550kta MTO （甲醇制烯烃）反应工段的工艺设计

I目录摘要 IV1绪论 11.1论文的选题意义/背景及目的 11.2国内外研究现状分析 21.3论文的主要研究内容 31.3.1烃池机理 31.3.2双循环机理 42化工模拟计算 52.1化工模拟软件及介绍 52.2工艺概述 62.3反应工段模拟 72.4分离工段模拟 82.5.1急冷分水器 92.5.2碱洗塔模拟 102.5.3脱甲烷塔模拟 112.5.4乙烯分离塔 132.5.5丙烯分离塔 153物料衡算和能量衡算 173.1物料衡算 173.1.1物料衡算式 173.1.2物料衡算的主要步骤 173.1.3总物料衡算 173.1.4反应器物料衡算 203.1.5碱洗塔物料衡算 203.1.6脱甲烷塔物料衡算 213.1.7乙烯分离塔物料衡算 213.1.8丙烯分离塔物料衡算 223.2热量衡算 223.2.1热量衡算式 223.2.2热量衡算的步骤 233.2.3总热量衡算 233.2.4反应器热量衡算 243.2.5脱甲烷塔热量衡算 253.2.6乙烯分离塔热量衡算 253.2.7丙烯分离塔热量衡算 254反应器设计 274.1反应器设计基本参数 274.2流化床操作范围 274.2.1最小流化速度 274.2.2颗粒带出速度 284.2.3操作气速 294.3流化床反应器尺寸计算 294.3.1流化层尺寸 294.3.2床层空隙率 294.3.3催化剂填充量 304.3.4扩大段直径 304.3.5反应器壁厚 304.3.6高度计算 314.4附件设计 324.4.1人孔的设计 324.4.2旋风分离器 334.4.3裙座 345塔设计 355.1塔设备计算的相关工艺参数 355.2脱甲烷塔工艺尺寸计算 355.2.1塔体高度的计算 355.2.2塔径的计算 365.2.3塔板布置和相关尺寸计算 375.2.4浮阀的数目与排列 405.2.5浮阀塔板的流体力学验算 405.2.6塔板负荷性能图 425.3设计压力的计算 445.4塔器材料的选取 445.5筒体壁厚 455.6封头设计 455.6.1封头壁厚 455.6.2封头尺寸 455.7筒体的液压试验和应力校核 465.7.1筒体计算 465.7.2试验压力计算 465.8塔器附属设备的设计 475.8.1裙座 475.8.2人孔 485.8.3接管 505.8.4法兰 515.9塔的质量计算 515.10塔体强度及稳定性校核 555.10.1塔的基本自振周期计算 555.10.2地震载荷计算 555.11风载荷 585.11.1水平风力 585.11.2风弯矩 605.11.3最大弯矩 605.12筒体强度及稳定性计算 605.12.1筒体计算基础数据 605.12.2圆筒轴向应力计算 605.12.3圆筒稳定性校核 615.12.4压力试验时的应力校核 625.13裙座应力校核 635.13.1裙座底截面（0-0截面）校核 635.13.2裙座检查孔截面（1-1截面）校核 645.14基础环校核 645.15地脚螺栓 655.16裙座和塔体连接焊缝验算 665.17接管补强 666设备选型 716.1设备选型的意义 716.2换热器选型 716.3泵的选型 737化工环保与安全 757.1火灾、爆炸危险和毒物危害分析 757.2安全卫生危害防范措施 767.3主要污染源和污染物 777.3.1废气污染源及污染物 777.3.2废水污染源及污染物 777.3.3固体废物 777.4三废治理措施 787.4.1废气治理措施 787.4.2废水治理措施 787.4.3固体废物处理措施 798结论与展望 808.1结论 808.2展望 80致谢 81参考文献 821绪论1.1论文的选题意义/背景及目的衡量一个国家化工发展的水平，要看这个国家的烯烃的产量。乙烯和丙烯是化工行业最基础的原材料，是高分子合成中使用率最高的单体。近些年来，烯烃的需求量越来越大，应用也随处可见，像我们的生活中运用非常广泛的塑料、纤维等化工产品，都是由乙烯和丙烯制成的。除此之外，乙烯和丙烯也是合成树脂、合成橡胶、丙三醇以及环氧丙烷的原料。因此在煤化工领域中，近几年来的研究重点越来越偏向于甲醇制烯烃，MTO工艺也成为煤化工领域研究的热门。虽然说生产乙烯的方法有很多，但世界上99%的乙烯都是以石油为原料通过管式加热炉裂化生产而来的。然而，近些年来，石油储备在不断的消耗，全世界各个国家在重新寻找新的原料和新的工艺，使得世界上乙烯的生产模式发生了巨大的改变。世界上第二大乙烯生产地是北美，它之所以取得如此巨大的产量是因为其页岩气技术取得了很大的进步。亚太地域有着很大的烯烃需求量，并且是乙烯的首要出产地域；中东和西欧情况相似，但中东有生产成本比较低的优势，所以中东的生产能力很可能超过西欧。另一方面来说，中国对乙烯、丙烯等低碳烯烃等需求量在急剧增加，但是这些低碳烯烃的产量都很小。目前，乙烯产品只能满足部分国内需求，许多乙烯产品的生产大都需要依赖进口。因此，我国迫切需要掌握先进的乙烯生产技术，尽快完善国内技术，增加国内乙烯产品的产量，以满足国内消费需求。我国石油资源匮乏，煤炭资源丰富，因此将石油作为生产低碳烯烃的唯一原料是不会有长远发展的。以煤为原料，甲醇为中间产品，进一步生产低碳烯烃，可以降低我国对外进口石油的依赖以及对不可再生能源的开采利用。加快煤基MTO/MTP工艺的产业发展，能够促进煤炭资源丰富地区低碳烯烃产业的快速发展，这样有利于实现我国煤炭资源丰富的优势转化。1.2国内外研究现状分析随着煤制甲醇工艺的完善，市场上甲醇原料成本较低，甲醇制乙烯、丙烯（MethanoltoOlefins）和甲醇制丙烯（MethanoltoPropylene）这两项技术发展迅速。煤制烯烃有三项关键的技术，分别有煤的气化、甲醇合成以及甲醇制烯烃，这几个工艺中最为重要的工艺是甲醇制烯烃工艺。目前，前两阶段的技术都相当成熟了，而且已经有许多大型商业化机组在运行。多年的工程实际运用，甲醇制烯烃技术也逐渐走向了成熟。如今烯烃生产原料的多样化，在一定的程度上节约了我国大量的石油资源。20世纪70年代是甲醇制烯烃技术的开端，基于对合成方法、反应条件以及催化剂等多方面的综合研究，开发了很多种技术。目前运用最为广泛的是MTO和MTP技术。MTO工艺用煤量较MTP的工艺来说相对较低，因此其工艺成本受煤炭价格变动影响相对较小，在高油价的情况下具有更多的优势。所以对于一般的化工企业来说，在用甲醇制烯烃的过程中，一般都会优先考虑MTO技术。本次设计采用MTO工艺，原料为粗甲醇，选择反应的催化剂为SAPO-34分子筛，本次设计采用计量反应器，它属于流化床反应器，主要是生产乙烯、丙烯。流化床反应器的操作条件相对容易控制，可以根据客户需求进行乙烯、丙烯比例调整。