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 反应器设计原

1反应器类型选反应器工艺计1-3-1反应温度反应压力设计温度设计压力空速/h-1-3-2EO-PressureVapor11MoleFlowMassFlowVolumeFlow MassFlowC2H4O-000000000MassC2H4O-000000000𝑉𝑅=

=306715÷2=床层体积−颗粒体其 取催化床层孔隙率所以床层体积为 V=VR÷（1-u0——空床液体

𝐹𝑅

v0——每个反应器的进料体积流𝐹

=7.66𝑚24.2

=𝑉𝑅= 𝐴𝑠=4𝑑0=4×0.04=则管 n ≈5698 排管把整个管板按301230°区间阵列而成。取不布管区域直径为200mm。t=1.1𝑑0=1.25×0.045= S 𝑡2 ×0.056252= √3742×0.002740+0.785×√𝐷𝑖

=∆𝑝=

𝜌𝑢

1− ( )(𝜀3 p——压力f'——修正的磨檫系数；

f′ +𝑅𝑒,𝑀=𝜇(1−𝜖ds——催化剂的颗H——床层高度μ——流体的绝对黏度，Pa·s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=0.009m0.009×0.751×𝑅𝑒,𝑀

0.023×0.001×（1−

=

𝑓′=1.75+ =1.91∆P=2.14×0.751×

1− 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。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GB150-201109Mn2VDR16~36mm，查得材料的许用应力pc——设计压

δ2[𝜎]𝜑− δ

设计厚 𝛿𝑑=𝛿−𝐶1−𝐶2=22.58−0.3−2=圆整后名义厚度 𝛿𝑛= 𝑝𝑇=1.25𝑝 =1.25×2.9× =

𝛿𝑒=𝛿𝑛−𝐶1−𝐶2=10−0.3−2=𝜎𝑇

𝑝𝑇(𝐷𝑖+𝛿𝑒)2×𝛿𝑒

=<0.9𝜑𝜎𝑠=0.9×1×470=2002201-3-1250944.419kW1.1，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· = · − di——反应管内径，m；w/（m·Kg—u——气体流速，m/s；由Aspen模拟可得出λg=0.04w/（m·K，μg4.2×10-5Pa·s，ρg=0.782则床层对壁面的给热系数α1=224.65反应管导热系数1K1×𝑑2+d2𝑙𝑛𝑑2+ 其中α2为水蒸气的对流给热系数，其α2=2581K= =108.75w/(𝑚2·K) ×45+0.045𝑙𝑛45+ ∆𝑡𝑚=∆𝑡1−𝑙𝑛200220℃。水蒸气进口温度为出口温度为21015−∆𝑡𝑚= =𝑙𝑛需

=𝐾·A需=451.44 =π×d×L×实A实=2415.19Vin=76678.7m3/h5m/sd=

=√2×76678.7/3600=0.582𝑚16×3.14×5所以选取螺旋缝埋弧焊d=

=√4×76678.7/3600=0.229𝑚16×3.14×5所以选取螺旋缝埋弧焊Di=4500mm，选取整体冲压成型，则焊接接头系数φ=1.0， 2.9× = 2[𝜎]𝑡𝜑− 2×270×1−0.5×设计厚度 𝛿dh=𝛿ℎ+𝐶2=24.23+2=09Mn2VDRC2=0.30mm，根据钢板厚度规格，可选名义厚度n=30mm。设计结果汇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反应器设计选型一览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反应器进口管尺寸反应器出口管尺寸塔设备

2年产250万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产60-120万塔型的表2-2- 填料塔与板式塔的比（生产能力综合考虑，本项目中T301塔采用板式塔。塔盘的类型与2-2-2分离要求高、塔分离要求较低的表2-2- 几种主要塔板性能的量化比511393乙二醇精馏塔1工艺液相负荷最大的第12块塔板进行手工计算和校核；122-1蒸馏塔（T101）12kg/kg/Lumax CL 1/L1/ 782.7751/h LVhV

图2-3-1 HThL0.450.070.38m0 40.1780C L20

0.0628

umax 1.699m/，D ，按标准塔径圆整后DAD20.7851.42 u1.4320.93m/塔效率依据经验算法求算：选用ET0.170.616logmET0.170.616logm0.17-0.616log0.4330.39 NT121E实E

