径d05mm则孔中心距t查开孔面积与开孔区面积图4-图4- 开孔面积与开孔区面得开孔率AoAa取外堰前的安定区Ws

边缘区的宽度WcsdxD(WW)3.6(0.080.36)sd rDW3.60.05 x1.36 查开孔区面积图4-

4-5开孔区面所以开孔面积

查筛孔数求取图4-得n

4-6筛孔数的求所以筛孔数nnAa50006.2流体力学计算与校（1）.干板压d0取板厚0.004m查干筛孔的流量系数图4-得C0

4-7干筛孔的流量系h0.0512(u0)2c所

)2

0.62

)2(2.0270.33m液塔板压VLFVL

964.641373.59 气相动能因

查有效液层阻力图4-得液层有效阻力hl

4-8有效液层阻所以气体通过塔板的总压降hphLhc0.050.330.38m液稳定性校h

4

(0.0056+0.13hL(0.0056+0.13hL-h

K

44.23（4）.雾沫夹带量校hf2.5hL2.50.085则雾沫夹带5.7 3ev

( HT0.0000057

0.8

)3所以符合要求（5）.液泛校hd

)2HdhLhdhp0.085负荷性能漏液筛板塔的操作有一个下限气速uom，当气速低于此点时，液体开取板厚所以d01.251.25h 4

how因

E(L

)3

2(0.0056+0.13hL-h所以hLhwhow(0.0056+0.13hL-h又

Vuom2联立以上方程2过量雾沫夹带以ev0.1kg（液体）kg（气体为限，将各数据代入

H

3得 (0.0057) 22

]320.82.5(0.030.00181L3WG又

AT

2hf2.5(hwhow)2.5(0.030.00181L32联立以上方程可得V48.778液相下限 Lhow因

以how0.006m作为规定的液相下得

1.9104m3/液相上限Af因 以5s作为液体在降液管中停留时间的下得

0.08464m3/液泛

Hd

h为避免降液管液泛，应满足

T，其

因为Φ＝0.5hw0.03HT0.8hphlhd

4lW将hp、hL、hd的计算式代入上式，整理得液泛23246.823246.88.28L3根据各线的方程，作出如下筛板塔的负荷性能图4-4-9精馏塔的负荷性反应精馏塔上部塔精馏段的设计结果如表4-表4-18反应精馏塔上部塔精馏段的设计结开孔区边缘与堰距离0.38m降液管内清液层高度0.479m雾沫夹带塔高的确估算反应精馏塔上部塔精馏段全塔效E1.10.49(au)0T经计算得ETTN251ETE所以实际塔板

37H1最后一块板到塔底的距进气管顶部到最后一块板的距离d1=0.5m进气管管径d2=0.7m进气管底部到塔釜液面的距离d3为保证塔底有5min的液体储dL6050.052605

所以H2d1d2d3d40.50.70.51.53裙座高H2D21.53.6 封头高HD0.23.60.2 开人孔处增加的高每十块板开一人孔，共需开2个人孔，开人孔处塔板间距为0.8m，故需增加高度H5=20=0m所以塔高H(3710.8H1H2H3H428.811.534.71.10（四、反应精馏塔上部塔的机械设塔体选反应精馏塔上部塔的操作压0.16MPa左右，操作温度在塔体壁厚计塔筒体壁厚计

查得低合金钢板16MnR的许用应力为[]t焊缝系数设计压力P1.1Pmax1.10.16 C10.8,C23,C3则考虑到塔的质量载荷、风载荷 载荷，圆整取塔筒体壁d

0.830.1圆整后取d封头壁厚计采用标准椭圆形封头，

C t圆整取与筒体相同的厚度即d确定裙座壁裙座取与筒体、封头相同的厚度d填料塔设计计算示精馏塔各理论塔板上的流量和物性数据列表如表4-表4-19精馏塔各理论塔板上的流量和物性数据Ca123456789该过程分4个填料塔则每个填料塔数据如气相平均流量和平均密299616.3985m3/V4

v2.37kg/v液相平均流量和平均密184.9279652m3/L4

L1029.54kg/L液相平均表面张力和粘流体力学计泛泛点计算使用Bain-Hougenu2

1 lg[F(t)(V)02]AK(L)4(VL L

公称直径DN=50mm=0.05m比表面积m2/ 空隙率96%则干填料因

湿填料因子m1，堆积密度D291kg个数为10400个V

wLLL

将已知条件代入Bain-Hougen式u lg[F84.660.00230.3702]0.062251.75(0.27)4解方程uF4.38m/V0.785空塔气速u0.5uFV0.785初估塔

D

圆整后塔径D压液体密度校正系

w

u操作空塔气

0.7853.52

0.013(L)(V)2 u

4.382 (V) 查Eckert压降通用关联图4-4-10Eckert压降通用关联P200mmHOm填得单位压降 等板高度计算ln(HETPh1.292lnL查得DN50属环矩鞍 将已知条件代入上式 则HETP填料层总压降P30.4200持液持液量使用Leva关联式进行计H L0