MTP利用催化剂ZSM-5和一定条件下在裂解固定床反应器中发生反应，主要产品有丙烯、石脑油、LPG（主要成分是C3及C4烃类）和少量乙烯。挪威国家石油公司（StatoilASA）的甲醇厂MTO工艺运行结果数据见表1.1。表1.1挪威国家石油公司MTO工艺运行结果甲醇转化率丙烯收率乙烯收率丁烯收率99.8%45%34%13%Lurgi的MTP工艺主反应系统由3个5-6层串联绝热固定床反应器组成，此工艺中丙烯选择性非常高，不容易结焦，而且ZSM-5催化剂的使用寿命长。1.3论文的主要研究内容2017年，刘忠民等人第一次利用原位固相磁共振技术，将二甲醚的C-H键激活到烯烃反应中，获得了类亚甲基氧，结果说明反应物经过活化形成了C-C键，并且间接提出了有关甲氧基、三甲氧基离子辅助甲醇、二甲醚活化之后一起反应的原理。其次在甲醇制烯烃反应中，当整个反应趋于稳定之后，整个反应历程与最初进入反应器的烯烃状态无关[7]。当然通过最近大量的实验表明如果甲醇或者二甲醚在反应过程处于稳定之后，是不可能直接形成C-C键的，当然也不会有烃类物质的生成。就工程实际来说只要在甲醇制烯烃的过程中，有少量杂质的形成的话，就可以形成稳定的催化过程。另外通过在大量实验表明，除C-C键直接形成机理以外油气成藏机理、双旋回机理等间接反应机理也可用于反应。1.3.1烃池机理在DahlIM等人的研究下，发现了SAPO-34型催化剂在整个甲醇制烯烃反应过程中的工作原理。在反应期间丙烯的形成主要依靠甲醇分子的直接转化，只有少部分是依靠乙烯基的甲基化。此外通过对这个反应机理的研究，DahlIM等人间接发现了“烃池”机理，简单来说此机理就是认为在反应之初，甲醇会在催化剂表面形成特定的物质，这些物质主要由聚甲苯等油气物质组成。在后面的反应过程中，生成的碳氢化合物会渐渐的被低碳烯烃取代，这些烯烃主要由乙烯、丙烯和丁烯组成。整个反应是相互平行的，所以生成的产物不会和甲醇发生反应，在实际工程中该机理也得到证实。1.3.2双循环机理简单来说油气成藏机理就是芳烃和烯烃循环机理。近年来的理论研究进一步证实，在HZSM-5分子催化剂上，乙烯和丙烯通过芳烃（多甲基苯）循环形成的可能性相似。此外研究也证明通过甲基化裂解制丙烯和乙烯的时候，丙烯所需要的自由能较少，所以甲基化裂解能更多产生丙烯。通过烯烃循环制得的主要产物是丙烯，而乙烯的生产则主要通过芳香族循环[7]。但是通过比较可知，烯烃循环对丙烯的作用更大，因此ZSM-5催化剂在整个甲醇制烯烃过程中来说对丙烯产率更加有利。通过查阅MTO的相关资料，对比MTP和MTO工艺特点，了解MTO发展现状和代表工艺。根据其反应机理和主要控制参数，本次设计确定选取UOP公司的MTO工艺生产实例来进行工艺模拟，选用MTO-100新型SAPO-34分子筛催化剂，完成烯烃年产量为55万吨的生产工艺。2化工模拟计算2.1化工模拟软件及介绍起初科学家们探索反应规律需要进行实际操作，但由于资金和时间消费比较多，效果并不理想。20世纪50年代，数学模型方法才在化工领域得到使用，人们利用计算机求解化学工程过程的数学模型，这是最早的化工模拟技术。现在应用较广的化工流程模拟软件，主要有ChemCAD，AspenPlus，PRO/II，VMGSim，DesignII等。AspenTech公司经过多年的扩充，先后兼并全球各行业技术领先的20多家公司。因此，在本次模拟过程中，选用了该公司目前公认度最高的大型流程模拟软件AspenPlus作为主要计算工具。AspenPlus功能多种多样，有丰富的物性参数库和适用于多种场合的物性方法供我们根据实际情况选择，方便我们进行单元模拟操作以及整个工艺流程模拟，为实际工艺的研究设计提供了可靠的数据基础和理论依据。AspenPlus软件有大量关于塔设备设计的模块。主要分为简捷法（DSTWU简捷精馏模块）和严格法（RadFrac模块），严格塔的数据就是在简捷塔模拟的基础上得到的。一般的模拟过程是先通过简捷塔模拟来得到工艺参数，然后在严格塔内填入简捷塔模拟出的数据。此外通过对简捷塔模拟数据的调整，可以得到相应严格塔的最佳工艺参数，并对其严格塔的数据进行优化，这在实际工程中具有深远的意义。在本次模拟中主要涉及的塔设备有脱甲烷塔、乙烯分离塔和丙烯分离塔，从本质来看它们都属于精馏塔。在设计的时候需要提前知道其相关参数，因此需要用到简捷塔来模拟。根据简捷塔模拟结果，可以得到塔设备的最小回流比和理论板数，并通过相应的塔板数和回流比变化曲线进行精确分析，选择最佳的工艺参数，对精馏塔进行初步的设计。总体流程如图2.1所示。本次模拟选择基于RK方程的RK-SOAVE物性方法，输入初始进料条件及相关操作条件，运行模拟的工艺流程。图2.1工艺模拟流程图E101,E102,E201,E202,E203,-换热器C101,C201-压缩机R101-反应器S201,S201-气液分离器T201-碱洗塔T202-乙烯分离塔T203-丙烯分离塔TJ1,TJ2,TJ3-简捷精馏塔F1,F2,F3-物流复制器2.2工艺概述本次设计所参照的流程为MTO顺序分离流程，整个反应过程是以粗甲醇为原料，通过压缩机和换热器的升温和加压之后，进入反应器。在450℃，0.2MPa的反应条件下，在SAPO-34分子筛MTO-100型催化剂的催化作用下发生反应，生成乙烯、丙烯，和少量的丁烯。随后反应产物进入分离工段，依次通过急水分离器，碱洗塔，精制塔对产物除杂精馏。具体流程图如下：图2.2顺序分离流程2.3反应工段模拟如图2.3所示，粗甲醇的混合液体先进入换热器E101升温变成蒸汽，通过压缩机C101给气体加压至0.2MPa，再通过换热器E102给气体升温至450℃。在反应器0.2MPa，450℃的反应条件以及MTO-100型的SAPO-34型分子筛催化作用下，甲醇反应生成大量水、乙烯、丙烯和少部分的丁烯和二甲醚。图2.3反应工段流程图反应器中发生的反应：（2-1）（2-2）（2-3）（2-4）（2-5）（2-6）反应器模拟的结果，如表2.1所示：表2.1MTO反应器模拟组分RIN(kg/hr)ROUT(kg/hr)CH4O2033522033.518H2O10972.08119633CO26607.0996607.099CH424.153671636.879N252.2185952.21859C4H9OH478.2765478.2765C2H5OH1707.5931707.593CH3COOH1364.821364.82C2H4029964.11C3H6039658.38C4H8011456.86CH3OCH302315.584C2H201308.751CO05631.585H20709.2742.4分离工段模拟反应产物的分离和除杂是必不可少的一步[19]。