设备设计方案

设备设计方案概述过程设备运行的安全性对生产有着极其重要的影响。设备的设计和选型不当，不仅会影响总成本，而且有可能导致设生产的安全事故。因此，合理的设备设计和选型是整个工程的重要环节。本项目主要包括甲醇、水混合与催化剂反应工段、低碳烯烃产品干燥碱洗压缩工段、和产品精馏分离工段，整个项目共有工艺设备90多台，主要有塔设备（精馏塔、吸收塔）、闪蒸罐、流化床反应设备、冷凝器、混合设备、换热器、压缩机和泵等。根据本工艺流程，结合项目设计的经济预算，我们对上述主要设备进行了详细设计和选型。本章选取产品精馏分离工段的脱乙烷塔给出了详细的计算和选型说明，其它设备计算选型详见附录部分。C2分离塔选型设计概述C2分离塔是即脱甲烷工段后，进行对乙烯和乙烷的分离，从而对乙烯产品进行精制分离而得到产品。其是关系到产品精制分离的一个重要塔设备，其选型设计直接关系到乙烯产品的收率及纯度，对整个工艺流程的经济效益有重要影响。设计要求本项目C2分离塔为板式精馏塔，精馏塔设备设计要求：（1）具有适宜的液体力学条件，达到气液两相的良好接触；（2）结构简单，处理能力大，效率高，压降低；（3）强化质量和能量的交换工艺参数（1）操作压力对于C2分离塔的操作压力，由于精馏物料进塔前压力较高，故本设计采用中压操作，操作压力为2.89MPa。（2）进料状态本设计采用塔中部进料，进料压力为3.45MPa，温度为258K。（3）回流方式采用泡点回流，易于控制。(4)选择塔板类型：选用F1型浮阀塔板（重阀）。F1型浮阀塔板的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，且重阀采用厚度2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g。浮阀塔具有的优点：生产能力大，操作弹性大，塔板效率高，气体压强以及液面落差较小，塔的造价比较低（浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60－80%，而为筛板塔的120－130%）。基本结构设计1、塔径由ASPEN模拟得：2、回流比由ASPEN模拟优化得操作回流比为R=4.63、理论板数由ASPEN模拟得下图：所以取理论板数NT=35合适。设计计算与论证1、物料衡算由ASPEN模拟得出回流比R=4.6全工段质量流量均由ASPENPLUS得出精馏段：液相摩尔流量：L=12648kmol/h气体摩尔流量：V=15398kmol/h液体质量流量：qm，L=356497kg/h气体质量流量：qm，G=433517kg/h液体体积流量：qV，L=878m3/h=0.24m3/s气体体积流量：qV，G=11792m3/h=3.3m3/s提馏段：液相摩尔流量：L=15427kmol/h气体摩尔流量：V=15398kmol/h液体质量流量：qm，L=439449kg/h气体质量流量：qm，G=439259kg/h液体体积流量：qV，L=1116m3/h=0.3m3/s气体体积流量：qV，G=12043m3/h=3.3m3/s由计算数据可知，气液两相在精馏段、提馏段的流量基本一致，因此精馏段和提馏段的各各设计参数也基本一样。2、操作回流比和理论塔板数的确定由ASPENPLUS优化得到的R=4.6,35(含塔釜)3、全塔效率与实际塔板数关联式为对旧式塔板全塔效率的估算，实际生产采用新型塔板，塔板效率有所增大，浮阀塔的板效率比较高，查相关数据，本设计按全塔效率Ep=0.8计算。则实际塔板数Np=NT/Ep=44（含塔釜）。4、塔径及实际空塔气速由，圆整后塔径D=7m。塔截面积：AT=精馏段实际空塔气速：提馏段实际空塔气速：5、溢流装置设计由于塔径较大，且平均qV，L=997m3/h>110m3/h，故选择采用阶梯式双溢流塔板，选用弓形降液管，不设进口堰。采用平直堰，取塔板间距HT=0.6m，板上液层高度hL=0.16m，分离空间为：HT-hL=0.44m。