赛区师范dnd队伍-集初步设计说明书

第1章总 设计依据及原 设计依 设计原 项目概 项目名 企业法 拟建地 项目性 3工艺特 原料及产品方 厂址概 主要技术经济指 第2章原料方案与产品.......................................................概 产品..........................................................................PEST分 模型概 模型分 策略的制 加大技术、管理投入，降低产品成本 提高产品质量、树立企业形 积极推销、沟通，建立固定的供销关系网 鼓励创新，开发新工艺新产 完善生产，降低成 第3章工艺流程简 氧化反应系 氧化反应 氧气混合 汽 循环气压缩 氧化反应的主要机泵设 环氧乙烷吸收系 尾气回收压缩 环氧乙烷吸收 二氧化碳脱除系 环氧乙烷精制系 冷冻 主要机泵设 环氧乙烷储 水合蒸发系 乙二醇精制系 第4章工艺流程的仿真模拟与优 工艺流程的仿真模 EO合成工段的仿真模 EG合成工段的仿真模 全流程分 第5章物料衡算及能量衡 概 物料衡 物料衡算的意 物料衡算的基本原 物料衡算任 工艺系统物料衡算一览 能量衡 能量衡算的意 能量衡算的基本原 能量衡算任 工艺系统能量衡算一览 第6章换热网络设 概 夹点技术设计准 物流数目准 热容流率准 最大换热负荷准 换热网络集 分工段换热网络集 全流程换热网络集 第7章设备设计及选 环氧乙烷反应 反应器设计计 反应器机械强度校 EG精馏塔设 设计依 操作条 设备选 塔体结构设 反应精馏塔强度校 换热器的选型设 设计依 概 换热器类型的确 参考参 公称直径 管长 折流板间距 具体设 质量流 (kgh-1 进口温 (C 出口温 (C 密度 (kgm3 比热 导热系数(Wm-1℃- 粘度 (Pas 计算结果汇 设备名 设备位 台 热物 冷物 总流 (kgh-1 操作温 操作压 物 热物流(壳程 冷物流(管程 密 (kgm-3 粘 (Pas 导热系 (Wm-1K-1 比 (kJkg-1K-1 设备结构参 型 固定管板 壳体内 壳程 管 管心 管 管子排列方 正三角 管数 (根 折流板 传热面 折流间 管程 材 碳 主要计算结 壳 管 污垢热 (m2KW-1 传热 平均对数温度 换热所需面 裕 泵的选 选型依 选型原 各类泵的性能参 典型化工用泵特点和选用要 泵的具体设 泵的选型结 压缩机和风机的设计选 选型依 选型内容及工艺要 选型内 工艺要 压缩机分类及选用原 压缩机分 压缩机使用范 压缩机选型原 压缩机性能计算及选 压缩机和风机选型结果一览 储罐的设计选 选型依 储罐结构形式的选 材料的选 储罐的具体选 储罐选型结果一栏 第8章仪表和自动控 概 设计范 控制水 仪表的选 仪表的选型原 控制室系 监测内容 主要仪 设备的控制方 离心泵的自动控 设计要点 储罐的自动控 设计要 压缩机的自动控 设计要点 精馏塔的自动控 设计要点 连锁系统 反应器的自动控 性和可操作性分析 概 HAZOP分析的工作程 常用的工艺参数及引导 HAZOP分析应 准备工 分析设计文件，辨识重大 能运行过程中出现的，以及针对采取的措施 分析主要设备的开停车设计 第9章总图布 设计依 设计范 设计理 厂址概 园区概 周边环境概 总图布 厂区总图布局概 生产区的布 辅助生产 原料及产品储罐 行政办公及生活 检修及消防 发展用地与三废处理 总平面布置经济指 厂内布 9.6.1布局要 本厂设 第10章车间布 设计依据及布置原 设计依 布置原 车间划分概 EO合成生产车 EG合成生产车 第11章管道布 管道布置依 管道布置要 管道敷设方 11.3.1敷 地面以下敷 主要设备的管道布 塔的管道布 泵的管道布 换热器的管道布 容器的管道布 管廊上的管道布 第12章公用工 设计原 公用工程系 概 第13章土 设计依 厂区建筑设计范 厂区地理情 建筑与结构设计方 设计理 设计原 设计方 楼梯和窗 第14章与维 概 设计依据及原 设计依 设计原 设备......................................................................巡回检 同步检修与协同检 检修基本内 换热器的检 泵的检 塔设备的检 储罐的检 管道的检 电动机的检 维修人员管 设计概 设计标准及依 设计标 设计依 建设地区安全卫 拟建设地 安全卫生状 有害因素分 易燃易 噪 其他危 安全防范措 防火防爆措 泄漏应急措 防噪措 其他防范措 工业卫 第16章环境保 设计依 环境保 环境质量标 排放标 乙二醇装置环保特 清洁生 环境保妒设施及相关知 乙二醇装置HsE(健康、安全和环境)管理体系简介...设计中采取的环保措 建设期污染防治措 运营期间污染防 评价分析 绿 1设计依据及原化工建设项目可行性内容和深度规定（2005年版）项目建设遵守国家的各项政策、和法令，符合国家的产业政策、在保证工艺生产安全可靠的前提下，尽可能利用的设备、材料，污染物的排放达到规定指标，工厂安全运行和操作人员的健康不受损害；项目概山东省齐鲁工业3本设计项目为以齐鲁烯烃厂的乙烯为原料，经过氧化反应得到环氧乙1-1所示。原料及产品方12齐鲁烯烃3齐鲁催化剂4齐鲁烯烃5产品名纯产品等年产量/厂址概中国齐鲁石油化工公司公司直属的特大型石油化工联公路、海运和航空网络以及国内外程控与国际互联网（Internet）的开通，主要技术经济指项项工程总投资（万元固定资产投资（万元总成本（万元/年全场总产亏盈平衡点投资利润率投资回收期（年7投资利税率内部收益率2概产品用PEST分析法进行验证。PEST模型概述PEST分析是帮助企业其外部宏观环境的法。对于宏观环境因素（Poliical（Economic模型分析

