源文件-初步设计说明书

概 第一章总 设计说明 图 设计概 设计依 厂址概 总平面布 设 第三章化工工艺及系 工艺路线选 工艺技术选 工艺方案简 流程模拟及优 换热网络与热集 第四章车间布置与配 设计依 车间布 管道布 第五章设 总 反应器设 换热器设 泵选型设 储罐选型设 第六章自动控制及仪 概 控制系统选 具体控制方 第七章供配 设计依 设计原 负荷分 供电电 配电线 动力和照 防雷和接 第八章给水排 设计依 设计原 给水工 排水系 节水及安全环保措 第九章土 地理情 设计依 建筑设 结构设 第十章环境保 设计依 环保治理措 第十一章消 设计依 工艺物料分 事故发生可能性及性分 消防安全措 消防系 第十二章维 设计依 设计原 设备维 检修举 维修管 第十三章能耗及节能措 设计说 能耗指标及分 节能措 第十四章概 编制依 工程概 来源及投资方 总成本费用估 财务净现金流 第十五章重大及安全措 重大物质分 15.2、有害因素的辨识结 有害因素分 自然因素分 重大辨识分 化学品重大分 与可操作性分析 厂区及模拟分 安全对策措施与建 第十六章特殊说 概初步设计说明书在本项目的可行性编制完成的基础上进行编写。20688-2000）总图包括总图布置第三章为化工工艺及系（包括工艺技术方案论证，20095依据之一。第一章概项目名年产207000项目性项目建设性质及规7000项目简本项目是为化工设计一套酸性气脱化硫发生克劳斯反应反应生成产品液体硫磺，同本项目主要解决目前酸性气脱硫的尾气SO2以及资源化产品硫磺价发展规划，2020年前公司将新建260万吨/年渣油加氢、280万吨/年重油催化裂化、120万吨/年催化汽油吸附脱硫等5个装置。按照市石油发展规划，2020年后炼油部产能翻倍。届时，现有酸性气处理装置将扩能后生产与环保需要。方面都有极其重要的意义。设计依据与原《2017年“东华科技—陕鼓杯”第十一届大学生化工设计竞赛《中民国民经济和社会发展第十三个五年规划纲要《产业结构调整指 （2011年本（修正《化工投资项目可行性编制办法（2012年修订版（中石化联产发[2012]115号）及有关专业；《中民环境保》和《中民劳动安全法等相关的国家法律、本初步设计说明书按照《化工工厂初步设计文件内容深度规定》（HG/T20688-2000）设计指导思项目充分执行国家能源和产业结构调整的基本方针使设计做到切设计范仪表等专业的全部内容。本项目范围不包括场地的岩土工程勘察及特殊地基处理。建设规模及产品方建设规201.1项目预期总投资为预期总投资为59236.215361.0所得税后静态投资回收期为8.5年，动态投资回收期15.9年。为了保证项目各8000产品方1.1项目产品方案及规序产规格产备120万吨/27000万立方米/格和质量符合GB/T2449.2-2015一等品技术指标,见表3.3。表3.3液体硫磺产品规格及质量指标表（GB/T2449.2-硫（硫（S）的质量分数/%水分的质量分数/%灰分的质量分数/%酸度的质量分数［以硫酸（H2SO4）计有机物的质量分数/%砷（As）的质量分数/%铁（Fe）的质量分数/%硫化氢和多硫化氢的质量分数（以H2S计≤

技术指质量符合GB-T3634.1-2006合格品技术指标,见表1.3。表1.3氢气产品规格及质量指标表（GB-T3634.1-氢气氢气的体积分数2氧的体积分数/10-≤氮加氩的体积分数/10-≤≤---游离水/（mL/40L瓶-

技术指主要原材料消1.4主要原材料、辅助材料来源项项 名 数 来 方主要原材 含硫酸性（硫化氢

36万吨/（22.5万吨/年

化 管道输

硫 0.6吨/ 3吨/

渤大硫酸工 罐市宝玺丰商 罐 23吨/

液化 1万立方米/ 化 管道输生产方法及全厂总流1.220终尾气处理选用成还原加氢工艺。1.3环制氢装置提供能量，硫碘循环制氢单元也可依靠外部热量运行。厂址概本项目位于化工内部位于市滨海新区大港区，东临渤海油田，南靠大港油田，占地面积13.24平方公里，与市1.4公用工蒸汽和蒸汽冷凝系统锅炉给水系统工业和仪表用压缩空气系统气系统环境保护及综合利劳动安全卫。，确保，安全生产生产前安全教育工作和安全生产均由该部门安全生产负责公司安全生产制度，并根据实际情况制定相应的安。，本项目的主要品为物质和易燃易爆物质相关情况和物质特性见1.5毒性物质物二氧化硫化硫表1.6主要燃烧与性物质特量沸闪上极下险类氢2----硫化--＜-甲---相关预防与处理措施详见安全预评价报消工程、水文地质条件和气象存在的问题及解决的本项目总体评技术可行7000效益可行目资源化利用废气中H2SPSA格优势。存在问结工艺总流程1.5物料平1.6第二章本章对本项目装置的平面布置和物料进行说明采用的和标准、规范及理采用的和标50016-50160-50187-《化工企业总 设计规范50489-《总图制作标准 GB/T50103-《化工装置设备布置设计规定 HG20546—《石油化工企业厂区总平面布置设计规范 SH/T3053-《压缩机厂房建筑设计规定 HG/T20673-《化工装置管道布置设计规定 HG/T20549-《厂矿道路设计规范 GBJ22-采用理《化工企业总图设计规范《总图制作标准《石油化工企业厂区总平面布设计基础资、温为-4℃550～68080%。工程地质与水文地质资料烈度等，参考初步设计说明书的“第九章土、本项目位于化工内部位于市滨海新区大港区，东临渤海油田，南靠大港油田，占地面积13.24平方公里，与市2.12.2总平面布置原装置布置概选址结2.3装置周边绿