图5-3流型流向示意图0.068=0.068*校核液体在降液管中的停留时间：>5s故降液管尺寸符合要求（2）出口堰高hw由hL=hw+how得hw=hL-how堰上液层高度因为：lw/D=0.65及qV，L=997m3/h，由由《化工原理》图10-48查得E=1.06，代入上式得：则：hw=hL-how=0.16-0.111=0.049m（3）降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙时的流速=1.1m/s（使液体通过此截面的流速<1.5m/s），则：<hw，（符合降液管的液封要求）6、塔板布置及浮阀数目与排列（取F1型重阀，d0=39mm）（1）阀孔数取阀孔动能因数F0=10（实验结果表明一般阀在刚全开时的动能因数F0=8~11）孔速：每层塔板上的浮阀数：个（2）塔板布置弓形降液管宽度：Wd=560mm，塔板中心降液管宽度=480mm边缘区宽度取：Wc=0.06m两边安定区宽度取：Ws=0.10m阀孔采用正三角形叉排，取孔心距t=75mm塔板开孔率：1、塔体计算气体通过浮阀塔板的压降：（1）干板阻力：（2）板上充气液层阻力：取充气系数，则（3）液体表面张力所造成的阻力：由于此阻力很小，故可忽略不计。因此与气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为：单板压降：2、淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，由下式计算Hd：前已算出hp=0.1484m液柱，板上液层高度hL=0.16m因不设进口堰，故按下式计算液体通过降液管的压力损失hd：则：Hd=0.1484+0.16+0.1773=0.4857m前已选定HT=0.6m，且hw=0.049m，取=0.8，则：根据式，符合防止淹塔的要求。3、雾沫夹带校核计算泛点百分率校核雾沫夹带，按下式计算泛点率：泛点率=板上液体流经长度m板上液流面积：取物性系数K=0.9，又由图查得泛点负荷系数CF=0.125则：泛点率=对于大塔泛点率控制在小于85%的范围内，可以知道雾沫夹带量能满足e<10%的要求。4、负荷上限淹塔控制时有：则：=1.569×1.67=2.62m/s，=3.3*1.569=5.18m3负荷上限为156.9%时仍能满足生产要求，如需要更大负荷时，则可适当增大板间距或减小塔板压降。5、负荷下限漏液控制时有：取，则，由前面物料衡算得：F=78017.222kg/h=21.7kg/s进料平均温度为-15℃，进料压力为3.45MPa，，取进料流速为2.5m/s，则结合进料状况和计算结果可选取钢管：200×10mm实际流速由前面物料衡算得：qv=3.3m3/s，塔顶压力为2.7MPa，故取塔顶蒸汽出料速度为10m/s，则选取钢管：500×20.5mm，实际流速有前面物料衡算得：Fw=879.285kg/h=0.24kg/s，塔釜压力为2.84MPa，=384kg/m3，取流速为1m/s则取钢管：50×10mm，实际流速C2分离塔塔体选用0Cr18Ni10Ti，其计算壁厚为：取钢板厚度负偏差C1=0.18mm，腐蚀裕量C2=1mm，再考虑到刚度，设备放在室外的稳定性要求，塔高较高，圆整后并根据经验取壁厚为=110mm。根据工艺要求，塔顶塔底均采用标准椭圆形封头，封头的作用环境与筒体相同，因此选用与筒体相同的材料，其计算壁厚为：式中，K为椭圆形封头的形状系数，对于标准椭圆封头K=1.0，因此封头厚度计算公式与筒体厚度计算公式几乎一样，为了便于焊接，故取封头厚度与通体厚度相同为110mm。则塔顶塔底封头曲线高度均为：h1=750mm；直边高度均为：h2=50mm；壁厚均为=110mm。塔高是由塔顶空间Ha、塔底空间Hb、有效塔高度Hp、加料版空间高度HF、封头高度Ho及裙座高度Hs和人孔增加高度Hr组成，即：H=Ha+Hb+Hp+HF+Hs+Hr+Ho（1）塔顶空间塔顶空间是塔内最上层塔板与封头直边边缘的距离，其距离远大于塔板间距，本设计取Ha=1.0m.