整个过程中包括粗甲醇蒸汽中夹杂的二氧化碳、醋酸、乙醇等杂质，也包括在反应过程中甲醇分解生成大量的水蒸汽、甲烷、丁烯等杂质。模拟中分离工段涉及到的主要设备有气液分离器，碱洗塔，脱甲烷塔，乙烯分离塔，丙烯分离塔。2.5.1急冷分水器表2.2汽水分离器模拟结果组分S3S4S7S8CH4O2033.5181561.672471.8454193.3989H2O1196331179311702.344593.7512CO26607.0990.7155536606.3836598.267CH41636.8790.0072531636.8721636.68N252.218592.63E-0552.2185652.21734C4H9OH478.27650.405023477.8715164.6427C2H5OH1707.59384.495561623.098810.7528CH3COOH1364.8279.930131284.89234.7514C2H429964.110.23278229963.8729949.13C3H639658.380.12133439658.2539597.3C4H811456.860.00447211456.8611426.77CH3OCH32315.5840.1122012315.4712301.234C2H21308.7510.1058851308.6451306.867CO5631.5850.0022695631.5825631.469H2709.2740.000514709.2735709.2674从反应器出来的物流线ROUT中，H2O的摩尔分率约为0.67。分离工段的第一步用flash模块进行绝热闪蒸，设置两个闪蒸罐S201和S202的HeatDuty为0，将来自反应器的气相混合物通入换热器冷凝，将水蒸气变成液态水，进而完成气液分离。图2.4急水分离器模拟从反应器出来的混合气体先通过换热器E201降温至40℃，随后进入气液分离器S201分离出大部分的水，再经压缩机给蒸汽冲压至1MPa，换热器E202进一步急冷，降温至40℃，最后通过汽水分离器S202分离出水，急冷分水器模拟得到的结果如表2.2。2.5.2碱洗塔模拟表2.3碱洗塔模拟结果组分进塔（kg/hr）塔顶S10（kg/hr）塔底S11（kg/hr）CH4O193.3989193.39890H2O593.7512590.990544869.82CO26598.2670.6598276597.607CH41636.681636.680N252.2173452.217340C4H9OH164.6427164.64270C2H5OH810.7528810.75280CH3COOH234.75140.234751234.5167C2H429949.1329949.130C3H639597.339597.30C4H811426.7711426.770CH3OCH32301.2342301.2340C2H21306.8671306.8670CO5631.4695631.4690H2709.2674709.26740NaOH29301.75787317576.97混合气经换热器降温后进入碱洗塔底部，与塔顶流下的NaOH溶液逆流接触，将粗甲醇气体带进系统的CO2和CH3COOH除去。本次选用分离器SEP模块模拟碱洗塔，碱洗温度和压力通常控制在25℃和2MPa，碱液使用浓度为15%的NaOH溶液，流量为2930kmol/hr，循环使用直至碱液浓度到2%-3%时再更换。碱洗塔中发生以下化学反应：（2-7）（2-8）（2-9）碱洗塔模拟结果如表2.3。图2.5碱洗塔模拟2.5.3脱甲烷塔模拟脱甲烷塔T202采用中压法，选用RadFrac模块，塔顶馏分主要为CH4、CO、N2、H2，塔底产物为C2及C3以上化合物。图2.6脱甲烷塔模拟示意（左）、脱甲烷塔参数设置（右）本次设计脱甲烷塔的操作压力为1MPa，理论塔板数为12块，第9块板为进料板，回流比为5.35191，采出率D/F为0.220101，具体参数设置如图2.7。本工艺条件进料流股S10，塔顶出料流股S12，塔底出料流股S13，其组成见表2.4。表2.4脱甲烷塔模拟结果组分进料（kg/hr）塔顶出料（kg/hr）塔底出料（kg/hr）CH4O193.39891.21E-26193.3989H2O590.99054.57E-19590.9905CO20.6598270.009579740.650247CH41636.681633.5273.153494N252.2173452.217220.000121C4H9OH164.64275.49E-44164.6427C2H5OH810.75284.02E-32810.7528CH3COOH0.2347512.55E-420.234751C2H429949.13274.255629674.87C3H639597.39.78E-0739597.3C4H811426.771.89E-1411426.77CH3OCH32301.2341.84E-112301.234C2H21306.8672.1193531304.747CO5631.4695631.4280.041413H2709.2674709.26745.21E-06NaOH1.7578733.13E-1101.7578732.5.4乙烯分离塔图2.7乙烯分离塔模拟AspenPlus在模拟MTO工艺分离工段流程时，会涉及到塔设备，因此需要对单塔进行模拟，根据DSTWU模块的模拟数据选择合适的工艺参数，并对其进行优化，然后运用RadFrac单元来执行严格的设计，再连接下一个设备，最后，整个过程被连接到整体来模拟全流程的工艺流程，此时以模拟的第二个设备乙烯分离塔T203为例。图2.8乙烯分离塔参数设置从脱甲烷塔塔底流出的产物首先经过泵P201加压至2MPa，再经换热器升温至常温送入乙烯分离塔T203。根据简捷塔TJ2模拟数据，乙烯分离塔的理论塔板数为20，其中第10块板为进料板，采出率D/F为0.467973，回流比为1.5321，具体参数设置如图2.9。塔顶馏分主要为C2H4、C2H2，塔底产物为C3及C4化合物。乙烯分离塔进料流股S15，塔顶出料流股S16，塔底出料流股S17，其组成见表2.5。