（块①堰长取堰长lW0.75D0.75D②溢流堰高度由hWhLhOWhow L2 0.013536002/ Eh

1

0.040m

lW

hWhLhOW=0.06-③Wd和截面积 W由

，

图5-3- 弓形降液管参数所 Af0.1231.539Wd0.1791.40.251m3600AfH根 3600Af

36000.19590.456.53s ④降液管底隙高度h 3600lu，取u0.25mWh 0

0.0135 0.051m 3600lW 36001.05hWh00.060.0510.009m①塔板的分块D≥800mm4表2-3- 单溢流型塔板分块塔径3456取破沫区宽度：WSWS0.075m

r2r2x

180 r

xDWW1.4(0.0750.251) rDW1.40.035 0.6652 0.6652arcsin0.3740.6652Aa2 取阀孔动能因子F010

u0

F0 8.44m/N d 0.7850.0392 4 浮阀排列方式采用等腰三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64mm因小于此值，取t按t55mm，t50mm，等腰叉排重新排得阀数为1441-3N=144u 0.7850.0392

8.33m/F0 阀孔动能因数F09～12塔板开孔

0.93100%2.4.4①干板阻力 1

1825 13.53m/s因为uOuOC，按下式计算 0 0 hC19.9 19.9 ②板上充液层阻力

hlOO是反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数，因为液相为乙二醇，所以取充气因数O0.5所 hlOhL0.50.060.030m液③液体表面张力所造成阻力浮阀塔的hhPhChlh0.0370.03000.067m液柱则单板压降PPhPLg0.067782.7759.81为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度H (HThWHd可用下式计算，即 hPhLhPhP0.067m②液体通过降液管的压头损失hd hd S0.153 lWhO 1.051.432 ③板上液层高度hLhL则 取0.6，又已选定 0.45m，hW HThW0.60.450.06Hd

hW 1.36LSZ KCF

LV 0.78KCFZLD2Wd1.420.251K2.0，由泛点负荷系数图查的CF0.133

图2-4- 泛点负荷系数 1.360.0135

782.775 100%1.00.133

782.7751.4030.782.00.133

100%根据以上两条式子算出泛点率都在V 1.36LVS

KCFVSVS1.36LS

2.00.133VS2.00Ls值，按照上式计算出相应的Vs值列于下表中；据此，可作出雾沫夹带线u

L 2.84

2/3Hh5.34V S 1Oh E S

l

WO V21.45699.12L21.24L LsVs3600AfHT

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则L AfHT0.19590.450.0176m3/S F

5uOF1

O

5计算， ，V

2

d2N 4 4OF以FO5OF

d O O

d2N 0.7850.0392 0.7258m3/

0.006mLs2.843600L 2/E Smin 0.0061000

3/0.0061000 LSmin 2.841 3/ 0.00089m3/ 0.722-3-9乙二醇蒸馏塔（T101）实际塔板N块mDm塔板--溢流管型--mm溢流堰宽m降液管底隙高m边缘区宽m安定区宽m板上清液层高mTN孔ϕ%K-2①进料管D D，取uF20ms，

0.302m查标准系列取443.1420取出口气速u20ms，③回流管

D 0.302m443.145.0取uR5.0ms

0.126m查系列标准取150④塔釜出料管取

D5.0ms

0.059m 4 3.14 4 3.145.0⑤塔釜进气管D

43.1443.14取气速

20ms查系列标准取200①筒体P1.2PW1.20.41设计温度t=t最高+15= C

2 2t 21850.8根据C1②封头

0.5mm及钢板厚度规格，取n设计压P1.2PW1.20.41设计温度t=t最高+15=d 22

21850.80.50.4922.0根据C10.5mm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00m，取裙座壁厚0mmDbi1400220)0.314001020mmDb01400220)0.314001860mm圆整：Dbi1100mm，Db01900mm①人孔板间距因为设有人孔，所以有人孔的板间距取HT0.5mZ28HT2HT280.4520.5③塔顶空间高度取HD1.5HT1.50.45④塔底空间高度液停留时间为4分钟，则 V

48.484600.7851.42

⑤封头高度H1⑥裙座高度H2HZHDHWH1H213.40.6752.10.394Cup-tower校核结2-4-12-4-22-4-3图2-3- 塔板缩略塔设备设计一塔设备选型设计结果如2-5 数量类型111111111设计任

1的冷凝器（全凝器）进行设计选型，以达到精制塔的冷凝回换热器工艺方案的确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各类换热器特性不应大于60℃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。之间进行换热时，低温端的温差不应小于20℃。的冰点，一般高5℃。5℃表3-1-2允许的压力降范围9.8104~16.73.9103~16.7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）换热器工艺与机械计1 3-2-2AspenExchangerDesignandRating该计算结果所得换热器结构如下3-2-33-2-3热负荷所需换热面积换热管数目/管心距管壁厚度虑到管程压力较大，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3-4-1AESX(Y)800-2.5-40-3/19-2REa(b)换热器参数整台净重传热面积换热管数目/壳径设计压力所需换热面积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3~15m/s。图1-4-2给出，所选换热器的冷却水在管程流速是3.43m/s，气体在壳程的流速是13.1m/s，软件计算也未，所以合适。图3-4-2AESX(Y)800-2.5-40-3/19-4REa(b)列管换热器选型一3-4操作压力换热面积42加热换热器11加热换热器21加热换热器31换热器12换热器21换热器31换热器12换热器22换热器51操作压力112211111111压缩机选型依