图2-1PEST2.2.2策略的制加大技术、管理投入，降低产品成本。能提高企业抗风险的能力，得到的利润和竞争力。提高产品质量、树立企业形象积极推销、沟通，建立固定的供销关系网络鼓励创新，开发新工艺新产品完善生产，降低成本3氧化反应系反应,不论主反应还是副反应都是强放热反应,将反应产生的热量及时移出是一叶轮为封闭式,由、轮盖和叶片三部分组成。叶片和轮盖是用实心合金⑤现场泄检查①设备技术人员按要求进行巡检,对机组的振动、轴位移等情况进行监测并记 1/2锅炉给水泵的开车操作1/2 〈6~7mmHg)度和浓度条件下(如浓度“%及温度sO℃)具有极强的吸收水蒸汽性能。这时,它 人储气筒内的稀溶液经溶液回流管回流人吸收器,而不凝性气体则在储气筒液溢流人熔晶管,直接进人吸收器。过低温热交换器降温的浓溶液进人吸收的浓溶液,由此达到熔晶的目的 在该压力下,水的饱和温度仅有55℃,当达到该温度时水会沸腾汽化。用冷剂泵体,其作用是吸收蒸发器中因吸收冷水热量而汽化产生的冷剂蒸汽,将其带人高、范围。机组中溴化锂溶液浓度有一定的范围,浓度过高、温度过低时,溶液中会环氧乙烷吸收系 开车前压缩机的检查确认二氧化碳脱除系13~5以下原因:泵压力低、过滤器压差大、阻塞、阀未开足、背压高、管线不环氧乙烷精制系的乙二醇水溶液冷却到-10~ˉ15℃,与纯环氧乙烷换热,把环氧乙烷产品冷却 ,使其能在外界环境为常温常压的情况下安全的和输送。(2)③检查冷却水温度、压力 冷冻机在开车前要做好以下准备; 停机操作⑥在机组运行过程中,注意压缩机上机构是否正常工作⑦正确使用制冷系统中安装的安全保护装置,损坏及时更换 ②可能介质中含有水而结冰,切换泵,滤网③机械杂质堵塞滤网,切换泵滤网,ˇ①在操作和设备的情况下,尽可能用较高的纯氮气对其进行保护④本系统在进料前氧含量和分析合格⑦保证较低的温度可知,环氧乙烷是装置中潜在的 的 (2)生倒流,应采密封的快速截断阀自动系统,在两个截断阀中问置有一放空阀水合蒸发系不需撤热,所以采用管式反应器。反应器为U型管式,材质为碳钢,外包保温。(2)乙二醇精制系 压力正常,慢开出口阀至全开;观察压力、流量正常,运行无异常c(3)以减少喷射泵的抽气负荷。'10m水柱以上的压力,否则真空凝液罐不能4章Aspen，Pro-Ⅱ，ChemCAD等流程模拟软在整个设计过程中，采用AspenPlus对整个工艺流程进行了较为精确的计算，由于AspenPlus的原理是序贯模块法，而整个工艺流程中含有循环回路，也工艺流程的仿真模氧化反应器模拟 - 0 --HOT-REAC-CPressureVapor11MoleFlowMassFlowVolumeFlow --MoleFlow000000000Mole000000000HOT-REAC-Substream:ComponentMole000000000ComponentMole000000000MoleMassVolumeCVapor11Liquid00Solid00Molar--Mass--Enthalpy--Molar--Mass--MolarMassAverage-0--8CPressureVaporMoleFlowMassFlowVolumeFlow --MoleFlow0000Mole00008Substream:ComponentMole0000ComponentMole0000MoleMassVolumeCVaporLiquidSolid00Molar--Mass--Enthalpy--Molar--Mass--MolarMassAverage的不同,初始的床层温度范围在210~⒛0℃,若处于催化剂的后期,温度还要适值上来。采用水撤热系统操作升温过程中,在低于100℃温度到达160℃分地从排空阀中排净;当温度升到150℃时通密封蒸汽,热油的最终温度应维持还是犰eⅡ工艺,从全局观的角度上讲,二者间的差别不大,基本上可以分为氧气较合适的反应温度为210~笏0℃;确认循环气流量正常;观察氧气混合器压差的 换热器模拟 Rel.00---HOT-CPressureVapor11MoleFlowMassFlowVolumeFlow --MoleFlow0000000000Mole0000000000HOT-Substream:ComponentMole0000000000ComponentMole0000000000MoleMassVolumeCVapor11Liquid00Solid00Molar--Mass--Enthalpy--Molar--Mass--MolarMassAverage00--REAC-COOL-CPressureVapor1MoleFlowMassFlowVolumeFlow --MoleFlow00000000Mole00000000COOL-REAC-Substream:ComponentMole00000000ComponentMole00000000MoleMassVolumeCVapor1Liquid0Solid00Molar--Mass--Enthalpy--Molar--Mass--MolarMassAverageRel.---COOL-HEA-CPressureVapor11MoleFlowMassFlowVolumeFlow --MoleFlow00000000000000MoleFrac00000000000000COOL-HEA-Substream:ComponentMole00000000000000ComponentMole00000000000000MoleMassVolumeCVapor11Liquid00Solid000Molar--Mass--Enthalpy--Molar---Mass---MolarMassAverageXHS-Rel.0---243C--PressureVapor001MoleFlowMassFlowVolumeFlow ---MoleFlow000000000000Mole0000000000002XHS-34XHS-Substream:ComponentMole000000000000ComponentMole000000000000MoleMassVolumeC--Vapor010Liquid101Solid000Molar---Mass---Enthalpy---Molar---Mass---MolarMassAverageRel.0---798C-PressureVapor00MoleFlowMassFlowVolumeFlow ---MoleFlow0000000000000000Mole00000001000000000 Substream: ComponentMole0000000000000000Component00000001000000000MoleMassVolumeC-Vapor00Liquid11Solid000Molar---Mass---Enthalpy---Molar---Mass---MolarMassAverage ③水联运中发现过滤网堵塞或管线堵塞,应及时或清理Rel.0---1111010101增殖粘度系数123456789Temperature--PressureVapor000MoleFlowMassFlowVolumeFlow MoleFlowkmol/hr---000Mole000Substream:ComponentMole000ComponentMole000MoleMassVolumeC--Vapor000Liquid111Solid000Molar---Mass---Enthalpy---Molar---Mass---MolarMassAverage包括侧线采出、含乙醛侧线采出和环氧乙烷产品采出。压力调节:环氧乙烷精制塔的压耍依靠压力调节阀和放空阀来控制,放空阀是粗调节阀,开大压力下降,关小压力上升;压力调液位调节:釜液位和流罐的液分别是调整塔釜采量和回流来控制的脱醛量调节:脱量是通过变回流管返回乙二醇原料气提塔这股物料的流量来调整的,增大流量就提高系统脱量;减小流量就降低系统脱量;脱乙醛量是通过增大或减少塔侧线采出量来控制的,增大流量提高脱乙醛量,减少流量降低脱乙醛量。在开车过程中,影响环氧乙烷产品合格的主要因素是水含量。