赛区vector团队-设计设备选型说明书

设备选型说明 反应器设 反应器设计原 反应器类型选 反应器工艺计算设 设计结果汇 反应器设计选型一览 塔设备设 塔设备选 塔型的选 塔盘的类型与选 乙二醇精馏塔1工艺设 Cup-tower校核结 塔设备设计一览 固定管板式换热器选型说 设计任 换热器工艺方案的确 换热器工艺与机械计 换热器选型一览 压缩机选型说 压缩机选型依 压缩机选型依据原 压缩机工艺计算与选 压缩机选型结 压缩机选型一览 泵选型说 泵的选型原 泵的选型依 泵的工艺计算与选 泵的选型结果一览 储罐与闪蒸罐选型设计说 设计选型依 设计选型原 储罐的工艺计算与选 闪蒸罐的工艺计 储罐与闪蒸罐选型一览 管道选型设 管道选型依 设计要 管道选型方 管道选型一览 工业炉选型设 工业炉选型依 选型原 选型要 选型结 总设备一览 换热 储罐与闪蒸 压缩 锅 管 反应 1-3-1反应温度反应压力设计温度设计压力空速/h-1-3-2Pressure11MoleFlowMassFlow --MassFlowC2H4O-000000000MassC2H4O-000000000

=

=306715÷2=其

床层体积−取催化床层孔隙率所以床层体积为 V=VR÷（1-76678.7m3/h10000m/h。u0——空床液体流速

=v0——每个反应器的进料体积流量

=7.66𝑚24.2

=𝑉𝑅=选取工业上所用的45×2.5

2=𝜋×0.042= 4则管 n= =

≈5698 排管把整个管板按30℃划分为12个区间，整个管板由一个30°区间阵列而成。取不布管区域直径为200mm。t=1.1𝑑0=1.25×0.045=S=√3𝑡2=√3×0.056252= 𝐷𝑖

3742×0.002740+0.785×√=√圆整后D=4000mm

=𝑓′

)(1−f′=150+p——压力

=𝜇(1−f'——修正的磨檫系数；ds——催化剂的颗粒直径B——由前面计算：u0=10000m/h=2.77m/s；εB=0.15；ρ=0.751kg/m3μ=0.023cP=0.023×10-3Pa·s；ds=9.0mm=0.009m𝑅𝑒,𝑀

0.009×0.751×0.023×0.001×（1−

=

𝑓′=1.75

==2.14

0.751××

1− =15%中选取：壳体、列管、管板、封头、法兰材料为09Mn2VDR。中选取：壳体、列管、管板、封头、法兰材料为09Mn2VDR。2.6MPa,焊接方式：选为双面焊对接接头，全部无损检测，故焊接系数根据GB713-2008《锅炉和压力容器用钢板》和GB150-2011《固定式压力容器》规定，可知对09Mn2VDR钢板C1=0.3mm，C2=2mm；16~36mm，查得材料的许用应力[σ]t=270MPa，pc——设计压力

δ=2[𝜎]𝜑−𝑝 δ=

设计厚 𝛿𝑑=𝛿−𝐶1−𝐶2=22.58−0.3−2=圆整后名义厚度 𝛿𝑛=

𝑝𝑇=1.25𝑝[𝜎]𝑡=1.25×2.9×270=𝛿𝑒=𝛿𝑛−𝐶1−𝐶2=10−0.3−2=𝜎𝑇

𝑝𝑇(𝐷𝑖+𝛿𝑒)2×𝛿𝑒

=<0.9𝜑𝜎𝑠=0.9×1×470=200220℃。反应产生的热量选用导热油作为介质带走，Aspen模拟得出结果如下：1-3-1250944.419kW1.1，则每个Q’=1.1Q/2=1.1×50944.419÷2=28018.72床层对壁面的给热系数内壁的给热系数α1可按下式计算：

𝛼1×

𝑑𝑝·u·=

·exp（−

𝑑pw/（m·Ku——气体流速，m/s；ρgw/（m·K，μg=则床层对壁面的给热系数α1=224.65反应管导热系数09Mn2VDR16.8w/(m·K)1K=