表2.5乙烯分离塔模拟结果组分进料（kg/hr）塔顶出料（kg/hr）塔底出料（kg/hr）CH4O193.39891.35E-11193.3989H2O590.99057.29E-07590.9905CO20.6502470.6498840.000363CH43.1534943.1534931.15E-07N20.0001210.0001212.17E-16C4H9OH164.64271.05E-23164.6427C2H5OH810.75287.02E-15810.7528CH3COOH0.2347515.33E-240.234751C2H429674.8729498.64176.2329C3H639597.3232.52239364.78C4H811426.770.00071111426.77CH3OCH32301.2340.0938882301.14C2H21304.7471246.2358.51742CO0.0414130.0414132.24E-13H25.21E-065.21E-062.45E-21NaOH1.7578734.53E-861.7578732.5.5丙烯分离塔从乙烯分离塔塔底流出S17物流线中的产物紧接着进入丙烯分离塔T204。根据简捷塔TJ3模拟结果，丙烯分离塔的理论塔板数为22，第11块板为进料板，采出率D/F为0.7779，回流比为2.97，具体参数设置如图2.10。塔顶馏分主要为C3H6，塔底产物为C4及以上化合物。图2.9丙烯分离塔模拟示意（左）、丙烯分离塔参数设置（右）丙烯分离塔进料流股S17，塔顶出料流股S18，塔底出料流股S19，其组成见表2.6。表2.6丙烯分离塔模拟结果组分进料（kg/hr）塔顶出料（kg/hr）塔底出料（kg/hr）CH4O1.93E+021.27E-05193.3988H2O590.99050.027214590.9633CO20.0003633.63E-041.71E-12CH41.15E-071.15E-071.89E-19N22.17E-1600C4H9OH1.65E+023.53E-15164.6427C2H5OH8.11E+026.70E-08810.7528CH3COOH2.35E-012.14E-160.234751C2H4176.23291.76E+024.64E-06C3H639364.7839251.34113.443C4H811426.7717.4596211409.31CH3OCH32301.141646.17654.9693C2H258.517425.85E+011.02E-05CO2.24E-1300H22.45E-2100NaOH1.76E+009.19E-691.7578733物料衡算和能量衡算3.1物料衡算3.1.1物料衡算式物料衡算通式如式：（3-1）运用式（3-1）可以对整个工艺流程或单元模块进行物料衡算。3.1.2物料衡算的主要步骤1.画物料平衡关系图。2.明确变化过程，选择计算基准。3.收集数据资料，确定计算顺序，进行物料平衡计算。4.整理并校核计算结果，绘制物料流程图。3.1.3总物料衡算物料衡算流程图如图3.1所示。图3.1物料衡算流程图通过Aspen工艺模拟，总物料衡算结果见表3.1，各组分质量流量见表3.2。表3.1总物料衡算表流股名称质量流率kg/hr温度℃压力bar气相分率液相分率INPUT2245582510.0183370.981663NAOH62445.78252001S411965940201S93692.98640.000161001S1169278.9134.06958100.0497690.950231S128302.823-130.9511010S1630981.33-28.10662010S1841149.7549.016222010S1913939.47108.78842001表3.2各组分质量流量流股名称INPUTNAOHS4S9S11S12S16S18S19CH4O20335201561.672278.446601.21E-261.35E-111.27E-05193.3988H2O10972.0844867.051179311108.59244869.824.57E-197.29E-070.027214590.9633CO26607.09900.7155538.1163436597.6070.009579740.6498840.0003631.71E-12CH424.1536700.0072530.19170601633.5273.1534931.15E-071.89E-19N252.2185902.63E-050.001224052.217220.00012100C4H9OH478.276500.405023313.228805.49E-441.05E-233.53E-15164.6427C2H5OH1707.593084.49556812.344904.02E-327.02E-156.70E-08810.7528CH3COOH1364.82079.930131050.139234.51672.55E-425.33E-242.14E-160.234751C2H4000.23278214.748560274.255629498.64176.23294.64E-06C3H6000.12133460.95209.78E-07232.52239251.34113.443C4H8000.00447230.0890601.89E-140.00071117.4596211409.31CH3OCH3000.11220114.2377801.84E-110.0938881646.17654.9693C2H2000.1058851.77802502.1193531246.2358.517411.02E-05CO000.0022690.11346505631.4280.04141300H2000.0005140.0060440709.26745.21E-0600NaOH017578.730017576.973.13E-1104.53E-869.19E-691.757873由模拟结果表3.1可知，INPUT和NAOH两个流股为系统进料，S4、S9、S11、S12、S16、S18、S19七个流股为系统出料，系统每小时的进料量∑G投入=287003.78kg，系统每小时的产量∑G产品=287004.169kg，相对误差为：，总物料守恒。3.1.4反应器物料衡算表3.3反应器物料衡算表流股名称RINROUT质量流率kg/hr224558224558温度℃450450压力bar22气相分率11液相分率00由模拟结果表3.3可知，RIN流股为反应器进料，ROUT流股为反应器出料，反应器每小时的进料量∑G投入=224558kg，每小时的产量∑G产品=224558kg，相对误差为：，所以反应器物料守恒。3.1.5碱洗塔物料衡算表3.4碱洗塔物料衡算流股名称S8NAOHS11S10质量流率kg/hr10120762445.7869278.9194373.37温度℃40.000162534.0695834.06958压力bar10201010气相分率100.0497690.993504液相分率010.9502310.006497由模拟结果表3.4可知，S8和NAOH两个流股为碱洗塔进料，S11、S10两个流股为碱洗塔出料，碱洗塔每小时的进料量∑G投入=163652.78kg，产量∑G产品=163652.28kg，相对误差为，所以碱洗塔物料守恒。