所以在开车调整过程中,先将产品采出线的物料返回到乙二醇原⑧雷雨天气进行装车作业水合反应器模拟00--TemperaturePressureVaporMoleFlowMassFlowVolumeFlow --MoleFlow00Mole00 Substream: ComponentMole 5.17E-085.17E-00Component00MoleMassVolumeCVaporLiquidSolid00Molar--Mass--Enthalpy--Molar--Mass--MolarMassAverageRel.0--ZF-CPressureVapor0MoleFlowMassFlowVolumeFlow ---MoleFlow00000000000Mole00000000100 ZF-Substream:ComponentMole00000000000ComponentMole000000001000MoleMassVolumeCVapor0Liquid1Solid000Molar---Mass---Enthalpy---Molar---Mass---MolarMassAverage 工艺循环水储槽注水 汽提塔注水 水合反应器注水 多效蒸发器注水一效再沸器的排气阀,当一效釜温大于100℃ 当末效塔釜分隔的两个部分都出现液位时,启动浓缩乙二醇泵,投用末效塔釜浓 后一效的釜液排出量最小为最佳状态。. 注意事项: 再生过程①多效蒸发器的末效在进行抽真空操作时,要注意给真空泵的凝液管线进行液干燥塔模拟回收塔模拟行的现象,当回收塔釜液位指示到达比较高的液位后,再启动釜液泵将釜液送人几率,也就减少了乙二醇受热降解的损失量。开车过程中,外线操作人员在操作、12345Temperature----PressureVapor001000MoleMassVolume ------Mole000000000000000000000000Mole000000000000000000000000789C-PressureVapor0000VolumeFlow ------ MoleFlow0000000000000000000Mole00000000001000000000HMX-----CPMXJ/kg-PCMX***VAPORPHASEMassFlowEnthalpy----HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-PCMX***LIQUIDMassFlowEnthalpy-----HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-SurfaceTenPCMXN/sqmTemperature--PressureVapor00001Mass00001MoleFlowMassFlowMassFlowMassFlowMassFlowVolumeFlow ------ MoleFlow0000000000000000Mole0000000000000000HMX------J/kg-***VAPORPHASEMassFlowEnthalpy--HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-PCMX***LIQUIDPHASEMassFlowEnthalpy-----HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-SurfaceTenPCMXN/sqmHEA-HOT-TemperaturePressureVapor1111Mass1111MoleFlowMassFlowMassFlowMassFlowkg/secMassFlowVolumeFlow ---- MoleFlow00000000000000000000Mole00000000000000000000HMX----CPMXJ/kg-PCMX***VAPORPHASEMassFlowEnthalpy----HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-PCMXN/sqmREAC-SEP-ZF-TemperaturePressureVapor110Mass110MoleFlow0MassFlow0MassFlowMassFlowMassFlowVolumeFlow0 -- MoleFlow00000000000000000000000000000Mole000000000000000001000000000000HMX--CPMXJ/kg-PCMX***VAPORPHASEMassFlowEnthalpy-HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-PCMX***LIQUIDPHASEMassFlowEnthalpy-HeatCapJ/kg-ConductivityWatt/m-DensityViscosityN-SurfaceTenPCMXN/sqmAspenPlus模拟结果提供相关数据进行后续设备设计，工艺流程图的绘制及热集5概物料衡能量衡QinQoutQ其中Qin——Qout——Ql——表示损失热量的总和。QWHoutH其中Q——设备的热负荷W——输入系统的机械能Hout——Hin——6概夹点技术设计准热流均要有冷流匹配，即夹点以上的热流数目NH应小于冷流数目NC，即 夹点之 点处，只要温差，物流可逐次进行匹配，不必遵守该准则。本准则适用于夹点处的匹配。夹点处的温差Tmin是网络中的最小温差，为保证各换热匹配的温差始终不小于Tmin，要求夹点处匹配的物流的热容流率满夹点之 夹点之 小于Tmin。换热网络集EO合成工从Aspenpluse导出EO合成工段的物料信息，再对物料进行检查，并进行手动修最小传热温差Tmin程能量费用小；相反如果Tmin取值较大，系统回收的能量减少，需要增加的换根据ASPENENERGYYZER计算得到的夹点数据，在遵守流股数目准则、从Aspenpluse导出EG合成工段的物料信息，再对物料进行检查，并进行手动修改，最终得到该工段物料信息如表，经过Aspenenergy最小传热温差Tmin程能量费用小；相反如果Tmin取值较大，系统回收的能量减少，需要增加的换图为EG合成工段最小传热温差Tmin根据ASPENENERGYYZER计算得到的夹点数据，在遵守流股数目准则、从Aspenpluse导出全流程的物料信息，再对物料进行检查，并进行手动修改，最小传热温差Tmin最小传热温差TminTmin取值较小，系统程能量费用小；相反如果Tmin取值较大，系统回收的能量减少，需要增加的换图为全流程最小传热温差Tmin与换热器投入费用的关系：根据ASPENENERGYYZER计算得到的夹点数据，在遵守流股数目准则、7环氧乙烷反应催化外形尺寸为9×8mm,孔直径为1.9mm,边孔直径为1.5mm,结构如图7-1所7-1Sp=0.913堆积密反应方 空间速度：7000h-7-27-3率下降。当温度为250℃时，EO的收率最高。7-47-5主要的产物是H2OCO2,EO偏低,当乙烯的摩尔比为8%时，EO的收率最高。水蒸气的影影响.7-67-7分别是水蒸气比例对乙烯转化率和EO选择性的影响.原料气有效的脱氢中心和供[O]中心变得稀疏,C—C键的断裂及结焦7-67-7反应压力对催化剂活性的影响.8是反应压力对乙烯转化率和O.×.kPa压力下,而环氧乙烷的选择性都是随着原料气中乙烯含量的增加而增加.之所以导致上述结果,,随着乙烯含量的增加单位活性中心分子转化数的提高没有原料浓度增加得快,率随乙烯的含量增加而下降.另外,2的相对量下降,减缓了乙烯深度氧化生成H2OCO2等副产物的几率,7-8设计选座、折流板为16MnR。基本物性参7-2乙二醇年产10万原料配年工作时7200空7000h-反应温反应选择反应压空时收7-3反应器进氧乙二氧化二氯乙甲总7-4反应器出环氧乙乙氧二氧化二氯乙甲总环氧乙乙水氧二氯乙二氧化甲Minyi,inMiMoutyi,outMi7-6名密度临界温度临界压力临界压缩因子环氧乙乙水1氧二氧化二氯乙甲