𝑑

𝑑 1

×2

2 其中α2为水蒸气的对流给热系数，其α2=2581K= 1

=108.75w/(𝑚2·

=∆𝑡1−𝑙𝑛反应器进口物料温度为200℃，出口为220℃。水蒸气进口温度为205℃，出口温度为210℃。换热介质采用逆流的形式，则有：∆𝑡𝑚

15−𝑙𝑛

=𝐴需=𝐾·A需=451.44𝐴实=πd×L×A实=2415.19Vin=76678.7m3/h5m/sd=√2𝑉𝑜𝑢𝑡=√2×76678.7/3600= 16×3.14×所以选取螺旋缝埋弧焊Vin=11907.6m3/h5m/s，所以进口管径d=√4𝑉𝑜𝑢𝑡=√4×76678.7/3600= 16×3.14×所以选取螺旋缝埋弧焊1m折流板材料为09Mn2VDR。选用椭圆形封头，取形状系数50mm由于封头内直径Di=4500mm，选取整体冲压成型，则焊接接头系数 2.9×

= 2[𝜎]𝑡𝜑− 2×270×1−0.5×设计厚度 𝛿dh=𝛿ℎ+𝐶2=24.23+2=对于09Mn2VDR，钢板厚度负偏差C2=0.30mm，根据钢板厚度规格，可选名义厚度n=30mm。1-4-1进料量进料气温度反应温度反应压力催化剂床层体积反应管数（根反应管长度反应管尺寸φ45×反应器主体直径反应管中心距进口出口反应器进口管尺寸反应器出口管尺寸器21进料量进料气温度反应温度反应压力催化剂床层体积反应管数（根反应管长度反应管中心距进口温度出口温度

62.4%表2-2- 填料塔与板式塔的比（生产能力液-在操作过程中伴随有放热或需要加热的物料，需要在塔内设置内部换热综合考虑，本项目中T301塔采用板式塔。表2-2- 几种主要塔板的性能比特别容易堵塞的物宽结构简单、造结构简单、塔分离要求较低表2-2- 几种主要塔板性能的量化比塔板效率5113931液相负荷最大的第12块塔板进行手工计算和校核；122-1蒸馏塔（T101）12kg/kg/

umax

CC20 LL

20

计算，C20可由史密斯关L

1/

hLVhV

图2-3- 史密斯关联HT=0.45mhL=0.06mHT

0.45

C20=0.06280

C

C20L20782.775782.775

2，0.7u

0.71.6991.189m/AD20.7851.42 u1.4320.93m/塔效率依据经验算法求算：选用

0.170.616logm适用于液相粘度为0.07～1.4mPa·s的物系，本设计的物系液相粘度在该范围之

N

121

（块①堰长取堰长lW0.75D0.75D②溢流堰高度由

hOWhow

L2

0.013536002/hOW

EhlW

0.040m60mmhW

hOW=0.06-③Wd和截面积 W

d ，

图5-3- 弓形降液管参数所

0.1231.539Wd0.1791.40.251m3600AfH根

3600Af

36000.19590.456.53s5s0.01353600

④降液管底隙高度h 3600lu，取u0.25mW0h 0

0.0135

36001.05①塔板的分块D≥800mm4表2-3- 单溢流型塔板分块塔径3456②边缘区宽度确定取破沫区宽度：WSWS0.075m③开孔区面积计算

Aa

rr2r2x

xarcsinr

xDWW1.4(0.0750.251) rDW1.40.035 0.6652Aa0.6652

0.6652arcsin0.374

0.665④阀孔计算及其排列取阀孔动能因子F0

10

u0

8.44m/N

d

0.7850.0392

4 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排取同一横排的孔心距t55mm0.055m，则可按下式估算排间距t，即tAa

120

0.064m要占去一部分鼓泡区面积因此排间距不宜采用64mm因小于此值t按t55mmt50mm，等腰叉排重新排得阀数为144个1-3N=144u0

0.7850.0392

阀孔动能因数F09～12塔板开孔

0.93100%11%①干板阻力u0C1

1 因为uOuOC，按下式计算u0 8.330hC19.9 19.9②板上充液层阻力

hlOO以取充气因数O0.5所 hlOhL0.50.060.030m液③液体表面张力所造成阻力浮阀塔的h则单板压降PPhPLg0.067782.7759.81515Pa