3.1.6脱甲烷塔物料衡算表3.5脱甲烷塔物料衡算流股名称S10S12S13质量流率kg/hr94373.378302.82386070.55温度℃34.06958-130.9507-27.651压力bar101010气相分率0.99350410液相分率0.00649701由模拟结果表3.5可知，S10流股为脱甲烷塔进料，S12、S13两个流股为脱甲烷塔出料，碱洗塔每小时的进料量∑G投入=94373.37kg，每小时的产量∑G产品=94373.373kg，相对误差为，所以脱甲烷塔物料守恒。3.1.7乙烯分离塔物料衡算表3.6乙烯分离塔物料衡算流股名称S15S16S17质量流率kg/hr86070.5530981.3355089.22温度℃25-28.106658.04989压力bar202020气相分率0.61562510液相分率0.38437501由模拟结果表3.6可知，S15流股为系统进料，S16、S17两个流股为系统出料，系统每小时的进料量∑G投入=86070.55kg，系统每小时的产量∑G产品=86070.55kg，相对误差为，所以乙烯分离塔物料守恒。3.1.8丙烯分离塔物料衡算表3.7丙烯分离塔物料衡算流股名称S17S18S19质量流率kg/hr55089.2241149.7513939.47温度℃58.0498949.01622108.7884压力bar202020气相分率010液相分率101由模拟结果表3.7可知，S17流股为系统进料，S18、S19两个流股为系统出料，系统每小时的进料量∑G投入=55089.22kg，系统每小时的产量∑G产品=55089.22kg，相对误差，所以丙烯分离塔物料守恒。3.2热量衡算3.2.1热量衡算式根据能量守恒定律，对于连续系统有:（3-2）运用式（3-2）可以对整个工艺流程或单元模块进行热量衡算。3.2.2热量衡算的步骤1.选取衡算的基准，列出热量衡算式。2.根据模拟过程标明每个物质的相态。3.找出模拟过程中各流股的流量和焓值以及各设备的热负荷。4.将收集到的数据代入热量衡算关系式求得结果。5.计算整个热量衡算的误差，列出相应的热量衡算表。3.2.3总热量衡算表3.8总热量衡算表流股名称质量流率kg/sec温度K压力N/sqm焓J/kgINPUT62.37722298.15100000-7996200NAOH17.34605298.152000000-14056000S433.23848313.15200000-15847000S91.0258293139223800S1119.24414307.21961000000-13516000S122.30634142.19931000000-3906000S168.605925245.043420000002005730S1811.43048322.16622000000303592S193.872076381.93842000000-1424600系统的总进料量：系统的总出料量：表3.9各设备内能改变量设备名称温度/℃压力/bar（Q+W）/kW反应器R101R101-14502-41485.20732R101-245025806.641728分水器S2014020S20240100输送设备C101128.88202525689.76126C201157.208496105951.55962P2012058.3595245换热器E10168.1920701185113.42245E102450239851.67472E201402-138092.9828E2024010-7565.492585E20325207482.672741塔设备T20142.2515875T202top-130.95067210-15046.66143btm-27.650978102244.6898T203top-28.106613220-5909.939212btm58.0498854204785.779602T204top49.016222920-9814.545207btm108.7883942013393.3469根据表3.9可知所有设备内能总变化量为，系统损失的能量为，，所以总热量守恒。3.2.4反应器热量衡算，，，反应器损失的能量为，，所以热量守恒。表3.10反应器热量衡算流股名称RINROUT质量流率kg/sec62.3772262.37722温度K723.15723.15压力N/sqm200000200000焓J/kg-5901600-64736003.2.5脱甲烷塔热量衡算表3.11脱甲烷塔热量衡算流股名称S10S12S13质量流率kg/sec26.214832.3063423.90849温度K307.2196142.1993245.499压力N/sqm100000010000001000000焓J/kg343932-3906000218447，，，脱甲烷塔损失的能量为，，所以热量守恒。3.2.6乙烯分离塔热量衡算表3.12乙烯分离塔热量衡算流股名称S15S16S17质量流率kg/sec23.908498.60592515.30256温度K298.15245.0434331.1999压力N/sqm200000020000002000000焓J/kg5338602005730-367560，，，乙烯分离塔损失的能量为，，所以热量守恒。3.2.7丙烯分离塔热量衡算表3.13丙烯分离塔热量衡算流股名称S17S18S19质量流率kg/sec15.3025611.430483.872076温度K331.1999322.1662381.9384压力N/sqm200000020000002000000焓J/kg-367560303592-1424600，，，丙烯分离塔损失的能量为：，，所以丙烯分离塔热量守恒。4反应器设计4.1反应器设计基本参数MTO反应器R101选用气固流化床，粗甲醇原料气在反应床层与MTO-100型SAPO-34分子筛进行反应，反应器操作条件和催化剂相关参数，见表4.1和表4.2。根据模拟结果得到反应条件下进料密度为1.04265kg/m3，粘度为2.39626×10-5Pa·s，原料粗甲醇水含量为8.495（摩尔分数）。表4.1MTO反应器操作条件反应器流化床反应器操作温度450℃操作压力0.2MPa甲醇操作空速1-5h-1表4.2MTO-100催化剂相关参数催化剂MTO-100型粒径范围30-140μm平均粒径80μm催化剂密度ρ1200kg/m3堆密度700kg/m34.2流化床操作范围4.2.1最小流化速度最小流化速度umf计算公式如下：对于小颗粒公式：（4-1）对于大颗粒公式：（4-2）式中：dp—催化剂固体颗粒平均粒径；ρp—固体颗粒密度；ρ—气相密度；μ—气相粘度。