2.312.1%合设计规范。本项目平面布厂区出、围墙等区域，因此，本装置不再进行重复设计，在原厂基础上，根布置规范评

2.2火灾性分（GB50016-2014）2.1.1性进行分类，可以得到装置的火灾性类别，得到主要装置的结果。表2.3装置的火灾分类及耐火等级序 场 生产类 耐火等 火灾等 甲 二 严重 甲 一 严重 甲 一 严重装置间设计距2.4设施间距----------------------------项目与周边环境设计距表2.5建设项目与装置周边环境间距一览性1东2南3西（一级4北设计要、、厂区内、外部、装卸、形成一个完整的、连续的系统；本装置设线路，装置四周设置一条主干道，三条次干道，而内部上，人流物流进第三章工工艺及系概体（氧气，空气，通过高温反应促使硫化氢直接氧化生成单质硫，流程的（常见的是铁离子和EDTA配合体H2S和配位体发生氧化还原反应生成单硫化氢脱除和硫磺回收的工艺路线选干法脱1883（CarlFriedrichClaus）提出原始的克劳斯法制硫工艺。原始克劳斯法分为两个阶段，专门用于回收Leblanc法生产碳酸钠时1CO2导入由水和硫化钙（CaS）组成的淤浆中，按以下反应得到H2S：(3-第2阶段是把H2S和空气混合后导入一个装有催化剂的容器，催化剂床层预先以某种方式预热至所需温度原始Claus工艺的主要化学反应可以如下反应式(3-1938（I.G.FarbenindustrieAG）Claus了重大其要点是把H2S的氧化分为2个阶段完成第1阶段为热反应阶段，1/3H2SSO222/3H2SSO2继续反应而生成元素硫。由于在燃烧炉后设置了废热锅炉，炉内反应所释放的热量约有80％可应器温度控制的问题，装置的处理容量也大幅提高，法本公司的技术奠定了3.180%式已经不能满足环保要求，因此克劳斯进行了多次改良。完全分解。但该工艺并不能解决出口尾气SO2浓度可能的问题。气中H2S稍过量，否则无法处理SO2含量的问题。亚工亚（SubDewPoint，SDP）工艺指在硫温度以下进行低温克劳斯反应20世纪70年发成功的冷床吸附法首次突破了硫对操作温度额限制，MCRC、Clinsulf99.2%的水平。3.290%上所以克劳斯方法中要想让硫转化率达到99%必须在低于硫的温度下920℃1全部反应，H2S60%～75%。230-25090%度下反应以达到更高的转化率，这是亚克劳斯工艺的出发点。3.2因此需要一个吸附—再生的过程，这种条件下产生了Sulfreen、Clauspol、重视克劳斯工艺与亚工艺的组合达到以一顶二的作用其中Clinsulf-SDP 回克劳斯工艺，这种工艺的代表是SCOT、RAR和国内研发的SSR等工艺，常与克SCOT入装有用铝矾土负载钴钼催化剂的固定床反应器,当气体经过床层时,元素硫、SCOT3.1SCOT艺改进说改进途改进途 技术措 工艺示流程设 两段再生以改善贫液质 超级原料气脱硫与尾气脱硫共用再生系原料气脱硫与尾气脱硫共用再生系 联合再生