(H

Hd可用下式计算，即

①与气体通过塔板的压力降所相当的液柱高度hPhP0.067m液②液体通过降液管的压头损失hd hd0.153 S

0.153

1.051.432 ③板上液层高度hLhL则 Hd0.0670.060.145取0.6，又已选定

0.45m，hW

HThW0.60.450.06dTHdT

，符合防止液泛的要VVS 1.36LS

VS VS

Ab

K2.0，由泛点负荷系数图查的CF0.133图2-4- 泛点负荷系数

1.360.0135

782.7751.403 100%73.6%1.00.1330.3932

782.7751.4030.782.00.133

100%80%

1.36LSZL

100%KCF80% 782.775

2.00.133VS2.00Lsu

L

O O

2/3

h5.34V

0.153S

1

h E S WW L

lWhO

1000

V21.45699.12L21.24L LsVs3600AfH

以

5s作为液体在降液管中停留时间的下限，

Af5

0.19590.450.0176m3/5F1型重型阀，依

uO55计算，5VS

d4 d

d2N4以

5

4

2

d2NO4O

0.7850.0392

50.7258m3/5取堰上液层高度hOW

0.006mLs

3600L

2/E Smin

1000

0.00610003/ SminS

2.841

0.00610003/ 2.84

0.00089m3/0.722-3-9乙二醇蒸馏塔（T101）N块mDm----mmmmmmmTN孔ϕ%K-2①进料管3.14

D，取uF20ms，

0.302m查标准系列取350②塔顶蒸汽出料管D

3.143.14取出口气速

20m/s查系列标准取350③回流管44D取uR5.0ms，

0.126m查系列标准取150④塔釜出料管43.1443.145.0取 5.0m/s，

0.059m查系列标准取65443.14取气速

Ds，

查系列标准取200①筒体P

1.20.41设计温度t=t最高+15Q345Rd2td2t

C

4.32根据C12②封头

0.5mm及钢板厚度规格，取nP

1.20.41设计温度t=t最高+15d

C2

2.0根据C1

0.5mm及钢板厚度规格，取n由公称直径DN1400mm，查得封头总深度H390mm，内表面积A2.29m2，容积V的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径m，取裙座壁厚Dbi14002200.31400Db014002200.31400Dbi1100mmDb0①人孔板间距6～84个人孔，因为设有人孔，所以有人孔的板间距取HT0.5m②精馏塔有效高度Z28HT2HT280.4520.5③塔顶空间高度取H

1.5

1.5

④塔底空间高度3～8min4HW

V

48.484600.7851.42

⑤封头高度H1⑥裙座高度H2HZHDHWH1H213.40.6752.10.394Cup-tower2-4-12-4-22-4-3图2-3- 2-5规格1填料头1填料头1填料头1塔盘头1空塔头1浮阀头1浮阀头塔1浮阀头塔醇1浮阀头

1的冷凝器（全凝器）进行设计选型，以达到精制塔的冷凝回1.列管式换热器可根据其结构特点，分为固定管板式、浮头式、U形管式、填料表3-1-3各类换热器特性温差大于60℃时应设膨胀节，最大使壳程易；管壳两物料温差可大U大，为了满足允许的压力降一般选用Ф19mm25mm的管子。对于有气液两相流的工艺物流，一般选用较大的带来。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，更增大，一般选用范围为管外径的1.25~1.5倍。160℃之间进行换热时，低温端的温差不应小于20℃。分的冰点，一般高5℃。4点，一般低5℃。615°C表3-1-2允许的压力降范围9.89.89.8104~16.73.9103~16.79.8234采用正方形管子排列，并可用可拆式（浮头式、填料函式、U形管式）换热器。81 换热器操作参AspenExchangerDesignandRating3-2-1AspenExchangerDesignandRating3-2-2AspenExchangerDesignandRating3-2-33-2-3热负荷所需换热面积换热管长度换热管数目/换热管外径管心距管壁厚度管程数/虑到管程压力较大，管子选用20号钢。表3-3- 换热器管板数DbDesignandRating计算得到折流板数据如下：3-3-2ExchangerDesignandRating3-3-3ExchangerDesignandRating3-3-4AspenExchangerDesignandRatingJB/T4715-1992《固定表整台净重传热面积换热管长度换热管数目/换热管外径壳径设计压力管程数/所需换热面积225.3m2，所选换热器传热面积242.9m2，富余量7.8%,可用。图1-4-2册》数据，一般情况下，操作压力在0.7~10bar0.35bar1-4-20.35bar一般情况下，冷却水在管程常见流速是0.7~3.5m/s；气体再壳程的流速在流速是13.1m/s，软件计算也未，所以合适。图AESX(Y)800-2.5-40-2/19-2REa(b)3-44AJSX(Y)600-1.6-211112211122251112AJSX(Y)700-2水111121211111212精1