MinP=12.97809 Zin

MoutP=12.90428Zoutp表7-7黏 pa环氧乙乙水氧二氯乙二氧化甲进口物料混合物的黏度：y 12.98p

i

12.90p i 表7-8比热容 J/mol环氧乙乙水氧二氯乙二氧化甲进口物料混合物的比热容：Cp,in1.91kJ/g出口物料混合物的比热容：Cp,out1.97kJ/g反应器的数学计流体与颗粒外表面的传dQhS T p dQ:单位时间传递的热量hp：流体对颗粒的传热系数，J/㎡SsTGTS：颗粒表面利用系数，球体=1，圆柱体=0.91，其他形状Jhp(Pr)2/J JHG:气体质量流率Kg/㎡·sCp:气体恒压热容J/kg·KPr：普朗特准数PrCpug：气相黏 g：气体导热系 JHR R 0.06＜Rem＜300300＜Rem＜6000dsB B

J2.26R J1.28R dQ4.237103(T493)J/ 床层与管壁的传Qw(TGTWQTGTW：反应管传热系 er ReR R0.034512.97809 Rc0.842.272104J/(mh0.009wQ2.272104(Tcw流体通过边界层向催化剂颗粒表面扩散的传质速率方程dn CdgssC dtdnAkg CCSs：颗粒表面利用系数，球体=1，圆柱体=0.91，其他形状JDgDC gDCG

S)2/JD:传质因子g：气相密 gG:气体质量流率Kg/㎡ug：气相粘度SCgg

ugDJDR R 0.3＜Rem＜300300＜Rem＜6000经计算可得传质因子为

J2.10R J1.19R D0.0346，施密特准数为

ug1.49102g 相传质系数k J 2.85 )2/ d6.491051210CEkAelnklnAlnrlnknlnCA:指前因子CIB:异丁烯浓度E计算即可得反应指前因子A和反应活化能E。根据以上方法得到的反应指前因子和反应活化能分别为7.37×1014和169.7kJ/mol，最终得到该反应的动力学浓度分布方

dwA

G)