操作条 大幅度提高硫磺回收装置过程气 H2S/SO2降低尾气脱硫装置的贫液入塔温度以改 超级设备与仪 不设燃烧炉通过换热途径再热尾 H2H2S溶剂与催化H2S湿法脱物理吸收法是利用H2SCO2、COS（RectisolN（Purisol（Selexol法、磷酸三丁酯法（Estasolvan法）等。物理吸收法脱硫过程中无化学反应发生，流程简单，大多数能从CO2中选择性脱除H2S气体。溶剂再生时只需降压闪蒸即可析出H2S，不需蒸汽和H2SCO2等酸性组分的目的。目前开发的物理化学吸收法有砜胺法、常温甲醇法（Amisol法、CFID法、SelefiningOptisol法等。化学吸收法是利用碱液或强碱弱酸盐溶液与HSH2S（MDEA吸收氧化法是利用碱性吸收液吸收H2S，生成硫化物或氢硫化物，在催化剂2020CATII，Sulferox2LO-CAT硫回收工艺是一种可再生的H2S脱除使用铁离子络合物液体催化剂，在常温下将HS溶于水后，电离成HS-和H+，溶液中的催化剂Fe3+与HS-发生氧化还原反应，直接转化为元素硫，同时铁离子催化剂Fe3+被还原亚铁离子Fe2+。然后铁催化剂用空气氧化，将Fe2+氧化为Fe3+，使催化剂恢性后循环使23.3LO-CAT含H2S的酸性气进入预吸收器和循环溶液快速充分混合，绝大部分H2S由气H2S，净化后的气体从鼓泡吸收塔的顶部排出。吸收塔中液相中的H2S在催化剂作LO-CAT（表面活性剂、消泡剂和杀菌Sulferox工艺,其工艺流程与LO-CAT法相似，但未使络合系统,抑制降Fe2+4%,是LO-CAT法的20倍。与此同时，从LO-CAT整个工艺流程出发，改良吸收氧化LO-CATII。砷基工艺于20世纪50年代由Koppers公司工业化。常用的砷基工艺有砷碱法（Thylox）和改良砷碱法（G-V。改良砷碱法（G-V）条件下，H2S与硫酸盐反应生成硫代硫盐，硫代硫酸盐再被砷酸盐氧为代砷酸盐和酸盐反应结束后酸盐必须除去G-V法虽然在砷碱法的工钒基工艺是以钒或其氧化物、钒酸盐等作为催化剂吸收H2S的吸收氧化法脱硫工艺。目前已开发出的钒基工艺有：蒽醌二磺酸钠法、改良ADA法、MSQ法、ADAADALO-CAT湿气制酸（WSA）工WSASO2H2SSO2尾气、煤化工行业煤气化过程的含H2S化行业中用气化工艺生产合成气产生的低浓度H2S废气以及黏胶行业的CS2和H2S废气等。H2S在炉燃烧生成SO2，SO2湿气体经冷却进入SO2转化器生成SO3，SO3和水蒸气进入冷凝器在较高温度下直接冷凝成酸。WSA法的优点是能处理低浓度的酸性气且产品，缺点是炉需要消耗大量3.1.3硫化氢深度资源化利用制氢气的工艺路线选资源化再生。传统硫回收工艺可以简单的理解为如下过程：先将H2S不完全燃烧生成SO2，再使生成的SO2与H2S反应生成硫磺和水。这些过程虽然能够回收硫磺(3-放出的热量。(3-自发反应。但是每1分子的H2SO2反应10H2S分子的热分解提供足够3-4硫化氢直接分解制氢的工艺开发进H2S3-3SS2x=2，85.80kJ0.039kJ/K,由热力学第二定律74.15kJ在常温常压下H2SH2S研究表明1000℃时，H2S的转化率仅为20%；而1200℃时转化率为38%；只有在高于1375℃的条件下，H2S转化率才能达到50%以上。如果加入惰性气体，控制H2S5.05kPa，1200℃65.8%。70%境控制要求，因此该工艺目前不具备工业化的条件。催化分解法常用到的催化剂包括Al、Fe、Mo、Co、V等过渡金属元素的氧化物和使得低温分解硫化氢成为可能。但目前绝大多数试验中硫化氢的转化率低于H2SH2S解提供了富燃条件，H2S解中绝热燃烧温度反应动力学要求的问题。20%左右，是一种较有前景的硫化氢分解制氢方中间循环剂与H2SLO-CATII电化学分解制氢方法首先用三价铁离子溶液循环氧化硫化氢：(3-Fe2+Fe3+的阳 (3-6a)阴 (3-总反 (3-285%HS，Fe2+Fe3+100%。2间接电化学法制氢单位电耗较低，可处理H2S存在产生大量不满足质量标准的硫磺、电极材料的使用太短等缺点。此外尽间接分解硫化氢工艺路线的提目前氢气主要采用化 生产，常规水电解（碱性电解）占4%。利用石制氢是成工业技术，但是在制氢程中会造成CO2的大量排放，无论从化石的资源来看还是考虑温室气体的排放利用化石制氢都是不70%～80%,30%再生能源（能、风能、生物能等）和核能。自1964年热化学循环制氢技术概念提出以来，经过五十余年的发展，世界各地的科研机构共了300多种不同的热化学循环制氢方法当前关于热化学氧化铁体系是最早循环体系，构成如下 (3-7a)(3-7b)(3-(3-82%。其中最著名的是东京大学UT-3循环，由四个反应构成 (3-9a) (3-9b) (3-9c) (3-9d)3NL/h1145～50%。Cycle (3-10a) (3-10b) (3-10c)该反应最早由通用原子公司（GeneralAtomics，GA）提出，并在70～80Bunsen按照GA公司名原则，反应3-10a在SectionI中进行，该反应称为BunsenBunsen3.5Bunsen在水和碘过量条件下，Bunsen(3-式中x、m、n3.2Bunsen应操作条件总参NormanKuboLee反应温度330-x84-11-m45n6-3-10bSectionIISO2SectionI然后在催化剂作用下利用高温气冷核反应堆产生的高温氦气间接换热进行热裂HI3-10cSectionIII步反应可以在气相或液相里发生反应。研究表明体系中碘和水含量过高会对HIHIHIHIHIBunsenGAHI3.6GAHI22子交换膜：阴极侧II-；阳极侧，I-失去电子从而被氧化为I；质子交换膜避免了阴阳两级溶液混合，并允许阳极的H+传输至阴极，从而HIEED223.7EED同时和EED技术提出来的还有膜反应器技术，在Pt催化下运用膜反应器在反应的同时将H2与反应体系分离，有利于提高HI分解的转化率。目前采用化学HIEED并能证明工业放大不存在问题，EEDBunsenHIxI2-HI-H2O混合溶液进入反应精馏装置，催化剂存在于填料之间。HIx因为大部分文献中碘化氢分解转化率难以突破40%，而且Bunsen反应2070GA虽然受到切尔诺贝利核事故冲击影响，在90年代被短暂搁置，因为氢能是20法国原子能（Commissariatàl’énergieatomique，CEA）在20003.8CEABunsen启动了核能系统研究与发展计划（NuclearEnergyInitiativeNERI旨在2017年底前证明使用核能进行制氢的可行性美国能源部的核能制氢发展研究项目（NuclearHydrogenInitiative，NHI）关注硫碘循环制氢技术（HI）和混合硫循环制氢（HyS）技术，硫碘循环制氢技GAGA径，并进行了大量的原始研究。GA3.9GA此外作为NERI的一部分GA公司桑迪亚国家（SandiaLaboratories，SNL）CEA为硫碘循估提供技术基础其中CEA负责设计评估Bunsen反应模块；GASNL75NL图3.10规模整合试验（IntegratedLaboratory-Scale，ILS）的三个模3.11CEABunsen3.12GA3.13SNLc．原子能开发机构（JapanAtomicEnergyAgency，JAEA）20年展了硫碘循环制氢的研究在2004年JAEA开发的装置实现了175小时的31NL。3.14JAEA2013JAEA2016运试。8小时的连续生产测试中，氢气产出为每小时10L，初步的连续生100L/hBunsenSO2能完全3.15JAEAd．，根据2006-2020年国家科技发展规划部署核能与新能源技术研究院（InstituteofNuclearandNewEnergyTechnology，INET）2005始了硫碘循环制氢的研究。依托一台10MW高温气冷实验反应堆（HTR-10），循环制氢技术开发研究的启动和前期工作（2005-2007；2009（10L/h2014：HTR-10（2015-2020INET2009IS-10710NL。3.17INETIS-在验证了技术路线理论可行后INET在2013年搭建了规模的整合平IS-1002014866060NL/h。图3.18INET开发的硫碘循环制氢规模验证装置IS-INET验，评估各种材料和工艺，建立一个符合真作条件的中试装置。出Bunsen(3-(3-(3-Bunsen产物分成两相，上层是H2SO4和H2OI2、HIH2OSO2SectionIIIHI若采用电渗析技术（EED）HI贵金属催化剂（Pt）75%40%SectionII的硫酸分解反应研究的较透彻，但因为本项目重点关注的是III化生产的现实性，韩三国的研究都向中试阶段迈进。同时硫化氢和硫磺。本项目提出如下硫碘循环分解硫化氢路线：(3-12a)(3-12b) (3-12c)3-12aa.3-12（ΔH（ΔS分析如下表所示。其中下标glaia3.2力学分析表反反 ΔS/kJ ---------------ΔH=-189.629kJ/mol (3- (3-其中，式3-13是克劳斯工艺的总反应式，式3-14是硫碘循环分解硫化氢的(3-(3-其中是环境温度、一个标准大气压上下氢气完全燃烧生成液体298.15K286kJ/molQW是转换效率系数一般取0.5对于分解水过程该式可以用于评估蒸电效率（40%）一般氯碱工业电解过程的制氢效率为25%～35%，成本最高，污染较大；高50%60%，是目前制氢普遍采用的方法，碳排放量大，消耗大量化石50%。类似地，用式3-16评估硫碘循环分解硫化氢（式3-12）的热效率，结果为41%66%，已3-12CO2、SO2H2S，是一个完全绿色的过程。虽然考虑热可以认为H2SSH23-12a研究表明硫化氢能在浓硫酸（浓度>90wt%）的作用下按照式3-12a发生化学H2SO4H2S3.20。119℃444.6℃130℃～160℃流动性最强其他温度区间内黏度增加不适合研究表明硫130℃S：①系；②不会被硫酸进一步氧化；③沉在反应体系下层，可以通过分相移出。136℃H2S2SO4，136℃H2S2S4反应完全，产物SSO2为化学计量数之比。低于这个温度SSO2SS21:1136±5℃90%wt3.20H2，如果这些气体和H2SO4发生反应，将影响到物料平衡，破坏整个循环。但是<0.001H2S（<6%无法转化的情Bunsen未转化H2SBunsenSO2碳等气体。至此，上述提到的四个问题都能够得到解决，证明了反应式3-12a描述的工3-123-12bBunsen描述的碘化氢分解反应已章分析理论研究和规模化试验装置的生产试验3-12分解硫化氢制氢工艺是可行的，这条路线同时满足了：3.3。3.21～3.27。选择低温克劳斯反应器方案控制SO2的排放未达标气体由原厂还原-气吸收+亚反应器的克劳斯处理工艺，详细说明见4工艺路线。3.21WSA3.22SCOT3.23SSR3.24RAR3.25Clinsulf3.26CPS3.27SuperClaus3.3同H2S理工艺比还原-亚 Simont 山东三 该工艺与同SCOT该工艺为国内公司工艺成熟、运转可工艺相比主要区别消化吸收SCOT工艺靠、操作弹性大、抗是没有炉加氢后 干扰能力强总硫回反应器热源由反应年来市场占有率逐收率高排放指标能器 物流换热步提高利用装置自满足环保标准但该或其他外部热（蒸身热源作为反应工艺装置投资高，尤汽、电等）提供。由其是加氢反应器所于没有炉使得用外供氢作氢源利需热源由加热 供，造成操作复杂，SCOT工艺减少的加热炉同样操作费用增加并且10%，从而具有设备具有设备规模小尾占地面积较大。规模小尾气排放量气排放量相对较少相对较少的特点 的特点个亚反应器催该工艺为国内公司化剂采用以TiO2为消化吸收冷吸附床主体的直接氧化催（CBA）后具化剂主要特征是把有自主知识的H2S直接氧化成元技术特点和Clinsulf素硫并且具有COS相似，在能量利用加氢活性装置流程率硫回收率等方面简单但硫回收率不有所提高，投资更高。按传统Claus工 H2S：SO22：1H2S含量略过量。常温下将H2S直接H2S后的尾气通过采用活性较髙的VK在SO2转化成SO3WSA 较 较 较较 较一 较低高高技术成熟、处理能力技术成熟、处理能力自主知识，投资大、效果好。但是投SCOT和RAR便炼化企业 大规模炼化企业 业需要精确控制H2S需要精确控制H2S和SO2的比例二氧和SO2的比例相较 其他亚工艺在风险；流程短投资能耗硫回收率上有低，处理量可大可一定优势但是也继小适合一般炼化企承了缺点自主知识 业 业较少适合天然适用于处理H2S含H2S浓度较20终尾气处理选用成还原加氢工艺克劳斯燃烧炉产生的高温气体在废热锅4.2Mpa (3-17)(3-(3-(3-COS、CS2等副产物的过程。燃烧段出口温度超过1000℃，通过废热锅炉冷却到350℃以下后进入克液硫，通过液硫泵泵入硫封罐，而后打入液硫池。在克劳斯反应器中催化剂为CT6-4B活性Al2O3，动力学数据参考Abdel-Fattah(3-剩余气体由炉烟道气预热到280℃进入加氢反应器目的是通过CT6-5B钴钼催化剂加氢使之前未反应完全的SO2转化为H2S，同时将副产物水解完全，MDEAH2S，吸收后气体经由尾气炉后放空。ASPENSO2GB31570-2015H2SProcessEconomicsProgramReport216AcidGasTreatmentandSulfurRecovery图中上半部分为硫碘循环制氢单元，该单元各装置分别发生式3-10三个反H2S3-10aφ38WangSO2，进入Bunsen反应器，在60℃常压下发生Bunsen反应3-10b。本森反应器是一个短停Bunsen（50%wt）和硫化氢氧化塔产生稀硫酸去硫酸提浓装置在0.02Mpa绝压的负压条件下通过（>90%wtHIxHI3-10c。按照理论研究，BunsenH2OI23-9的参数x、m、nLeeH2OI2实验证明，理论上SO2会反应完全，但不能排除部分操作条件波动时反应不完全的可能，BunsenH2S、无反应活性的烃类、CO2等，连同少量未反应的SO2，一并打入克劳斯工段Bunsen反应器的设计参考了SNL的报告，动力学数据来自Zhu等人的研究碘化氢反应精馏塔是一个筛板塔，精馏段5块塔板，提馏段3块塔板，塔内HI分解成H2I2反应可能同时在气相和液相中发生动力学数据参考Shripad因为塔内存在过量的水，塔顶塔釜温度接近，根据Murphy的建议，可以通缩需求，另设计了一套以1,2-丙二醇为工质的热泵系统，该系统在0.08Mpa～0.2Mpa反应后产生的H2被经过冷凝的塔底液体洗涤后经过残余碘回收工序，输出I3BunsenBunsen35%wt（MDEA）3.3表3.4酸性气体组成和温 组质量分注应原厂生产数据要求，对酸性气组成数据做了部分调整流量根据本项目实际情况拟合所有数据接近原厂调研数据，但不完全反应原厂实际情况18013040万吨/年焦化汽柴油加氢、120320发展规划，2020年前将新建260万吨/年渣油加氢、280万吨/年重油催化裂化、1205，20201613IMTP400.19Mpa流程模吸收-再生单本项目采用是成醇胺吸收-再生工艺，采用35%wt的甲基二乙醇胺30%物质闪蒸取出送入后续处理根据克劳斯产能扩倍计划需要我A,B硫碘循环制氢单