4-1-1Pd4-1-2（4）V4-1-4VVPd4-1-31压缩机选型依4-1-3往塞压缩机工艺计算与选表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=12.0bar=进

B=𝑦2𝐵11+2𝑦1𝑦2𝐵12+

(𝐵0+根据Prausnitz对计算Tcij、Pcij和ωcij混合规则 (1−𝑘 𝑉3+𝑉𝑐𝑖𝑗=( 𝑐𝑖2(𝑍𝑐𝑖+𝑍𝑐𝑖𝑗 = =ω+ = 在近似计算中，kij0

混合气体组成为水占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/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- N=9.087× 𝑞𝑅𝐾−1𝑅𝑍𝑇1(𝜀𝐾−1−1)式中N——压缩机轴功率（kW）—压缩机进口气体温度（K）—气体常数（kg·m/kg·K）Z——ε——压缩比qR——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=887.95压缩机选型结4-3-2温度进口流量出口流量进口压力出口压力轴功率 中山大学Vector团轴功率原动机功率泵的选型原AFB不锈钢耐腐蚀泵，CQF工程塑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泵的选型依常可取正常流量的1.1～1.5倍作为最大流量。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，吸入侧最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、泵的工艺计算品中的化工泵类型，如IHH化工离心泵、DFCZ化工泵、IS型清水泵等。将所需要的流量qVH画到该形式的系列型谱图上，看其交点M落点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低工作转速的方法改变泵的性能曲线，使其通过M点。这就应从泵样本或系列性能表中查出该泵的泵性能曲线，以便换算。如果交点M并不落在任一个工作表5-3- DFCZ卧式化工流程泵简工离心泵。符合API610以及ISO2858/DIN24256标准。m-℃表5-3- IHH化工离心泵简IHHIH型化工流程泵的更新换代产品。该主要用于石油、化工、合成纤维、电站、冶金、食品及等工业m-℃表5-3- IS型清水泵简ISISO2858BA80℃，允许进口压力0.6MPa。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。Aspen-PlusP04015-4-1P0401ρkgm3Qm3h压力μ出口压力T工艺介质从原料罐V0401输送到蒸发塔T0402，压送高度为10m，管长1个，904251取流速，u2m/s

d

0.102m4436003.14选用1106mm无 ，内径d1 HZ

P

u f f 1 2 f f 1 2 3Z为为两截面处位

hf1为直管阻hf3u

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：因为流速不变，所以2gl hf1d2g0.0210.11029.81hf2

771.98管路中底阀1个，904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

0.75 0.75 0.17

2则 H1012.2800.36428.430考虑到一定的余量，取扬程1.1H1.151.075①选泵控制界面如下，输入流量和扬程，共有 IH65-40-5-4-1②泵的工作曲泵的工作曲线如5-4-2③泵的安装尺泵的安装尺寸如2-4-3④安装信泵的安装信息如2-4-4泵的选型结果

5-4-1℃81水41442解吸42222水2DEG溶2DEG溶24水22222设计选型依设计选型原储罐量的确1～3月的生产用量为宜，但回流罐：蒸馏塔回流罐一般考虑5min10min左右的液体保有量作冷凝0.80.85，存放气体的装填因数是1。储罐的工艺计算与选根据乙二醇MSDS的要求，乙二醇应按易燃液体标准。温度为25℃，压力为常压。乙二醇的产量为37.496m3/h。设时间为220小时，0.85，则储罐容积应为V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HG21502.1-92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。设装填系数为0.85，则储罐容积应为V实际=362.09m3。由于选择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6罐底面积闪蒸罐的工艺6-4-1操作温度气相流量将上表数据输入到“立式气-液分离工艺计算.xls”工作界面，结果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高度罐体内径储罐与闪蒸罐选型一6-5 设计压力操作压力1不锈1不锈4不锈1不锈1不锈1不锈1不锈81不锈51不锈4不锈1不锈管道选型依

《钢制管法兰类型与参数（II系列 GB/T9112-《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 GB50316-《压力管道规范工业管道 GB/T20801-设计要流速一般不宜超过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，其流速不应过低，以免固体沉积在管内而堵管道选型方在工艺流程中，每股物流的流量都是一定的，在此情况下，管径d与成反7-3-1常用流速范围易燃易爆的低压气体（如乙炔等40~60、 d=2×1000×

√ √= 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