Al：床层高度Ar：反应床层截面 G:原料混合物的质量流量b:反应床层的堆积密 brAwA0，出口的质量分数为wA0.12，反应的床层截面积为A4.4m2，所以可得该反应器中的浓度分布方程为：r物料衡算

dwA1.27108e34w DAFdx(r)2DAA FA0dxAB：催化剂的床层B0T0T所以计算可得dl FA0(

2(rA2带入数据可得l

rA)40 7 4.78 1.39x 反应列管：35

24

48744880反应器内径：3660mm 反应器壁厚：20mm：圆筒的计算厚 p：圆筒计算压力

Di：圆筒的内 ：钢板在设计温度下的许用压力 18.6mm反应管的排30℃划分为12个区间，整个管板由一个30o区间阵列而成。板厚度15mm。气体分布板的形7-9床层压力

u2b o b m

b1bRb( Rm

dpb：床层压力降H:床层高度fm：流体密 u0：空塔线速dp：催化剂颗粒的直 b：床层空隙率：流体的绝对黏 dpu0 ab(1b) u2b o

b) md pb2659.10H18613.7618614分布板的压u

2gp1/dCd d pd：床层压 pd Cd：孔速系 可取1/3—u0:操作孔

u

板孔数与孔径的确DT3700 d=10DT(dDT孔数N (dDTDN s NDN代入数据得：s N30壳程换热设换热介质结换热介冷却水 H液态水C=4.184 密度 H2饱和水蒸气潜热r=2051.02终得到冷却水进口的质量流量为GHO,in=27000kg/h，取液态水的进口流速为1m/s，进口管口直径为100mm.换热介质出口的温度为85℃，出口流量为GH2O,out=27000kg/h。取液态水的进口流速为1m/s，出口管口直径为100mm.2管口设进口流量V=21.5m3/s，30m/s,S21.50.716m2m2，选用公称直径500mm、外径530mm、厚度10mm为50010；第三个管口截面积为0.316m2，选用公称直径为600mm外径为630mm厚度为10mm的为60010。产物出出口流量为 =22m3/s，选出口线速约为30m/s，则管内孔截面S220.73m2管口截面积为0.164mm，选用公称直径为450mm、外径为480mm、厚度为9mm为4509换热介质进壁厚为10mm的10010。换热介质出壁厚为10mm的10010支座设表7-9制作设计结果一览部材反应器壳封气体分布管法折流板3700mm20mm，裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离h=160mm，地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构形式，螺栓规格为M806据塔径，设定排气管规格10042个，排气管中心距裙座顶端距离泥层（容积密度约为1900kg/m350mm。管箱材料选1]筒体厚度计算式t取许用应力t126t (3- 0.121261

d=C2=1.5+1.5=3取筒体名义厚度为n20n 20mm，t没有变化，故名义厚度20mm合适ne=n-C1-C2=20–0–1.5=18.5t=pc(Die)=5.9t=126×1=1265.9MPa<126MPa故满足要求管箱封则其圆边高度

D0925mm。壁厚20mm2h050mm管箱法兰设压力，设计温度和公称直径等因素来确定。根据HG20583-1998《钢制化工容器图7-10等径平焊钢管板与壳体、管箱、反应管的连接结构壳体与管板的连接结管箱与管板的连接结反应管与管板的连接结管板法兰及管板的结构管板法兰通过螺栓连接，螺栓数目为36，螺栓材料为40MnB。法兰紧固1.0-凹Rt3.2-双头等头双头螺栓的由JB/T4707-2000取螺栓材料为35oA，螺母材料为25oA。且由JB/T4703-2000M22，伸出长度为3mm，其具体尺寸按零件JB/4702—92m=2,比压y=11,GB150—19989-11a，其标准尺寸为：D1277mm，d1227mm。NDd2bN12.5mm b 当b06.4mmDG等于垫片接触的外径减去2bDGD1277FG3.89105FG6.281259.128.942 等头双头螺栓的由JB/T4707-2000取螺栓材料为 oA，螺母材料为 JB/T4703-2000M22，伸出长度为3mm，其具体尺寸按零件膨胀节的结构设膨胀节的结构选轴向载荷的作用。膨胀节结构图如图7-10所示。7-11膨胀节各部分名称n=4;S=16mm；0Cr18Ni10Ti7-11所示：7-12膨胀节的设计计7-13UL4R5S465516 DDms3660216 SCSC1C21602D CD2mSS36602216143738D CmmD0mDh3660603720D0m)S(Db)0.5S(36600.516)Dm Dm封头校核，其校核结果如表7-11和表7-12所示。7-11计算条筒体简2材16MnR(正火 (板材焊接接头系数厚度及重量计计算厚 有效厚e=n-C1-C2=名义厚n=重压力试验时应压力试验类试试验压力PT1.25P[]= (或由用户输入t压力试验允许通T0.90s=试验压力圆筒的应T=pT.(Die)=校核条T校核结合压力及应力计最大允许工作压[Pw]=(Die)=设计温度下计t =e校核条t结合7-12计算条椭圆封头简2材(板材焊接接头系数厚度及重量计形状系K=1D2=0计算厚= 2[]t0.5=c有效厚e=n-C1-C2=最小厚min=名义厚n=结满足最小厚度要重压力计最大允许工作压[Pw]=KDi0.5e=结合EGGB150-JB4710-HG21514-JB/T4746-中国参数区划GB18306-GB50009-设计参操作条操作压进料状乙二醇进料0.20661饱和液7-13