3.30同时硫化氢和硫磺。本项目提出如下硫碘循环分解硫化氢路线：H2Sφ38SBunsen

3.31SO2，Bunen60℃Bunsen冷却，管内安装静态混合器，强化气液接触。Bunsen（50%wt）HIxHI3.32Bunsen53H2I2Murphy塔顶气体以高产值的氢气为主塔底液体的碘和循环的未反应的碘I3-BunsenBunsenRadFracRadFracHeater硫磺回收单

3.3320理选用成亚工艺。4.2Mpa（表压）蒸汽，用骤预热，剩余蒸汽并入公用工程。流程模拟过程如下：3.34SO2SO2与H2SCS2等，炉内温度达到1100℃以上，继而在废热锅炉中冷却到350℃左右，产生240℃，准备进入克劳斯反应器中进行反应AspenHYSYSV9.0Aspen3.34在一级克劳斯反应器中继续发生低温下的克劳斯反应，同时COS和CS2在催剩余气体由炉烟道气预热到280度进入加氢反应器目的是通过钴钼催SO2H2S，以达到环保要求。加氢反应器出尾气吸收塔，利用MDEA溶液吸收其中的H2S，吸收后气体经由尾气炉后2根据ASPEN模拟结果显示SO含量100mg/m3的排放标准，远低于2015年环保标准的最严要求。吸收塔富液去再生塔再生，再生得到的H2S气2塔的参数优在对吸收再生塔进行动态模拟评价了进料波动对两个塔的变化之后对整个流程中各个的塔设备进行参数优化使用Aspen模拟里面的灵敏度分析软再生塔回流比对精馏效果的影响如下图所示,为了分析塔优化对数据的影响问至5的过程中，富集硫化氢效果逐渐提高直至稳定。在2-3.4之间，出口硫化氢含量变化较大，说明提高回流比对于整个吸收再生流程有较大的提高。考虑到R4.6H2S

8558528508478458428408372 2 2 2 2 3 3 3 3 3 4 4 4 4 4 51013。

VARY1C102PARAM3-75

VARY1C1021-4尾气吸收塔13SensitivityResultsH2SH2S0 反应精馏塔，进行，这不免存在的变化因素，我们先从塔设备说起，主要研究进料位置，选择闭式热泵进行热量集成，在塔的灵敏度分析结束之后取分析热泵循，（荷是绝对值，因而冷量对比时需要加负号）在进料位置在3-9板的位置时，对塔310行性。

275275275275275274

274274274

2743

00.620.7-0.90.75-0.9500450400300250200150100500601.5450GJ/h，0,75我们使用软件进行三维作图，得到一张三维网格图如下所示，0.754-6负荷的倒数kmol氢气所需要的能量W其中：——塔顶氢气摩尔流量，单位kmol/h——塔釜再沸器热负荷，单位GJ/h——塔顶冷凝器冷负荷，单位GJ/h得到如下ASPEN灵敏度结果，并在里面完成三维作图3.44T0302通过结果可以表明，当回流比大于1的时候，使用的能耗明显加大（分母变大，W，当进料位置降低的时候，能耗也有所上升。综合两者考虑，我们确定塔板数10块，进料位置第六块塔板，回流比0.75,可得冷凝器负荷76365KW，37552KW，并根据这个优化结果设计热泵。反应器的参数AspenAspen细核算。1.加氢反应器加氢反应器主要作用是将尾气当中含有的SO2H2S，由于该反应2BunsenBunsen反应器作为硫碘循环的关键设备，特殊的气液反应使得工艺上放大的案例很少，同时更为难的是，其动力学十分复杂，很难做到规划到符合Aspen输入标准的数据，因此我们使用软件，将文献中实验数据进行拟合，根3.44Bunsen动态控概际的内容，该动态控制方案为生产设计及PID图的绘制提供指导与技术支稳态模拟向动态模拟转AspenAspenPlusDynamicsDynamics压降的设计是根据经验规则——调节阀的压力不超过整个管路压降的30%——来计算，对设计的阀门进行压降设置（大0.03-0.07bar左右。同时根据塔罐2:1，得到下表。3.5再生塔塔釜塔顶回流罐设计数塔顶回流塔顶回流 塔釜回流直径D 长度H 长度H 3.455P,V、再生塔R结合着几个变量进行流程控制。3.463.47根据ASPEN模拟结果，再生塔的灵敏板的位置在第二块板，因此对再生塔的