（2）塔底空间塔底空间是需要满足釜液停留时间约为3min，塔径D=7m，则计算可得Hb约为0.6m，本设计取Hb=0.6m（3）有效塔高的确定对于塔径大于0.8m的塔要设置人孔，一般每隔10～20层塔板设一个人孔.气液进出口等经常维修都应设置人孔。另外在塔顶和塔釜也应设置人孔。设置3个人孔，直径500mm,分别在第2块，进料处，塔釜。设人孔处板间距0.8m.（4）进料段高度取为板间距的2倍较合适，故取。(5)封头高度本设计采用标准椭圆封头，故=D/4=7/4=1.75m(塔顶和塔底封头采取相同高度)。（6）裙座高度取裙座高度Hs=4m（7）开人孔增加的高度由于本设计塔径较大，故设置三个人孔，人孔直径为500mm，较塔板间距要小，所以Hr=0m由以上设计可知全塔高度H=32.15m。5.2.8C2分离塔设计结表5-1C2分离塔设计结果汇总表项目数值备注塔板数Np（块）44含塔釜塔径D（m）7.0塔高H（m）32.15板间距HT（m）0.6回流比R4.6操作压强（atm）29.4空塔气速u（m/s）0.08塔板形式双溢流塔板弓形降液管宽度Wd（m）0.56塔板中心降液管宽度Wd’（m）0.48无效边缘区宽度Wc（m）0.06安定区宽度Ws（m）0.10堰长lw（m）4.55堰高hw（m）0.049板上液层高度hl（m）0.16降液管底隙高度ho（m）0.048降液管内清液高度Hd（m）0.4857浮阀形式F1型重阀do=39mm浮阀个数N（个）1655阀孔气速uo（m/s）1.67阀孔动能因数Fo10阀孔排列方式正三角形叉排t=75mm单板压降（Pa）581.7泛点率（%）47.5%负荷上限（液泛控制）%156.9%负荷下限（漏液控制）%50%进料管尺寸（mm）200×10塔顶蒸汽管尺寸（mm）500×20.5塔底出料管尺寸（mm）50×10塔体材料0Cr18Ni10Ti塔体厚度（mm）110封头形式标准椭圆形封头封头厚度（mm）110人孔个数3裙座高度Hs（m）2流化床反应器的选型设计按流化床反应器的应用可分为两类：一类的加工对象主要是固体,如矿石的焙烧,称为固相加工过程；另一类的加工对象主要是流体，如石油催化裂化、酶反应过程等催化反应过程，称为流体相加工过程。流化床反应器的结构有两种形式：①有固体物料连续进料和出料装置，用于固相加工过程或催化剂迅速失活的流体相加工过程。例如催化裂化过程，催化剂在几分钟内即显著失活，须用上述装置不断予以分离后进行再生。②无固体物料连续进料和出料装置，用于固体颗粒性状在相当长时间（如半年或一年）内，不发生明显变化的反应过程。本项目为流化床反应器，设备设计要求：（1）具有适宜的液体力学条件，达到气液两相的良好接触；（2）结构简单，处理能力大，效率高，压降低；（3）强化质量和能量的交换。（1）起始流化速度Umf当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时,床层中的颗粒开始流动起来,此时流体的流速称为起始化速度,记作Umf。起始流化速度耐仅与流体和颗粒的物性有关。（2）颗粒的带出速度Ut如床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力时,颗粒开始从床内带出,此时流体的速度称为颗粒的带出速度,记作Ut。（3）操作速度Uo和流化数w。操作速度Uo即表示流化床在正常操作时流体的速度,一般Umf<Uo<Ut。而流化数。表示操作速度和起始流化速度之比,即w=Umf/Uo。对于一般的流化床,w=1.5-10,但对于有些流化床w可达几十甚至几百。流化床操作速度Uo(或流化数w)的大小选择原则是:过程为效应不大,反应速度慢,催化剂粒度细,筛分宽,床内无内部构件和要求催化剂带出量少的情况,宜选用较低的气速,反之,则宜用较高气速。