7-14kgkgcumcum量度kgcum度kgcum度cP度cP1-7223-6465736-97-98-79-7-92-7-1-4-3-500-7-15类范液温液相质量流量kghr气相质量流量kghrcumcumkgkg气相粘度dynecm数dyne1—-14—9-全选型原物系特填料选塔表7-16类范液温液相质量流量kghr气相质量流量kghrcumcumkgkg气相粘度数dyne1—以ASPENHT0.80m,板上清液hL有HThLVLLL)05V V查关联图可得：C20020

G

0.360m/ 为了塔设备操作的安全性，表观空塔气相速度为u(0.6~0.8)umax，本塔由

u0.6umax0.216m/4u根据塔径计算公式可得：D4u0.2m进行圆整，同时考虑反应段填料对气相空速的影响，圆整时应大于故：塔径D实际空塔气速为u1.757m塔板结构设流型选本塔采用弓形降液管，堰长lw(0.6~0.8)D，对于双溢流塔板，堰长lw(0.5~0.7)D取堰长lw0.6D1.8m，且为平堰。 2.84/1000EL/2l20.0431m(双溢流 E w故堰高hwhLhow0.0569m圆整为hw0.06m，实际板上层清液hLhwhow查弓形宽度和面积图，查得WdD0.1;lwD0.6;AfATd可得：降液管宽度W0.1D0.3m，中心降液管宽度W'ddD降液管截面积A0.0520A0.05200.3676m 2液体通过降液管的流速u'd

0.1782m/则：降液管底部高度h0 0.102m0.1m2lwu故：液体通过降液管的实际流速为ud0.1882msr2r2A2 r2sin1xr2 r2sin1r2r2 rD

xDWW x'W'dW 由于直径较大故取Wc0.05mWs孔速u0F02.791m浮阀数N 641.70080mm塔板开孔率u100%12.755%小于15%大于4%塔板压降hp包括干板压降hc和液层压降h5.34u02g ihi0.4hwhow0.067mhphihc0.0956m单板总压降pphpLg流体力学验液泛（淹塔）校不设定进口堰，压力损失：h 2 2lh w0HdhLhdhp0.20067m由于HdHThw0.5(0.80.06)0.430m雾沫夹带校有效截面气速

VS0.320m/s塔板上鼓泡层高度hf2.5hL液体表面张力66.855dynee5.7

H

1.575108Kg液Kg气0.1Kg液/Kg气 降液管的停留时间校L停留时间Af 8.979s大于5s有充足的时间分 LA、极限雾沫夹带以eV0.1KgKg5.7106 2有e 0.1Kg液/KgH H V

hf

s s

其中uG

，A

2.5

wB、液

得：V11.28取液泛极限值HdHThww2Hdhwhowhphd1.4hw2howhchdw2且hw0.06m

2.84/1000EL/2l2ghc5.34u2g

，

w03可得0.569L20.00784u22.099L20.346且N 3 d2 C、液相负荷上限AfL/

4s，得液相负荷上限为

2Af

0.147m3/D、液相负荷下限对于平直堰塔型，最小液量为2得:(2.841000)E(L2lw)3 (双溢流Lmin0.0031m3E、漏液线

1 1对于F1浮阀，取FO6Kg2/s

作为最小负2u0F01.522ms则气液负荷下限Vu0A00.867m3气气相负6543210 0.010.020.030.040.050.060.070.086543210 0.010.020.030.040.050.060.070.080.090.10.110.120.130.14液相负液泛液相负图7-14精馏段计算结果7-17项名符单精馏段参设计参气相负Vm3/液相负Lm3/气相密Kg/m液相密Kg/m表面张dyne/液相粘设计结塔塔板类浮阀塔溢流类塔Dm3空塔气um/m堰堰lm堰m堰上清液高m板上清液高m受液板深m降液管宽Wm中间降液管宽m降液管底隙高m降液管面降液管内清液m停留时s开孔面浮阀类F1排列方正三角浮阀直m浮阀中心mn能动因雾沫夹带Kg液/Kg单板压P过改变浮阀的个数来调节，故在此省略其计算步骤，计算结果汇总如表7-17.项名符单提馏段参设计参气相负Vm3/液相负Lm3/气相密Kg/m液相密Kg/m表面张dyne/液相粘设计结塔塔板类浮阀塔溢流类塔Dm3空塔气um/m堰堰lm堰m堰上清液高m板上清液高m受液板深m降液管宽Wm中间降液管宽m降液管底隙高m降液管面降液管内清液m开孔面浮阀类F1排列方正三角浮阀直m浮阀中心mn能动因雾沫夹带Kg液/Kg单板压P反应操作条表7-19反应精馏塔进出物料组成组粗乙二醇进塔顶出塔底出ETHYL000C4C6乙二醇的进料速率：G20417.731Kg根据文献可知Ni-B/D113催化剂空时收率：10Kg/(m3得：催化剂填装量：WG图7-14内部翅片式催化精馏元件D'0.20~0.30mH'0.10~0.20m填料包装填量V'0.005m3正态分布fxfz;0,1

xeS' Kfxdx 催化剂分FtCft7-157-20塔板位分配比率面积催化剂填充填料包个实际填包个21431442453465678889合1塔板选溢流对于双溢流筛板，堰长lw(0.5~0.7)D取堰长lw0.6Dl2Ll2w

lwD

2 h 2.84/1000EL/2l30.04622 W相均匀接触，所以本段设置内堰。h'0.008m。W由于D>0.8m本段采用凹型受液盘100mm降液查弓形宽度和面积图，查得WdD0.1;lwD0.6;AfATd降液管宽度W0.1D0.3m，中心降液管宽度W'ddD降液管截面积A0.0520At0.05200.3676mf液体通过降液管的流速u'd