3.48FCO101PC0101，PC01022012min，以更符合吸收再生LC0101,LC0102,LC0103是默认控制方案中三个塔的塔釜液位控制，在实TC0101是使用塔釜再沸器控制灵敏版温度，来表征产品的质量。常规寻0.1%TC0101PID由于TC0101加入死时间控制元件，因此仅要对改控制器进行整定，正定过程如设置死时间元件并初始化。将在将没有加上死时间元件的TC0101，InitalizeValueTuneTestMethodClosedloopATVTestsettings，Testsettings都选择为5%3.49继电-设定完之后点击菜单栏中的RUN按钮，然后点击控制面板中的Tune面板按下Starttest按钮，则控制器开始进行整定测试，经过大致4-6个周期，最TuneFinishtest图3.50继电-反馈显点击整定面板中的Tuningparpmeters页面，选择Tyreus-LuybenCalculatePIDUpdatecontrollerPID整定结果上传到控制器中，从而完成两个温度控制器的PID参数的整定。因而4.29，6.6min。3.50控制系统的评20%的情况下系统是否可以快速进入稳定状态。由于控制阀FC0101的存在，在动态过程稳定1h之后，分别加入进料量的干在系统稳定1h之后，在1h之后加入干扰，每0.01h计数，观察在1-5hDynamicsT01013.5120%T0101为了方便比较进料上下变化的波动，将Dynamics的数据导入里面3.5220%可以看出，扰动在一小时后加入，系统在2.5小时左右稳定，响应时间1.5概5℃的（冷冻盐水0.5MPa、150℃的低压蒸汽、1.0MPa、180℃的低压蒸汽、3.5MPa、242℃的高压蒸汽。度的节能。热泵精馏以工质的来源可分为两大类:一类是直接式热泵精馏,以塔用。热泵精馏的流程选择要密切结合具体条件(如当地的价格,所利用余热的品位及数量,高品位能的用途等),以便充分发挥各热泵精馏流程的优势,取换热流股和公用工程的确3.6程流股物流信息进口温度出口温度热负荷3.7设备物流信息进口温度出口温度热负荷3.8用工程物流信息进口温度出口温度-0确定能量目将上述工艺流股信息输入到AspenEnergyyzerV8.8，在能量分析器3.53ΔTmin在图中选取总费用最小且变化趋势相对平稳部分的温度作为最小传热温差8.5℃传热温差增大可以减少公用工程的耗费，而且经验来说10℃以上比较符合真实情况，因此此处选取最小传热温差为11.5℃比较合理。3.5410238KW,163.55250℃炉将沸程壳水转变为高质量的高压蒸汽供给一下硫碘循环以及双塔吸收工段使用。需要达到的最低温度为20℃，由于的冷公用工程最低温度32℃，换热网络的设计与选3.561669.09MW297.20MW，热公用工程240.03MW。冷量节省57.6%，71.2%，114.3MW。所使用的冷公用工程为：冷却水（32℃、冷冻盐水（-5℃；所使用的热公用工程为：高压蒸汽（3.5MPa、中压蒸汽（1.0MPa、低压蒸汽0.5MP3.57热泵精馏节能分析效且它提供给温度高的地方的能量要大于它运行所需要的能量。对于精馏生产而3.582476(1)可使用标准精馏系统,易设计和控制。间接式热泵，以水蒸气作为工质进行循环，使用ASPEN模拟热泵精馏过程如下图3.59ASPEN若不使用热泵精馏，其塔顶冷却能耗为76365.5kW，塔底加热能耗为43926.4kW表所示，总能耗节约了46.67%。整个热泵精馏的热量计算比较详见附录。总结与本项目使用了热集成节能技术，运用了AspenEnergyyzer软件，实型节能技术，节约了大量能量。3.60ASPEN76365.5kW，塔底加热能耗为37552.0kW；使用热泵精馏时，压缩机电耗为3.29，16821.3kW。反应精馏塔能耗能耗节约了46.67%。络。经过优化后，共需要冷公用工程126.00MW，热公用工程69.09MW297.20MW，240.03MW。冷量节省57.6%，71.2%，114.3MW，42.53%。第四章间布置与配GB50016-GB50160-HG20559-HG20519-HG/T20546-HG/T20549-HG/T20646-SH3034-SH3011-SH3010-总体原车间布置方平面布等）来考虑的。厂房的平面设计应力求简单，这会给设备布置带来的可变性般有I（长方形、LTΠ发展也有利于采光和通风但有时由于厂房总长度较长在总图布置有时，LTΠ柱网布置和跨6m,6m间采用4.5m或6m等但不论框架结构或混合结构在一幢厂不宜采用多种柱网的布置。本项目多为甲类生产，因此均采用框架结构，6x6m厂房的宽30m，24m9m、12m、14.4m、15m、18m、也有用24m的。根据厂设备布置及人流和物料的要求，单层6-6-6(6-2.4-66m,2.4m,6m2.4m2-3厂房垂直5m，6m，4.5m，每温及害性气体的厂，要适当加高建筑物的层高。有的车间宜采0.05～0.1m2/m³。泄压面积应布置合理，并应靠近部位，不应面对人员集中的地方和主要交通道路。车间内防爆区与非防爆区（生活、辅助及控制室等）间应设分隔。如两个区域需要互通时，中间应设双门斗，即设两道弹簧门隔开。上下层应设在同一轴线设备布置要生产工艺对设备布置的、在设备布置时，应充分利用差布置有压差的设备。例如通常把计量槽槽布置在最，主要设备如反应器等布置在中层，贮槽等布置在底层。这样既、2）运转设备应考虑其备用设备的位置。考虑安装安全防护装置的设备安装对设备布置的面积及通道。0.5m。不经常检修的设备，可在墙上设置安装孔。考虑设备检修、拆卸等的起重设备。的一端。厂房长度超过36m时，则吊装孔应设在厂央。2.7m厂房建筑对设备布置的、笨重设备或运转时会产生很大振动的设备如压缩机、真空泵机等，应、600mm。设备布置时应考虑设备的线路、安装、检修方式，以决定安装孔、吊钩及设容器布置1.5m。口的立式容器，需要人工加料时，加料点的高度不宜高出楼板或平台1m，1m梁。应校核取出搅拌器的最小。座基础中心线对齐或按封头切线对齐。卧式容器之间的可按0.7m考虑。在方需设通道时，容器底部配管与地面不应小于2.2m；不同直径的卧式容器成组布置在地面或同一层楼板或直径较小的卧式容器中心线标高需要适高应比顶部管嘴法兰面低150mm。当液面计上部接口高度距地面或操作平台超过3m泵的布泵与泵的间距视泵的大小而定，一般不宜小于0.7m，双排泵电机端与电机2m，0.7m，置的泵，其配管与阀门应排成一条直线，管道避免泵和电动机。150mm压缩机的压缩机常是装 率最大的关键设备之一所以在平面布置时应尽可能压缩机靠近与它相连的主要工艺设备。压缩机的管线应尽可能的短和直。为了有利于压缩机的和检修，方便操作人员的巡回检测，压缩机通常布较好。大型压缩机多采层厂房，分上、下两层布置，压缩机基础为框架高基2.5m2.0m事故照明、安全出等。换热器的换热器常采用成组布置，卧式换热器可以布置，串联的。非串联的相同的或大小不同的换热器都可换热器布置除节约面积外尚可合用上下水3.6m，将管改成弯管可降低安装高度。换热器外壳和配管对于不保温外壳最小为50mm，对保温外壳最小为250mm。两个换热器外壳之间有配管，但无操作要求时其最小间距为750mm。塔1m600mm1m0.6m。反应器的800mm右，超过800mm时要设置工作平台。催化剂如从反应器底部卸料时，应根据催化剂接受设备的高度，留有足够的。当底部离地面大于1.5m时，应设置操作500mm。塔设备的3-4车间划分及布4.1备最小间距净安全距离123456789 通廊、操作台通行部分的最小管 4560 表4.2通道的宽度与高宽度（高度走道、楼梯操作台下的工作场所、管架 高6-7（4.2-管束抽出的距离（室外硫磺回收单元装器、亚反应器及换热器、泵等设备。4.1硫磺回收单元EL±0.000m4.2EL+6.000m4.3EL+9.000m4.4EL+12.000m其他装置布