先假设小颗粒的雷诺数，由式（4.1）计算如下：雷诺数的校核公式：满足假设条件。将umf带入鲁德准数公式，用Fmf判断流化形式，如果其值小于0.13，为散式流化；大于0.13则为聚式反应[22]。已知数据带入公式得：鲁德准数公式：，，为散式流化。4.2.2颗粒带出速度颗粒带出速度用ut表示。其数值是流化床中流体操作速度的最大值，不超过反应器床层的最小颗粒的带出速度[23]。计算如下：（4-3）（4-4）（4-5）为了使流化床反应器不出现夹带现象，本次设计用最小颗粒的直径d=30μm来计算带出速度。假设当，带入式（4-3）计算得：校核雷诺数：，假设成立。4.2.3操作气速小颗粒的流化数，流化比为12.89:1，大颗粒的流化状态需要计算粒径d=140μm的颗粒的临界流化速度。假定颗粒的雷诺系数Rep＜0.4。则其临界流化速度：核算雷诺准数：，所以计算有效。最大颗粒流化速度为0.00583m/s，小于最小颗粒带出速度0.02454m/s，故在0.001904-0.02454m/s的流速范围内可以将整个床层流化起来。实际生产中带出速度和最小流化速度的比值的差异特别大[23]。而且几乎气速都会超过颗粒的带出速度，这样就会使得反应器中的夹带现象特别严重。产生这种现象的主要原因是大量气体变为气泡通过床层，使得床层颗粒悬浮在气速很低的乳相中。因此一般流化床都配有旋风分离器，来减少此情况的发生。本次反应装置，取流化比为1200，则实际流速4.3流化床反应器尺寸计算4.3.1流化层尺寸根据Aspen模拟结果进料流量为时对应的流化面积为：，流化层直径为：4.3.2床层空隙率催化剂颗粒空隙的体积Va与流化床整个床层体积Vb之比就是床层空隙率[21]。干燥催化剂的堆密度，其颗粒密度为，代入公式得到空隙率：4.3.3催化剂填充量由Aspen模拟结果可知，反应器进料粗甲醇的处理量为：203352kg/h，甲醇的操作空速取5h-1，故反应在此条件下的催化剂装填量为：4.3.4扩大段直径在流化的过程中，会有部分颗粒较小的催化剂颗粒会被带出，如果在反应中气速较大的话飞出的颗粒就会增多。为了造成不必要的浪费，需要在反应器上设置旋风分离器和相应的扩大端，扩大段的设计可以使催化剂颗粒沉降，达到回收催化剂和分离的目的。本次设计扩大端直径D2由最小颗粒的带出速度计算得出。一般情况下，MTO-100型SAPO-34催化剂的最小粒径为30μm，由前面计算得到颗粒的带出速度为ut=0.02454m/s，最小流化速度umf=0.001904m/s，流化床的操作气速取u0=0.012m/s。因为扩大段气体的体积流量相同，即，所以4.3.5反应器壁厚本次设计反应器的操作压力为0.2MPa，操作温度为450℃。根据工程实际设计压力取为操作压力的1.05-1.1倍，由于反应为气相反应，液柱静压力可忽略不计，此设计设计压力取，则计算压力为：，且本次设计取温度为450℃，反应器内能变化量为，反应为强放热反应，温度比较高，所以选择钢号0Cr18Ni9(304)的不锈钢，JB/T4732封头执行标准，所规定压力容器焊缝必须100%无损检验，取，查课本附表可知不锈钢在450℃下的许用压力，腐蚀裕量取C2=1mm。计算厚度：设计厚度：查钢板厚度负偏差表可知，计算名义厚度：选取扩大段和过渡段的壁厚均为8mm。4.3.6高度计算1.静止床层高度催化剂体积与静止床层高度的关系：（4-6）根据反应器床层内催化剂的存储量以及催化剂的堆密度，计算出催化剂的体积：再由式（4-6），计算出静止床层高度2.流化床层高度床层的膨胀比R为1.2，并且用催化剂的静止高度H代替起始流化床层高度Hmf。因此流化床层高度。3.扩大端高度扩大段的高度一般取直径的倍，MTO反应器R101设计时扩大段的高度取其直径的，因此扩大段高度H1=2.7m。4.过渡段高度流化床反应器筒体与扩大段之间的部分为过渡段，过渡段锥体角度120°[24]。，进一步解得流化床过渡段高度H2=0.66m。5.锥体部分高度流化床反应器锥体角度≤90°[24]，记高度为H3。根据，故得锥体高度H3。6.封头高度在压力容器中，由于椭圆封头受压后不易发生形变，根据GB/T25198-2010国家标准EHA椭圆封头尺寸表和流化床的直径选择流化床封头，曲面高度，直边高度。扩大段封头的曲面高度h3=2.025m，直边高度h4=0.04m。7.总高度流化床反应器筒体的总高度为：4.4附件设计4.4.1人孔的设计当Di＞1000mm时，至少开一个人孔，而反应器分为反应段、过渡段和扩大段，因此开设3个人孔。选用突面RF型，公称直径的板式平焊法兰人孔补强（HG21519-2005），具体尺寸见表4.3。表4.3人孔受压件尺寸表公称直径/mmDD1螺栓螺栓数量400426×6540495M20204.4.2旋风分离器图4.1旋风分离器结构图图4.2常用旋风分离器尺寸从反应器中出来产物质量流量为224558kg/h，密度为0.796688kg/m3，流量单位换算得到78.29m3/s，由于处理量比较大，因此采用高流量的swift旋风分离器，具有的规格如图4.2。选用Swift（1969）高流量旋风分离器，，，，，，，。由上可知a=2.28b，取进气口流速为u=20m/s，则进气口面积为，解得：进口宽度b=1.31m，进口高度a=2b=2.62m由此可得，筒体直径：排气管直径：排气管插入深度：排料口直径：筒体高度：旋风分离器的总高度：4.4.3裙座裙座高度：5塔设计5.1塔设备计算的相关工艺参数本次设计以脱甲烷塔T202为例进行详细计算，其中轻组分CH4从塔顶馏出，重组分为C2H4塔底流出，由Aspen模拟总塔板数为12块，因为精馏塔中存在冷凝器和再沸器，所以理论塔板数应该是NT=10块，塔内液相密度，气相密度，气体流量，液体流量。图5.1脱甲烷塔的相关设备参数5.2脱甲烷塔工艺尺寸计算5.2.1塔体高度的计算对于多组分系统取关键组分间的相对挥发度：总板效率：实际塔板数：有效高度：5.2.2塔径的计算1.塔的初步计算液气动能参数：图5.2史密斯关联图取板间距HT=0.6m，hl=0.2m，HT-h塔内物系的表面张力为10.78mN/m，则最大允许速度：适宜的空塔气速u一般为最大允许气速的（0.6-0.8）倍[26]，即u=（0.6-0.8）umax，取安全系数为0.7，空塔速度：u=0.7×0.3567=0.25m/s。塔径：，将直径圆整，得D=3600mm=3.6m。2.