30.40 t总持液t

0.143(d

0.52m液体m填塔内构件设（1）填料层顶部压V由于2g

29.81

2.14(D/N)(291/10400)d2d V

dm(D/NdmP因为 P压板安装形式为固定式压板压板的开孔率取RH=0.87，填料的孔隙率 V(

)21029.54

)2344.5kg/H压板静压

2g

2

填料塔的设计结果如表4-4-20填料塔的设计结25.53空隙率0.96m310400个堆积密度干填料因子a湿填料因子泛点气速Z200mmH2O/m填填料层总压降6080mmH总持液量0.49m3液体/m3填填料层顶部压板静压力塔设备一览塔设备一览表如表4-4-21塔设备一览塔径塔高煤气净否亚硝酸甲酯再是甲醇吸收草酸二甲酯塔是否否否否是泵选泵的特点选用要泵的特点如表4-4-22泵名特选用要1.（包括原料泵和中间给料泵间给料泵的温度也可大（段及塔底回流泵小泵名特选用要100%；1.0-1.2MPa）泵温度一般不润滑油泵和封机械密封封力一般比密封腔0.05-0.15MPa泵选型标准及规电压380V±10%，6000V+5%-价格和制造规范等因素。常用的标准和规范见表4-23表4-23常见的泵选型标准和规泵类API610ASMEB73.1MASMEB73.2MISO2858端吸离心泵（16bar）ISO5199离心泵技术条件（II级GB3215GB5656离心泵技术条件（II级GB3216API675GB9236泵类GB7783API674GB7784JB1053选型原流流量Q是选泵的重要性能数据之一，它直接关系到整个装置的有最大流量时，通常可取正常流量的1.1倍作为最大流量。扬装置系统所需的扬程H是选泵的又一重要性能数据，一般要用放5%～10%余量后扬程来选型温温度T指泵的进口介质温度一般应给出工艺过程中泵进口介质液体性管路布置操作条件的内容很多，如液体的操作T、饱和蒸汽力P、吸入侧压力PS（绝对、排出侧容器压力PZ、海拔高度、环境温度操作是间隙必须满足介质特性的要泄漏泵，如磁力驱动泵、隔膜泵、泵。对输送腐蚀性介质的泵，要求对流部件采用耐腐蚀性材料，AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程塑料磁力驱动泵因此除以下情况外，应尽可能选用1、有计量要求时，选用计量2、扬程要求很高，流量很小且无合适小流量高扬程离心泵可选用时可选用往复泵，如汽蚀要求不高时也可选用旋涡泵3、扬程很低,流量很大时,可选用轴流泵和混流泵4、介质粘度较大（大于650~1000mm2/s）时，可考虑选用转子泵或5、介质含气量75%，流量较小且粘度小于37.4mm2/s时，可选用旋泵设计计算示进料状态：温度 压力组成

流量物性参数：密度粘度

HZg

hf1h

其中，ΔZ为两截面处位偷差，ΔP/ρg为两截面处静压头之差，2g两截面处动压头之差，hf1为直管阻力，hf2为管件、阀门局部阻力4hf3为4管径

选用规格为φ133×5的碳素u核算流速

雷诺数

Re

.1235.097碳素的绝对粗糙度为ε=0.15mm，相对粗糙度 查莫狄图得摩擦系数取两截面处位头差有进料管与换热器内的压力可Δp

泵进口与出口速度相等，则2g取直管长度为100m，则直管阻力hf1λ2gd设进料管上有5个截止阀、1个止回阀、4个弯头，一个孔板流量计故 ( δ4

δ)