4.51m。管道布置要管道应或地上敷设；如确有需要，可埋地或敷设在管沟内。宜集中（包括穿越涵洞）10～30%10～20%裕量，并考虑其荷重。管道布置设计表4.3管道与建筑物及最小管道水平间最小水平间距12345表4.4管道与建筑物 最小管道垂直间最小垂直距离1234管径计其中，Vdu，m/s。4.3。4.5速选择气 流速<85%的临界速度，真空不超过状 液体流含固流 考虑固体沉积、管道的磨损和冲蚀，选择合适流最经济管径的MEME——每年消耗与克服管路阻力的能量费用（生产费用APMMM为纵坐标，管壁厚度及管道材管壁厚管道材 可用于铸铁管输送蒸汽及在压力下输送性与性的气体。输送有压力的物料、蒸汽、高压水、过热水及输送燃烧性、性和物料，435℃。管道编根据《管道仪表流程图设计规定》(HG20559-1993)的相关规定，管道号由5第一部分：物料代

4.61993第二部分：工程的工序（主项）编号和管道顺字相同）置内给配给每一个工序（主项）01、1001999外，管道号的其他各部分、各单元都完全相同。系列号采用一位大写英文印刷体字母表示，通常不用O1。150用，并表示在管道仪表的流程图首页上。第四部分：管道等用于ANSI标准压力等级代号（其中I、J不用，L～Z用于国内标准压力等级代号（其中O、X。常用的国内标准压力等级代号：4.6用国内标准压力等级LMNP第二单元：顺序号用数字表示，从1开始4.7用管道材质与代号对ABH3043164.第五部分：隔热、保温、防火和隔声代母表示，其代号字母按《管道仪表流程图隔热、保温、防火和隔声代号》1993管道绝热设绝热的功绝热结安全措3%；1080m典型管道布泵的管道DN15~20泵的管线和阀门的重量不得压在泵体上，应在靠近泵的管段上蒸汽往复泵、计量泵、非金属泵的吸须设过滤器，避免杂物进入换热器的管道布器的两端和法兰周围的安装与维修空间，在这个空间内不能有任何物；塔的管道管廊的管道布上方以使管架的梁随较小的弯矩小直径的轻管道宜布置在管架的部位；个别大直径管道进入管廊改变标高有时可以平拐进入，此时该管其他管道间歇生产反应进行时，如果漏进某种介质有可能引起、着火或严硫回收装置管道布置示4.7第五章2614118过程设备的基本要过程设备设计的作品或手册中查到其规格及型号，直接从设备生产厂家；另一类是非标设过程设备设计与选型的主要参数。对塔设备，需要确定物料的流量、组成、温度、压力、塔径与塔的成批、成系列生产的设备，即那些可以直接向生产厂家订货或的现成设备。对已有标准图纸的设备，确定标准图的图号和型号。随着工设备标准化的推进，有些本来用于非标设备的化工装置，已逐步系列化、定型化。这些设备包括换热器系列、容器系列、搪玻璃设备系列以及圆泡罩、F1型浮阀和浮阀塔塔盘系列等，它们已经有了。（如防爆口、人孔、手孔、卸料口、液面计接口等段的工艺设备一览表作为设计说明书的组成部分提供给有关部门进行设计。在到具体问题时，要考虑到下列的设计要点：设计目反应器5.1分反应器特型型 适用的反 优缺管 气相；液

填料 气液反板式 气液反化

流化床化）相；特别是催化输送容易，但磨耗大；床内返混大，对高转化率不利

5.2填料塔与板式塔的优先适用情填料填料 板式

反应精馏塔设计过反应器选5.3种主要塔板的性能比塔盘类塔盘类 优 缺 适用场泡罩

浮阀 浮阀易脱

舌型 浮动喷射 5.4表5.4几种主要塔板性能的量化比

5393反应动力碘化氢分解反 Runge-Kuttamethod文献<DevelopmentofEfficientFlowsheetandTransientModelingforNuclearHeatCoupledSulfurIodineCycleforHydrogenProduction>给出如5.5力学参正反应指前因子正反应指前因子 正反应活化能 108逆反应指前因 逆反应指前因 物料情况Aspen数据表如下表表 流股数据TemperaturePressureVapor10010MoleFlowMassFlowVolumeFlow ----- MoleFlow 反应操作—塔顶回流比—塔底再沸 ，则，其它值同理可知为1n表示精馏段塔板，m表示提馏段塔板，i表示组分0.75，0.086。图5.1反应的一个可行操作条解得反应深度反应精馏塔的塔液体流量提馏段气体流量V2=V1-(1-液体流量

塔径=1.83m圆整至同上塔径=1.59m圆整至塔底料液停留时间t=5min，DN=2000mm液相体积流量6.溢流装以下几种形式：UD=2.0m，所以根据经验与工艺要求，溢流装置定降液管面积由《化工原理（下（叶世超等编.科学）图11.19弓形5.3对于堰长lw与塔内径D以保证液体在降液管中有较长的停留时间。精馏段可 ，提馏段 精馏段Af