（4）床层的膨长比R床层的膨胀比R为床层正常流化时床层高度Hf与床层处于起始流化状态时的床层高度Hmf之比。床型：流化床很多，工艺过程不同，其特点和要求不同，床型也应适应工艺要求。一般影响床型的选择因素包括操作特点，物理变化和化学变化，固体颗粒的大小，变化与否，是否要活化再生以及产品的规模和要求。根据反应的特点：气固相反应，本设备选用限制床；从形式上选用变径床。1、操作气速反应温度为425℃，反应压力为0.1MPa(绝压)，甲醇操作空速为1～5h-1。MTO成型催化剂粒径范围为30～140μm，平均粒径为80μm。颗粒密度为1200kg/m3，堆密度为700kg/m3。甲醇在425℃下的粘度根据常压下气体粘度共线图查得为2.21E-05Pa.s，甲醇425℃下的密度根据ASPENPLUS模拟数据结果计算为0.67kg/m3。甲醇原料中水含量为10%。最小流化速度计算Umf当流体流过颗粒床层的阻力等于床层颗粒重量时，床层中的颗粒开始流动起来，此时流体的流速称为起始流化速度，记作Umf。起始流化速度仅与流体和颗粒的物性有关，其计算公式如下式所示：dp为颗粒的平均粒径；ρp，ρ分别为颗粒和气体的密度；μ为气体的粘度。颗粒的带出速度Ut如床内流体的速度等于颗粒在流体中的自由沉降速度（即颗粒的重力等于流体对颗粒的曳力）时，颗粒开始从床内带出，此时流体的速度成为颗粒的带出速度Ut。其最大气速不能超过床层最小颗粒的带出速度Ut，其计算公式如下式所示:固定流化床操作气速U0操作速度U0表示流化床在正常操作时流体的速度，一般Umf＜U0＜Ut。根据MTO流化床操作速度范围为0.00188＜U0＜0.434。根据本项目工艺操作要求，，选择实际操作速度U0为0.420m/s。2流化床径甲醇处理能力：，由于反应进料量过大，所以本项目采用两个流化床反应器进行生产。流化床径3催化剂装填量根据反应动力学，为了确保MTO在一定时间内保持100%转化率，需控制甲醇空速为1.45/h。根据甲醇处理量及反应空速计算得到催化剂装填量为：催化剂填装量4流化床反应器尺寸静止床层高度Ho的确定根据床层催化剂的藏量和催化剂的堆积密度（700kg/m3），催化剂体积为：根据催化剂体积及反应器直径的关系：静止床层高度为：流化床层高度H的确定床层的膨胀比R为床层正常流化时床层高度Hf与床层处于起始流化状态时的床层高度Hmf之比。Hf=RHmf对于粗颗粒床（dp>100μm），R≈1.1~1.2，而对于细粒床（dp<100μm），R≈1.2~1.7。本设备选定床层的膨胀比为1.6。由于缺乏Hmf数据，本设备采用催化剂的静床高Ho替代Hmf，根据式Hf=RHmf计算得到催化剂正常流化时的床层H高度为1.88m。扩大段（自由沉降）直径及高度的确定在流化过程中，小颗粒容易被流体带到反应器的上部或外部，当气体速度较大的操作状态下，被气体带走的固体颗粒数量较大，为了回收这部分颗粒，在流化床中必须设有气固分离装置。在中试和工业流化床反应器中气固分离装置一般采用内置或外置的高效旋风分离。在小型流化床反应器的气固分离装置的设计采用的是在反应器上部连接一个扩大段作为自由沉降（或称自由空间）段，使气速降低，部分颗粒自由沉降分离。扩大段直径D由最小颗粒的带出速度。本设备规定最小颗粒粒径为80μm。最小颗粒的带出速度为：扩大段气体的体积流量与密相段的体积流量相同，即:由于扩大段的反应器直径为22.5m，最小颗粒直径为80，根据高径比值图取。所以扩大段高度过渡段高度的确定固定流化床反应器反应段与扩大段之间为过渡段，过渡段锥体角度为120°。根据密相段和扩大段直径，根据下式计算可得到过渡段高度。过渡段高度椎体部分高度的确定流化床反应器椎体角度不大于，根据反应器直径计算可知椎体段高度。椎体高度流化床反应器的总高度流化床反应器高度由四部分组成：椎体高度，流化床层高度，过渡段高度，扩大段高度流化床高度硫化床床层压降流化床的压降可以用催化剂颗粒的总质量和床层截面积之比来计算。———催化剂总量（kg）———床层截面积（）床层压降气体分布