4-1-1Pd4-1-2（4）V4-1-4VVPd4-1-31的压缩机，另外还有热泵压缩机4-1-3往塞表4-3-11流量/kg·h-进气温度进气压力进气压力压缩比压缩比

出气压力出=12.0bar=

进气压力进

混合物压缩因 B=𝑦2𝐵11+2𝑦1𝑦2𝐵12+ B=𝑅𝑇𝑐ij(𝐵0+根据Prausnitz对计算Tcij、Pcij和ωcij混合规则𝑇𝑐𝑖𝑗=(𝑇𝑐𝑖 (1− 𝑉3+𝑉𝑐𝑖𝑗=( 𝑐𝑖2(𝑍𝑐𝑖+𝑍𝑐𝑖𝑗

ω+ω

=( 2在近似计算中，kij00.513（摩尔分率0.487（摩尔分率。4-3-1水混合气体临界温度：Tc12=（647.3K×469.0K）0.5=550.98临界体积 Vc12=[（0.0561/3+0.141/3）/2]3=0.0917临界压缩因子 临界压力 混合气体偏心因子 水在该状态下对比温度 其第一，第二维里系数可用Pitzer关联式计算B0=0.083-0.422/Tr11.6=-0.733m3/kmolB1=0.139-0.172/Tr14.2=-0.831同理可算得环氧乙烷的B0=-0.403m3/kmol 混合气体的B0=-0.547m3/kmol B1=-0.354m3/kmolB11=（-0.733-0.831×0.344）×8.314×647.3÷22.05=-0.254m3/kmolB22=（-0.403-0.111×0.2）×8.314÷7.194=-0.449m3/kmolB12=（-0.547-0.354×0.272）×8.313×550.98÷12166.23=-0.242B=𝑦2𝐵11+2𝑦1𝑦2𝐵12+ =0.5132×（-0.254）+2×0.513×0.487×（-0.242）+0.4872×（-=-0.295Z=1+(-0.295×10-

𝐾 N=9.087×

𝑞𝑅𝐾−1𝑅𝑍𝑇1(𝜀𝐾−1−1)式中N——压缩机轴功率（kW）T1——压缩机进口气体温度（K）R——气体常数（kg·m/kg·K）Zε——压缩比μqR——气体质量流量设压缩机传动效率μc=0.93，机械效率μm=0.96，则压缩机效所以计算得到轴功率为：N=807.23NM=1.1N=1.1×215=887.954-3-2机温度/℃进口流量出口流量进口压力出口压力轴功率进口压力出口压力进口流量出口流量轴功率原动机功率AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程塑34、经济上要综合考虑到设备费、运转费、维修费和的总成本最低13、扬程很低,流量很大时,4、介质粘度较大（大于650~1000mm2/s）（齿轮泵、螺杆泵5、介质含气量75%，流量较小且粘度小于37.4mm2/s通常可取正常流量的1.1～1.5倍作为最大流量。25%—4、装置系统的管路布置条件指的是送液高度送液距离送液，吸入侧5TP（绝对、排出侧容器压力PZ、海拔高度、环境温度操作是间隙的还是连续的、品中的化工泵类型，如IHH化工离心泵、DFCZ化工泵、IS型清水泵等。qVHM落M不是恰好落在四边形的上边线，则选用该泵后，可应用切割叶轮直径或降M点。这就应从泵样本或系列M并不落在任一个工作DFCZ表5-3- DFCZ卧式化工流程泵简DFCZAPI610ISO2858/DIN24256m℃IHH表5-3- IHH化工离心泵简IHHIHHIH该系列产品性能参数和安装尺寸与IH型泵相同，产品执行m℃IS表5-3- IS型清水泵简ISISO2858BA塔的泵P0401为例做计算说明。的环氧乙烷水溶液送到乙二醇原料汽提塔中。溶液进口压力为0.7bar，出口压力为10bar，有底阀（带滤网）1个，闸阀2个，止回阀1个，90弯管2个，锥形12m3m10m，管路阻力损失系数均取0.02，出口管装有截止阀1个，闸阀3个，90o弯头2个，锥形变径管1个。根据Aspen-Plus模拟的数据，乙二醇预蒸发进料泵P0401的操作条件见下5-4-1P0401ρ(kgm3流量Qm3h压力μ出口压力TT040210m1个，904251个。d