20.1534m/则：降液管底部高度

2lu

0.107mw故：液体通过降液管的实际流速为ud0.1643ms塔板布r2xr2x1Aa r2sin1x/r r2sin1r2xr2x1rDW xDWW d Wdx 2Ws直径较大故取Wc0.05mWs筛孔直径d08mm筛孔中心距t5d00孔数nn' 由图可得：n'5000个/m00nn'A232500先塔板上铺垫一层金属丝网波纹填料CY，H0.005m，再填充CR&L公司的填料5%，故水力学验证过程从略，请参照精馏段计算过程塔高估空间高度为HD0.5D1.5m

2 2T4H22.01.5D2H(nnFnP1)HTnFHFnPHTHD总高(16141)0.870.8111.5塔盘机械结构设降液管下端偏离角度设定为10°t塔体：查询可知许用压力[]t175MPa，焊接系数0.85，取设计压力的1.25倍为安全设计，同时钢材偏差1mm，腐蚀余量2mm，塔体强度t2t2

c考到实际过程，可圆整为22

c考虑设备的整体安全性，取相同壁厚25.0mm物料管口大V而得出管径。S D 表7-21管口名管流量大小物料状流速大小取值管径规整粗乙二醇进G塔顶出料G塔顶回流L2塔底出料L2塔底再沸G表7-22计算条件塔板设计压力容器分段数（不包括裙座1压力试验类型压力试验计入液柱高度试验压力（立试试验压力（卧试封上封头下封头材料名称16MnR(正火16MnR(正火名义厚度腐蚀裕量33焊接接头系数封头形状圆12345设计温度℃圆筒长度m圆筒名义厚度m圆筒内径m材料名称（即钢号16MnR(正火腐蚀裕量m3纵向焊接接头系环向焊接接头系圆筒外压计算长m0表7-23内件及偏心载荷介质密度塔釜液面离焊接接头的高度塔板分段数12345塔板型式筛塔板层数每层塔板上积液厚度最高一层塔板高度最低一层塔板高度填料分段数12345集中载荷数12345塔器附件及基础塔器附件质量计算系数基本风压基础高度塔器保温层厚度保温层密度裙座防火层厚度防火层密度管线保温层厚度最大管线外径笼式扶梯与最大管线的相对场地土类型场地土粗糙度类别A烈度7地震远近参数远塔器上平台总个数3平台宽度塔器上最高平台高度塔器上最低平台高度7-24裙座结构形式裙座底部截面内径裙座与壳体连接形式对裙座高度裙座材料名称Q235-裙座设计温度℃裙座腐蚀裕量1裙座名义厚度裙座材料许用应力裙座上同一高度处较大孔个2裙座较大孔中心高裙座上较大孔引出管内裙座上较大孔引出裙座上较大孔引出管地脚螺栓及地脚螺栓地脚螺栓材料名称地脚螺栓材料许用应注：以下设计参数均参照JB4710-92表5-6并计算确地脚螺栓个地脚螺栓公称直径全部筋板块相邻筋板最大外侧间筋板内侧间筋板宽度筋板厚度盖板上地脚螺栓孔直盖板类型整盖板宽度0盖板厚度垫板上地脚螺栓孔直垫有垫板宽度垫板厚度基础环板内径基础环板外基础环板名义厚度表7-25风载荷 载1－1(筒体1－1(下封头操作质量最小质量液压试验风弯矩地震弯矩偏心弯矩0000最大弯矩垂直地0000应力计算B组合应力校许用值许用值许用值许用值许用值校核结果合合合合7-26计算结果地脚螺栓及地脚螺栓基础环板抗弯断面模数基础环板面积基础环板计算力矩基础环板需要厚度基础环板厚度厚度校核混凝土地基上最大压应地脚螺栓受风载时最大地脚螺栓受地震载荷时地脚螺栓需要的螺纹小地脚螺栓实际的螺纹地脚螺栓校核结果合筋板压应筋板许用应力筋板校核结果合盖板最大应力盖板许用应力盖板校核结果合裙座与壳体的焊接接头校核焊接接头截面上的塔器焊接接头截面上的最对接接头校核搭接接头校核对接接头横截面搭接接头横截面对接接头抗弯断面模数搭接接头抗剪断面模对接焊接接头在操作工搭接焊接接头在操作对接焊接接头拉应力许搭接焊接接头在操作对接接头拉应力校核结合搭接焊接接头在试验搭接焊接接头在试验搭接接头拉应力主要尺寸设计及总体参数计算结果裙座设计名义厚度壳体和裙座质量附件质量内件质量保温层质量平台及扶梯质量操作时物料质量直立容器的操作质量直立容器的最小质直立容器的最大质量液压试验时液体质吊装时空塔质量直立容器自振周期s空塔重心至基础环板底截面上风弯矩环板底截面距离环板底截面上地震弯矩环板底截面上垂直N0操作时基础环板底截面风载对直立容器总的横N地震载荷对直立容N操作工况下容器顶部容器许用外压容器总容积直立容器总高第二振型自振周期s第三振型自振周期s注：内件质量指塔板质量,填料质量计入物料质偏心质量计入直立容器的操作质量、最小质量、最大质量中。7-27计算条椭圆封头简材16MnR(正火 (板材焊接接头系数厚度及重量计形状系K=1 D2=62i 2h计算厚=2[]t0.5 =有效厚最小厚min=名义厚n=结满足最小厚度要重压力计最大允许工作压[P]=KD05=1结合7-28下封头校核计计算单化工设备设计技术中心计算条椭圆封头简材16MnR(正火 (板材焊接接头系数厚度及重量计形状系K=1 D2=62i 2h计算厚=2[]t0.5 =有效厚最小厚min=名义厚n=结满足最小厚度要重压力计最大允许工作压[Pw]=KDi0.5e=结合7-29计算条筒体简材16MnR(正火 (板材焊接接头系数厚度及重量计计算厚 =7t有效厚e=n-C1-C2=名义厚n=重压力试验时应压力试验类试试验压力PT1.25P[]= (或由用户输入t压力试验允许通T0.90s=试验压力T=pT.(Die)=校核条T校核结合压力及应力计最大允许工作压[Pw]=(Die)=设计温度下计t =e校核条t合合结换热器的选型设GB151-《UJB/T4717-有：固定管板式换热器、U型管壳式换热器、浮头式换热器、填料函式换热器、固定管板式换热浮头式换热传热面积70m2左右。根据工艺物流的换热要求，选择固定管板式换物流性行换热时，低温端的温差不应小于20℃。当采用多管程、单壳程的管壳式换热温度，一般高15℃。物流换热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，为方便，采用外径Φ25mm的管子；对于有气液两相流的工艺物流，一般选管心距为管径的1.25～1.5倍，按照给定的标准进行选择以免压力降过大，一般选1～2。少，但方便。正方形旋转45°，可获得两者折中的效果。一般来说，笃定换热面裕热，留有10~35%的裕量；对于操作相对稳定的换热留有裕量可相对较少。折流折流板数目和间距按照《化工工艺设计手册》的推荐值设定7-30公称直管长折流板间距-----------确定相关数7-31E306 热物流（壳程冷物流（管程质量流 (kgh-1进口温 (C出口温 (C密度 (kgm3p导热系数(Wm-1℃-粘度 (Pas估算传热面QmCPT1.02107kJ/h计算对数平均温tt1t225220m计算传热面