校核板间距表5.1浮阀塔板间距参考数值塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4>2.4板间距HT/mm200-300300-350350-450450-600500-800≧600由表判断直径D=3.6m，板间距取HT=0.6m，合理。3.校核安全系数实际塔截面积：实际空塔速度：安全系数：，在0.6-0.8之间，所以合理。5.2.3塔板布置和相关尺寸计算1.塔板布置，采用整块式塔板。，采用分块式塔板。表5.2塔板分块数与塔径（mm）关系塔径塔板分块数塔径塔板分块数塔径塔板分块数800-120032200-240063400-360091400-160042600-280073800-4000101800-200053000-320084200-440011D=3600mm，根据表5.2可知塔板分9块。2.塔板面积分为四个区域（1）破沫区脱甲烷塔直径D=3.6m＞1.5m，破沫区宽度取值范围为Ws=80-110mm，选取Ws=100mm。（2）无效区对于直径大于1200mm的大塔，因为靠塔壁的部分需要一圈边缘区域，提供支撑塔板的作用。无效区宽度小塔为Wc=30-50mm，Wc=50-75mm，选取Wc=70mm。（3）溢流区脱甲烷塔直径为3.6m，属于塔径大于2.2m的大塔，结合脱甲烷塔塔内液体流量，选择双溢流弓形降液管。溢流堰堰长lw堰长lw取（0.5-0.7）倍塔径，设计取0.7倍。所以堰长②溢流堰堰高hw横坐标：，曲线：图5.3液流收缩系数计算图（左）、弓形降液管的宽度与截面积（右）设计时应使堰上液层高度时不能太小，否则会造成液体在堰上液体分布不均，影响传质效果，所以本次设计采用平直堰。堰上液层高度：堰高：a.弓形降液管宽度Wd及截面积Af由lw/D=0.7，查图5.3（右），得到：，截面积：降液管宽度：验算液体在降液管中停留时间：停留时间θ=7.68s＞5s，所以降液管设计的合理。b.液管底隙高度ho底隙高度ho：为液体通过降液管底隙的流速，本设计取。而对于大塔，ho取40mm左右，最大值可以达到150mm，计算得ho=120mm，所以合理。（4）鼓泡区计算开孔区面积Aa图5.4双溢流塔板结构图由于双溢流塔板结构，选取Wdˊ=Wd，鼓泡区面积：5.2.4浮阀的数目与排列选F1型浮阀塔板，该浮阀的阀孔直径do=39mm[26]。此塔板结构简单，造价低，生产能力大，阀孔动能因子Fo=9-12，最后取值Fo=10[27]。阀孔气速：浮阀个数：本次设计采用了分块式塔板，浮阀用等腰三角形叉排方式，孔中心距t取75mm，则同一排的阀孔中心距满足式（5-1）：（5-1）—相邻两排阀孔中心线的距离，m；相邻两排间的中心距，排间距最后确定为tˊ=100mm，经排列后按阀孔数N=791个。塔板开孔率：5.2.5浮阀塔板的流体力学验算1.塔板的压力降（1）干板阻力临界孔速就是气孔通过阀孔的速度，而对于F1型浮阀塔板，由前面计算数据比较后，uo≧uoc即阀全开后的情况，hc用以下计算公式。临界孔速：干板阻力：（2）板上充气液层阻力取充气系数（3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计。液柱高度：单板压降：2.液泛单板压降相当的液柱高度hp=0.14435m，板上液层高度hL=0.2m液体流过降液管的阻力：清液层高度：如果Hd满足式（5-2）则认为符合防止液泛的要求。（5-2）—系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。对于一般物系，取0.3-0.4，对于不易发泡的物系，取0.5-0.7。这里取值为0.5。符合防止液泛的要求。3.雾沫夹带双溢流塔板，计算数据如下。板上液体流径长度：板上液流面积：经过两次计算比较，取较大者作为验算依据，泛点率=51.55%<80%，验算合理。4.漏液取阀孔动能因数F=5为漏液量的操作下限[25]，经验算后，不发生严重漏液现象。5.2.6塔板负荷性能图1.雾沫夹带线按泛点率为80%计算。整理得：2.液泛线带入数据，整理得：3.液相负荷上限线4.漏液线对F1型重阀，依5.液相负荷下限线堰上液层高度一般情况下不能小于6mm，以此作为液相负荷下限条件，取E=1。6.操作线7.塔板负荷性能图图5.5塔板负荷性能图由图可知操作点（0.073，2.348）属于所绘制的符合性能图的范围内，且由此可计算出气相负荷上限及气相负荷下限。5.3设计压力的计算（当液体静压力小于5%设计压力时，可忽略不计）本次设计取脱甲烷塔的操作压力为1MPa，设计压力，因为脱甲烷塔属于高压容器，所以此处选择1.1倍，则设计压力，取计算压力。5.4塔器材料的选取由Aspen模拟里进出脱甲烷塔的物流线显示的结果，可以确定脱甲烷塔的操作温度。本次设计脱甲烷塔的筒体、封头材料选用0Cr18Ni9(304)不锈钢钢板，该材料还可以制作设备衬里，容器法兰衬环、紧固螺栓和金属密封垫。裙座材料选用Q235-B。查化工机械设备基础课本可得两种材料在小于20℃时的许用应力，弹性模量，密度等物理性质见表5.3。表5.3材料的物理特性材料0Cr18Ni9(304)Q235-B该材料在＜20℃的许用应力σ137MPa113MPa常温抗拉强度σb520MPa375MPa屈服极限σs（σ0.2）205MPa235MPa弹性模量E1.93×105MPa1.9×105MPa密度ρ8000kg/m37850kg/m35.5筒体壁厚筒体的计算厚度：计算得壁厚为14.51mm，查表，得C1=0.8mm，取腐蚀裕量C2=1mm。设计厚度：名义厚度：取δn=18mm，圆整值∆=1.69mm。有效厚度：5.6封头设计5.6.1封头壁厚在规定中，标准椭圆形封头K值取1。封头：设计厚度：名义厚度：取δhn=18mm，圆整值∆=1.72mm。有效厚度：5.6.2封头尺寸塔径为Di=3600mm，上下封头选取公称直径DN=3600mm的标准椭圆形封头，封头厚度δh=18mm，查表，公称直径DN=3600mm的封头，总深度H=940mm，内表面积为14.5008m2，容积为6.5144m3，选钢材0Cr18Ni9(304)，碳钢封头重量=2006kg，所以单个封头重量=2006÷7850×8000=2044.33kg。5.7筒体的液压试验和应力校核5.7.1筒体计算1.筒体有效厚度δe=16.2mm2.计算应力容器在校核压力下的计算应力小于材料的许用压力3.最大允许工作压力5.7.2试验压力计算1.液压试验；；；。2.试验压力下的应力计算3.应力校核5.8塔器附属设备的设计5.8.1裙座裙座厚度选择范围4-16mm，选取裙座名义厚度为δsn=16mm，有效厚度为：塔器裙座选择圆筒形裙座（DN>1m，H/DN=3m<30m）。在塔釜要设置连接再沸器管道部分的预留空间，选裙座高度Hm=4m。