0.102m36003.14选用1106mm无 ，内径d1 H

u

hf

hf

hfZ

hf1为直管阻hf2hf3u

10.772d21

1.75m/Redu0.1101.75771.98由流速和密度可算雷诺

绝对粗糙度

0.15mm，相对粗糙度0.15 查图得摩擦系数两截面处位头差Z

P

由原料罐出料与预分馏塔进料压力可知：

771.98因为流速不变，所以2gl hf1d2g0.0210.11029.81hf2管路中底阀1个，90度弯管4个，锥形变径管2个，闸阀5个，截止阀止底阀阻力系数

7.5，截止阀阻力系数

6.4，900.75，锥形变径管阻力系数

0.75，闸阀阻力系数

u2

hf hf3

6.42则 H1012.2800.36428.430考虑到一定的余量，取扬程

①2IH65-5-4-15-4-22-4-32-4-4

5-4-1流量℃8IL125-100-1水4144V02032解吸塔4V03012222水2DEG2DEG24水2GDF45-2GDF45-222储罐量的确、1～3月的生产用量为宜，但货源充足周期又短时则量可少些。车间的原料储罐一般考虑至少半个、5min10min左右的液体保有量作冷凝的装填因数是1。根据乙二醇MSDS的要求，乙二醇应按易燃液体标准。温度0.85V实际=9704.84m3。由于体积偏大，所以采用四个立式储罐二乙二醇则每个储罐容积应为V=2426.21m3选择HG21502.1-92304，具体参数如6-2-1公称容积计算容积储罐内径储罐高度拱顶高度总高罐底壁厚罐底面积根据二乙二醇MSDS的要求，二乙二醇应按易燃液体标准。0.8592系列的钢制立式圆筒形固定顶储罐，材料为不锈钢304，具体参数如下：6-2-1公称容积计算容积储罐内径储罐高度拱顶高度总高罐底壁厚6罐底面积6-4-1物操作温度6-4-2立式气-液分离工艺计算.xls6-4-2立式气-液分离工艺计算.xls6-4-3设计温度设计压力壁厚8高度罐体内径6-5设备名称/公称容积设计压力设计温度操作压力操作温度罐体内径罐体高度壁厚环氧乙烷闪蒸罐1循环气闪蒸罐141111815141

《钢制管法兰类型与参数（II系列 《管道等级号及管道材料等级表 HG20519.38-《管道仪表流程图管道编号及标注 HG20559.4-《管道仪表流程图管道编号及标注 HG20559.4-《化工装置管道材料设计工程规定 HG/T20646.2-《管道仪表流程图上的物料代号和缩写词 HG20559.5-《工业金属管道设计规范 《压力管道规范工业管道 管道设计应满家标准及相关管理规定20%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d与成反7-3-7-3-1常用流速范围易燃易爆的低压气体（如乙炔等饱和水蒸气：0.8MPa0.3MPa上d=2×1000×

=100√ Qm3/h；dmmum/s。根据本工艺的生产条件（液相、气相物料粘度较1m/s（100mm时）1.5m/s（100mm时流股流速则均取20m/s。管道压要公称压力PN的等级为（0.25MPa，（0.6MPa（1.0MPa（1.6MPa（2.5MPa（4.0MPa温符号如下：H表示保温，PP表示防烫，也就是人身保护，C表示保冷。M=E+式中：M用图示法可以找出M的最小值，将任意假定的直径求得M，以M为纵坐GB50316-2000并根据下表确定壁厚见表7-3-3-17-3-3-1433535355667-4-1管道选型一览表（转下页自至类别G---G置H壳G器---G置---L塔离心泵---L离心泵换热器---L换热器换热器---L离心泵吸收塔---L吸收塔---G吸收塔---G换热器公用工程---G换热器---L换热器---L换热器---L换热器泵H壳L泵解吸塔H壳L解吸塔泵---L泵换热器---G解吸塔换热器---G真空泵---G真空泵---L泵--