ln

ln查阅化工工艺设计手册后取总传热系数K694Wm2则传热面积A

设裕度为13%，则传热面积为51.45m2工艺结构尺选用φ25×2传热管（碳钢，取管内流速u0.5m管程数和传热管nsV2 53.734diuL

0.025

按单程管设计，采用单管程结构。现取传热管长l11m，则该换热器管程数为Np1平均传热温R95.7640.93P49.051595.7tmttm0.9148传热管排列和分程方取管心距t1.25d01.252531.2532mm横过管束中心线的管Nnc 15.716（根N壳体内174D1.05tN1.05 174折流高度为h0.25500125mmB0.3500

传热管长折流板

-111000173（块接壳程流体接管：取接管内物料流速为u1.1ms，则接管内径d 管程流体接管：取接管内物料流速为u1.5ms，则接管内径d 初步选BEM5000.45-80.6-6-12mm Spd0(L0.06)(Nnc)HSpS100%S7-32设备名设备位 台 总流 (kgh-1进出进出操作温 操作压 2物热物流(壳程冷物流(管程密 (kgm-3粘 (Pas导热系 (Wm-1K-1比 (kJkg-1K-1设备结构参型固定管板壳体内 1管 管 管子排列方正三角管数 (根折流板传热面 折流间1材碳主要计算结壳管污垢热 (m2KW-1传热 平均对数温度 总传热系数Wm-2K-1换热所裕泵的选《炼厂、化工及石油化工流程用离心泵通用技术条件》GB/T3215-《离心泵名词术语 GB/T7021-e.介质含气量75%，流量较小且粘度小于37.4mm2•s-1时，可选用漩涡泵。7-33形特性能参心际标准ISO2858-1975(E型是机械化流量(Q)3.2～2000•h-扬程(H)5～125m工作压力(P)1.6MPa工作温度(t)-20～105IS型系列不高于80℃。流量(Q)6.3～400•h-扬程(H)5～125工作压力(P)1.6工作温度(t)<80泵流量(Q)5～162•h-扬程(H)9～245.7工作温度(t)<80SPG泵流量(Q)1.5～700•h-扬程(H)8～150之泵低故障率，安全环保7-34用途特选泵要流量稳定；一般扬程较高；泵温度一般为常温，但某些中间给料泵的温度也可大100℃；工作时不能停车回流流量变动范围大，扬程较低；泵温不高，一般为30~60℃；工作可靠性要求高般选用单级离心泵；泵的用率为50%～100%流量变动范围大(一般用液位控制流量)；流量较大；泵温度高，一般大于100℃；液体一般处于气液两相态，NPSHA小；工作可可选吸泵；选用低汽蚀余量备用率为100%流量稳定，扬程较低；介质种类繁多50%～1