Af由于停留时间3s，故降液管尺寸设合0.4则取降液管中层相对密度HdHd'依下面两式分别计算泛点率F，

，则有：AA

5.4得并查物性系数表取K=1.0对于大塔为避免过量雾沫夹带，80%，故可知雾沫夹带能够满足要求。0.8mF1=0.8，则：

1.36Ls1F 1KCFhow=0.006m，E=1.0，取3s作为液体在降液管中停留时间的下限，则f.Hdhwhowhfh公式求得液泛线方程。反应精馏塔机械工程设（1）D>900mm，塔径在2.5m以下，边缘宽度取溢流堰前安定区宽度WS取 堰后安定区宽度WS'取根据之前计算可知，降液管宽度为Wd=0.2m和t/=3，t=0.015m；筛孔按正三角形排列，筛孔数n计算公式塔设备附总深度525mm，内表面面积4.4930，塔体和封头选材综合考虑物质特性和材料性能，选取Has loyC-276作为塔体和封头的材料。取塔顶蒸汽流 ,提取Aspen数据V=24048.5m³/h，则管圆整后选取管子规格为Φ630x9mm取回流液体流速，液相体积流量L=180.4m³/h，则回流管径圆整后取管子规格为取进料管液体流速为，液相体积流量为L=1980m³/h，则进料圆整后管径圆整后取管子规格Φ1000x9mmA．裙座材料选用HasloyC-276。裙座筒体上端面至塔釜椭圆封头切线距离查塔设备书得D=2000，壁厚时，h=80mm10-18mmK=100mm，R=50mm。塔内氢气等介质为易燃物质，故考虑裙座的防火问题，由于裙座直径大于1000mm，在裙座的内外层敷设防火层。防火层厚度50mm，防火层材料为石棉水4894mm400mm。2000mm12~2020M3016Mn18mm。5.7。位板（座1名义厚度88腐蚀裕量11115.7设备校圆筒度1长度120度123458度12345000径B7度设 组值3度式℃182管内径（或宽度力距整径0有径取用厚度许用内压881筒88名义厚度取用厚度88风载及载1－1(筒体1－1(头32风弯 II 2 2 2 n横风向弯矩Mca(IMII2T)2Ym(hhh T kn横风向弯矩 II T kIMcwIMcw组合风弯矩 max(MII,(MII)2(MII)2 nMIIF(hh注:计及高振型时, kB.24偏心弯矩Meme max(MIIM,MII0.25MIIM 需横风向计算时 max(MIIM,MII0.25MIIM nFmhF00/mh(i1,2,..,n ii k k0000011PcDi/ (mIIgFII)/D i 4MII/ i (mIIgFII)/D i31PTDi/ i 4(0.3MIIM)/ iBA1123(内压23(外压A223(内压123(外压A3122(pT9.81Hw)(Diei)/1:ij中iji=1j=1设计压力或试验压力下引起的轴向应力（拉i=2检修工况j=2重力及垂直力引起的轴向应力（压i=3试验工况j=3弯矩引起的轴向应力（拉或压[]tB设计温度下轴向稳定的应力许用值注2:注3:单位如下质量:kg力:N弯矩:Nmm应力(D4D4Zb (D2D2Ab b2,MC l2 x y M00/Z(mgF00)/ b 0.3M00M)/Zmg/ 力M00Mmg 载荷时基础环板与基础表面间虚拟的最 ME0.25MwMem0g 地脚螺栓需要的螺纹小径d4BAb 0 nl 1G 3Fl 1 4(l'd)2(l'd)盖板最大应 盖板校核结果itit4MJ mJJgFJ max Dit it-对接焊接接头拉应力80m0m01m02m03m04m05mamminm010.2m02m03m04mammaxm01m02m03m04mamws风载对直立容器总的横推力N载荷对直立容器总的横推力N0计算压力设计温度内径曲面深度S30403(板材焊接接头系数pT=1.25p]=1.5426(或由用户输入应力力pT.(KDi0.5eh 2eh 1 D22i6 2h i Kpc =2[]t0.5pcheh=nh-C1-2[]t[pw]=KDi0.5ehQ345R(板材焊接接头系数pT=1.25p]=1.5426(或由用户输入应力力pT.(KDi0.5eh 2eh 1 D22i6 2h i Kpc =2[]t0.5pcheh=nh-C1-2[]t[pw]=KDi0.5eh位S31668(板材焊接接头系数 =2[]tPce=n-C1-pT=1.25p]=1.5426(或由用户输入aaT=pT.(Die)a2e[]t[pw]=(Die)a aMPa力pc

接管

计算方法:GB150.3-2011等面81

角0线的夹角10称离1补强圈许用应力Pa1δ接管计算厚度05422mm2AA-2换热器30多种产业，相互形成条。2010500150804040、3030核电常规岛核岛、风力发电机组能光伏发电、多晶硅生产等领域都需要大130、换热器分类和压力降得范围；对、维修的要求；材料价格；使用等。流量、腐蚀性、允许压降、操作温度与压力、结垢情况和检修等要素决定选170℃；50~70℃0.6MPa4.614000w/m2.k，节约成本。更换胶条价格昂贵（胶条的更换费用大约占整个过程的1/3-1/2）.主要应用于5000w/m2.K。为GMP换热器的选型外形和规一般壳程流体不易结垢或可以进行化学的场合下，推荐用正三角形排列。必须进行机械的场合，则采用正方形排列。的压降越大，为了满足允许的压力降一般选用Ф19mm的管子。对于易结垢的物料，为方便，采用外径为25mm的管子。对于有气液两相流的工艺物流，一降低。所以，在管程结垢不是很严重，又允许压力降较高的情况下，采用Φ19mm×2mm的管子是合理的。过长给制造带来壳径较大的换热器采用较长的管子可降低单位传热面积的金属耗量，更为经济。因此，一般选用管长4~6m。对于大面积或无相变的换热8~9m1.25~1.5倍。壳程和台6~8工艺条件冷却水的出口温度不宜高于60℃，以免结垢严重。高温端的温差不应小于20℃5℃温差不应小于20℃。在冷却或者冷凝工艺物流时，冷却剂的温度应高于工5℃料的一般低5℃换热器的设计温度应高于最大使15°C。 压力介于至之间时，允许压力降介于至之间；当工艺物流压力大于时，允许压力降小于换热器管程和壳程之间的物流存在一定的限制和要求目的在于强化传⑥较脏和易结垢的物流应走管程，以便和控制结垢。若必须走壳程，换热器设计举以E0101工艺数据交换器》以及《化工工艺设计手册第二版（下》第四版，使用AspenExchangerDesignandRatingV8.8表5.8E0101换热 物流参操作条参壳管MDEAMDEA质量流量进口温度出口温度出口压力 进口压力出口压力 类型选于该换热器的作用是将出再生塔的塔釜的高温贫液和吸收过后的富液进行MDEA设计标准。在确定好流体之后，对于类型的选择，EDR有专门的说明如下3.1针对前封头封头管箱适用于较清洁的介质工况因检查换热管内及换LMLM中，我们选择浮头式换热器。E必须为偶数。根据介质情况，这里选择E温度和压，160℃，90℃。，0.3MPa,1.1MPa降的影响，EDR20%。传热系和固壁热阻为EDR自动默认值。该换热器的管程为冷却水，根据《化工工艺设（第四版）0.00017m2K/W，壳程硫化氢和0.000073m2K/W。尺根据EDR450mm504EDR默认值。165.3m^2，36%，8.04m/s，5.7m/s，均为湍流态，且满E0101型号为BES700-1.1/0.3-165.3-3/19-（mm（MPa，0.3（MPa3（m详细结