4流体流经设备阻力hf3将上述结果相加，得泵的扬程 DuH= 2

+hf1+hf2+hf3=6+13.0668+0+19.9=176.5068泵选型一览泵选型一览表如表4-4-24泵选型一览进出转速流量扬程泵功（）必须汽蚀泵重444444244压压缩机分类压缩机按工作原理的分类如表4-表4- 压缩机按工作原理的分—压缩机按排气压力的分类如表4-表4- 压缩机按排气压力的分名压力压缩机适用范压缩机适用范围如图4-4-11压缩机适用范压缩机的特点及其比压缩机特点及其表较如表4-表4-28压缩机特点及其 高压和压；性能曲线陡峭，气量基本不随压力变化而变化；排气不匀，气流有脉动；绝热效率高，ηad=0.7~0.85 ηap=0.83~0.93；体积小，质量轻；连续运转周期长，运转可靠；易损件少，维修量小。其进气流量约为1500m3/min，或90000m3/h适用于中小气量，或含尘、湿、脏的气体；大多采用电动及拖动；气量调节可通过滑阀调节或调速来实现，功率损失较小；适用于中低压；性能曲线陡峭，气量基本不随压力的变化而变化；排气均匀，气液脉动比往复式压缩机小得多；绝热效率高，低压力比、大气量时，ηd=07~0.5；高压力ηd0.6~075转周期长，运转可靠；与往复式压缩机比，无气阀和活塞环等易损件多；5M。300m3/min18000m3/h以下，特别适用于小流量、高压力场合。通常每级压缩比为3:1到4::1，高的压缩比能引起容积效率和机176.6℃。压缩机选型原①高压和压压缩时，一般采用活塞时压缩机，但是随着工②离心式压缩机具有输气量大而连续，运转平稳，机组外形尺中、低压的情况宜选用离心式压缩机。当流量小时，相对应的离心压缩机的叶轮窄，加工制造，其最小流量受到限制③当流量较小时，应选用活塞式压缩机或螺杆式压缩机④活塞式压缩机采用多台安装，一般为3~4台，以便万一某⑤压缩机是价格很贵的特别是离心式压缩机使用期限长机比用两台小的更经济，两台50%能力的小的离心式压缩机比一台100%能力的大的压缩机贵30~50%，而且两台压缩机并车操作也比较压缩机设计计算示压缩机由一下公式计

W

K

)W为一个工作循环所消耗的外功（MPaV为体积流量(m3

，K为压缩系已知：V20.463m3

W2

1.25

2

1)1

压缩机参数如表4-4-29压缩机参数量进口进出口进口操作介需要规格选用（）流量(m3/（℃）温度（）压力质功率功率（）132/T管道选管径的一般要20%两种因素，取其最佳值。操作情等现象，液体流速一般不宜超过4m/s；气体流速一般不超过其临界速度的85%，真空下最大不超过100m/s；含有固体的流体，其流速确定管径后，应选用复合管材的标准规格，对工艺用管道，不推荐DN32、DN65、DN125的管子最经济管径的选式中M——每年生产费用与原始投资费用之P——管路设备每年消耗部分，以及占设备费用的百分比表纵坐标，管径为横坐标，即可求得管路的最经济直径。管壁厚求出，也可按表4-30选择常用的壁厚，另外还要考虑材质的因素常用公称压力下的管壁厚度如表4-4-30常用公称压力下的管壁厚公称直管子直管壁厚333333333644564446757667-99-9-PNMPa管道编管道号组管道号编号典型图示如图4-图4- 管道号编号典型图管道号各部分含义说第一部母代号参见《管道仪表流程图上的物料代号和缩写词（HG1993第二部工程的工序编号单一个工序（主项）的识别号，用两位数字表示，如01、10等。管道顺序号单序用二或三位数字表示，管道号多于999时，管道顺序号用四位数系列号单一位大写英文印刷体字母表示，通常不用O和I。第三部管道尺寸：用管道的公称通径表示对公制尺寸管道，如DN100、DN150只表示为100、150，对英制尺寸管道，如焊接，亦用公称通径表示，如“2”表示为50，单位“mm”省略。管道尺寸的其他表示方法根据工程特点和要求须经设计经第一单L～Z准压力等级代号（其中O、X不用。常用的国内标准压力等级代号如表4-4-31常用国内标准压力等级代代LMNP第二单顺序号用数字表示，从1开始第三单管道材质类别，用大写英文字母表示，与顺序号组合使用常用管道材质与代号对应如表4-4-32常用管道材质与代号对应代ABH聚丙烯聚四氟乙304316L衬里及内防第五部文印刷体字母表示，其代号字母键《管道仪表流程图隔热、保温93管径的设计计算示D式中V为流体在操作条件下的体积流量m3su为流体的流速D为管子内径，mV209m3 选定u5m43.1443.145则圆整取各种条件下，各种介质常用流速可查取相关参考值管道设计选型结管道设计选型一览表如表4-表4-33管道设计选型一管道代管道选型材PG0202-560PG0202-560PG0202-170PG0302-50PG0602-580PG0602-580PG0602-140PG0602-560PG0602-500PG0602-200PG0602-550PG0703-580PG0703-580PG0703-600PL0803-155PL0803-95PL0803-600PL0803-325PG0803-325PG0803-580□0803-300PL0803-95PL0903-110PG0903-445PL0903-155PG0903-50PL0903-95PL1003-95PG1003-50PL1003-180PL1003-180PL1003-120PL1003-120PL1003-80PL1003-50PL1003-65PL1003-70储罐的设计选设计依《化工设备设计手册》朱友庭等编著，化学工《钢制球形储罐 GB12337-《固定式压力容器安全技术监察规程》TSGR0004-《化工工艺设计手册》下册第二版化学工业概1、储罐的类由于介质的不同，储罐的形式也是多种多样的按位置分类：可分为地上储罐、储罐、半储罐、海上储罐、按用途分类：可分为生产油罐、油罐等。按形式分类：可分为立式储罐、卧式储罐等按结构分类：可分为固定顶储罐、浮顶