5.5TEMA5.85.9换热器的机械设计及校S30408Q345R5.4.5步设计说明5.9入数据项项管程/壳程计压力管程/壳程计压力设备直径计算长度输入数 SW6-2011（SW6源文件见程序文件夹5.10SW6算结果项项 计算结果设备筒体壁 管板壁 上封头壁管板壁 上封头壁 设备法兰复 合5.11入数固定管板换热器设 计算单 硫离团设 壳程管程设计压力C设计温度ttC简图计算内容5.12段管箱筒体计前端管箱筒体计 计算单计算所依据的标 GB150.3-t内径(板材负偏差腐蚀裕量 2[]t=e=n-C1-C2=n

pT=pT=[=(或由用户输入

T0.90ReL pT.(Die)2e.T=校核结 合校核条 T校核结 合2e[]t(Die)=算应 t

=

结 合 校核条结 合 表4.7计算条 椭圆封头简计算所依据的标 GB计算条 椭圆封头简计算压力 设计温度 (板材用应力用应力负偏差腐蚀裕量数

pT=

=

(或由用户输入T0.90ReLpT.(KDiT 2eh)=T

1 D22i6K

i

=计算厚计算厚 Kpc =2[]t0.5 =heh=nh-C1-C2=min=nh= 2[]t力[p KDi0.5eh5.13端管箱筒体计后端管箱筒体计 计算单GB150.3-计算压力设计温度内径 (板材试验温度许用应 试验温度下屈服点 负偏差负偏差腐蚀裕量 焊接接头系数焊接接头系数

=2[]t

=有效厚 e=n-C1-C2= n 重 压力试验类 试pT=pT=[=压力试验允许通 T0.90ReL 的应力水平的应力水平pT.(Die)2e.T=校核条 T校核结 合

2e[]t(Die

=

tt=

结 合校核条 t结 合5.14管箱封头计后端管箱封头计 计算单计算所依据的标 GB150.3-计算条 椭圆封头简设计温度 计算条 椭圆封头简设计温度 内径 曲面深度曲面深度材

负偏差负偏差焊接接头系数 腐蚀裕量焊接接头系数

pT=

= (或由用户输入

力力T0.90ReL

校核条 T校核条 T

2eh.

=

校核结 合

1 D22i6K

i

=计算厚计算厚 Kpc =2[]t0.5 =heh=nh-C1-C2=min=nh=压 2[]t[p KDi0.5eh=5.15压圆筒校内压圆筒校 计算单计算条 筒体简计算所依据的标 GB计算条 筒体简计算压力 设计温度 内径 (板材试验温度许用应 负偏差试验温度下屈服点负偏差焊接接头系数腐蚀裕量 焊接接头系数 2[]t=e=n-C1-C2=n pT=[= (或由用户输入pT=[= (或由用户输入[的应力水平的应力水平pT.(Die)2e.T=校核条 T校核结 合

2e[]t(Die

=

tt=

t表5.16直管换热管内压计直管换热管内压计 计算单计算条 换热管简计算压力Pc 设计温度 外径Do 材 (管材

a a负偏差C1 腐蚀裕量C2 焊接接头系数 2[]t=e=n-C1-C2=n 2e[]t Do =t=t结 直管换热管内压计算合表5.17直管换热管外压计位计算压力 - 设计温度

(管材外径 (管材试验温度许用应力 设计温度许用应力负偏差腐蚀裕量焊接接头系数

计算厚 = 外压计算长度外径Do

n Do=

e=n-C1-C2=A B 重

当

/

20

[p]

Do/e

当Doe20时[p]

Do/

=结 换热管外压计算合表4.7

设计条 设计压力 计算压力 设计温度t轴向外载荷F外力矩M 许用应

CDD兰兰力f螺栓力 b公称直径dB螺栓根径d1数量nDi个垫DD Le-hNmb0 b= DG=(D外+D内 DGD载荷Wp所需螺栓总截面积栓 NWp=Fp+F=N2实际使用螺栓总截面积b2Ab 4= 操2F= DDicNL=L+ 1M= Am=max(Ap,Aa)=Wa=πbDGy=b0> b=2.53= F=NL= F=NL=0.5(D-DM===MFT=F-FDNLT=0.5(LA+MT= +LG)= 2

外压:Mp外压:Mp=FD(LD-LG)+FT(LT-LG); 内压:Mp=MD+MG+MTMp=339053.8 W LG LG

计算力矩M=M与M[]t/[

bL b

Lmin

= (查GB150-2011表7-

Lmax

h0

Di0

h/ho= K=Do/DI= 10由K查表7-9 Z Y 7-由1/o

7-57-

f=f=7-37-hod1Uoho

eFhfψ=δf

==

=4fe13

=

1W1

d h12o=2WpDi2tn输入法兰厚度δf=40.0mm时, 性f=f=数H2o =267.0n=300.0(兰设计的任意式法兰取t R(1.33fe1)M 2fi M0 Rff=J52.14VIMoE2Ko1=表5.18直管换热管壳程压力试验外压计直管换热管壳程压力试验外压计 计算位计算压力 - 设计温度 外径 试验温度许用应力 设计温度许用应力 99.00 负偏差 腐蚀裕量 焊接接头系数 计算厚 = 外压计算长度外径DoABe=n-C1-C2=nDo=当D/ [p]BD/o= [p]当Doe20Do/= 位 位 图C圆 平均金属温度下弹性模壳程圆筒内径壳程圆筒名义厚度壳程圆筒有效厚度壳体法兰设计温度下弹性模量C壳程i壳程圆筒内直径横截面积A=0.25D i 壳程圆筒金属横截面积A=(D+ 设计压力 设计温度 材料名 设计温度下弹性模量

管箱圆筒有效厚度Et管箱法兰设计温度下弹性模 Et换

t 管子平均温度 t 设计温度下管子材料许用应

[]

t设计温度下管子材料屈服应力t

Et设计温度下管子材料弹性模 Et

平均金属温度下管子材料弹性模量 平均金属温度下管子材料热膨胀系数 C管子外径 管子壁厚 管子根数 换热管中心距 一根管子金属横截面积at(d换热管长度 管子有效长度(两管板内侧间距)t管束模数 =Ett

i

d2(d2

管子受压失稳当量长度

Crt系Crt

2Et/

比 lcrCr

t管子稳定许用压应力 it

C

管子稳定许用压应力( i Rt li[]creL1cr1.5 2Cr 材料名 设计温度设计温度设计温度下许用应力C 管板腐蚀裕量0管板输入厚度管板计算厚度管板分程处面积0管板强度削弱系数管板刚度削弱系数管子加强系数K21.32DiEnaEK管板和管子胀接(焊接)2胀接许用拉脱应力焊接许用拉脱应力tptp设计结本，借助于AspenExchangerDesignandRating得到所有换热器的设计结果。设概选型原流量1.1～1.15倍。扬程需扬程的1.05～1.1倍。进口压力Ps和出口压力，进、出口压力指泵进出接管法兰出的压力压力的大小影响到壳体，温度蚀余量操作状态操作分连