裙座与塔体的连接有对接和搭接两种形式，大型塔设备一般采用对接形式[28]。图5.6裙座和塔壳搭接形式当塔壳封头由多块板拼接成时，焊缝处的裙座开缺口，根据封头厚度18mm查表，缺口得宽度K=100mm，R=50mm。表5.4裙座筒体缺口尺寸封头厚度δh（mm）6-810-1820-2628-32宽度K（mm）70100120140缺口半径R（mm）35506070裙座一般设置检查孔，选择圆形检查孔。图5.7圆形检查孔结构表5.5圆形检查孔（A型）尺寸/mm裙座直径数量直径DM中心高H7001250150—800-90014502009001000-280024502509003000-46002500250950＞460026002501000裙座选用圆形检查孔[28]。开2个直径为500mm的圆形检查孔，深度为250mm，中心高950mm。5.8.2人孔根据Aspen模拟结果，可知脱甲烷塔的理论塔板数为10块，经计算实际塔板数为19块，第15块为进料板，H精馏段＞H提馏段。所以开设人孔4个：塔顶1个、塔底1个、进料板位置1个、精馏段1个。对于塔径1600-3000mm，人孔选择公称直径为500mm的，直径超过的范围的应选择600mm的[25]。而根据公称压力PN=1.0MPa，选择回转盖带颈平焊法兰，具体人孔尺寸如表5.6所示，人孔材料用0Cr18Ni9(304)不锈钢，质量为217kg。表5.6回转盖带颈平焊法兰人孔尺寸/mm密封面型式公称压力PN/Mpa公称直径DNdw×sDD1ABLbb1MFM型1.0600630ｘ87807254202253502829螺栓螺母螺栓螺栓螺母螺柱b2H1H2d质量/kg数量直径ｘ长度数量直径ｘ长度20M27ｘ10520M27ｘ1353427010324217表5.7根据接管所选法兰、螺栓尺寸（mm）与质量（kg）公称通径DN钢管外径A1连接尺寸法兰厚度C颈部过渡圆角半径R带颈对焊法兰高度/H法兰质量/kg法兰外径D螺栓孔中心圆直径K螺孔直径L螺孔数量n螺纹Th颈根直径N颈的焊端厚度S颈的直边高度H1短颈法兰高颈法兰短颈法兰高颈法兰150159285240228M202481844.51244559.109.13200219340295228M202482346.316446210.611.82502733953502212M2026102886.316466813.415.65.8.3接管1.进料口已知进料体积流量，选择气体流速。流通面积：接管直径：进料口接管选择：不锈钢钢管。2.塔顶蒸汽出口已知塔顶蒸汽体积流量，选择气体流速。流通面积：接管直径：进料口接管选择：不锈钢钢管。3.回流入口已知塔顶液体体积流量，选择液体流速。流通面积：接管直径：进料口接管选择：不锈钢钢管。4.蒸汽入口已知蒸汽入口的蒸汽体积流量，选择气体流速。流通面积：接管直径：进料口接管选择：不锈钢钢管。5.塔底液体出口已知塔底液体出口的液相体积流量，选择液体流速。流通面积：接管直径：进料口接管选择：不锈钢钢管。6.其余接管脱甲烷塔的其他接管还包括温度计、压力计、液位计、安全阀这4种附件，选择温度计，压力计，液位计3个接管尺寸为ϕ27×3.5mm，选择弹簧不封闭全启式（带扳手）安全阀1个，型号为A48Y-16C，不锈钢钢管ϕ57×3.5mm，DN=50mm。5.8.4法兰根据表5.7选取法兰。5.9塔的质量计算脱甲烷塔的理论塔板数10块，理论进料板为第9块板，用塔板效率计算可得实际塔板数为19块，实际进料板为第15块板。因为塔板间距取0.6m，塔的有效高度为：假设釜液在塔釜内停留时间为10min，塔釜排除液体体积流量为2.59m3/min，液相密度为518.48kg/m3，则塔釜釜液的高度为：，圆整取塔顶空间高度HD=（1.5-2.0）HT，取2倍，HD=2.0×0.6=1.2m，釜液上方的气液分离空间高度取1.7m，裙座高度Hm=4m，单个封头深度为0.94m。总塔高度H=0.94+10.8+1.7+2.5+4+1.2=21.14m图5.8塔器分段图1.筒体的质量筒体高度：筒体质量：2.封头质量封头总重量m23.裙座质量4.塔体质量5.人孔、法兰、接管、附属物质量6.塔内构件质量浮阀塔盘单位质量为75kg/m2。塔内件质量：表5.8塔设备有关部件的质量名称单位质量名称单位质量名称单位质量笼式扶梯40kg/m圆泡罩塔盘150kg/m2浮阀塔盘75kg/m2开式扶梯15-24kg/m钢制平台150kg/m2塔盘填充液质量70kg/m27.保温层质量保温层厚度取0.1m，保温层的密度为300kg/m3，则其质量：8.平台、扶梯质量钢制平台qp单位质量为150kg/m2，笼式扶梯qF单位质量为40kg/m，n为平台数量，HF为扶梯高度=塔高。平台、扶梯的质量：单个平台的质量：9.物料质量封头容积Vf=6.5144m3，塔釜深度ho=2.5m。10.充水质量11．全塔操作质量塔器最大质量：塔器最小质量：塔高H=21140mm，将塔设计分为5段，1段为裙座上的检查孔处H1=950mm，2段为裙座处H2=4000mm，将剩下的高度等分3段，H3=H4=H5=5713mm。表5.9塔设备质量载荷计算计算内容1段2段3段4段5段m01+ma/kg2038.796545.512260.6712260.6712260.67m02/kg004832.464832.464832.46m03/kg002010.72010.72010.7m04kg381222644.895061.262644.89m05/kg03377.5915995.0710603.056631.31mw/kg06514.458121.7858121.7855072.99m0/kg2076.7910045.0937743.7934768.1428379.03mmax/kg2076.7913181.979870.582286.8776820.71mmin/kg2076.796667.521748.7224165.0921748.725.10塔体强度及稳定性校核5.10.1塔的基本自振周期计算因为高径比H/D=21.14/3.6=5.872<15，所以不必考虑高振型影响。则塔的基本自振周期计算得：式中：Et为塔体材料在设计温度下的弹性模数，MPa5.10.2地震载荷计算将全塔再设计分3个截面，0-0截面为地面，1-1截面为检查孔截面，2-2截面为裙座截面。设防烈度7度，查表5.10和5.11得，设计基本地震加速度0.1g，，场地土为第Ⅱ类，第二组，Tg=0.4s。表5.10对应于设防烈度值设防烈度789设计基本地震加速度0.1g0.15g0.2g0.3g0.4g地震影响系数最大值αmax0.080.120.160.240.32表5.11各类场地土的特征周期值Tg设计地震分组场地土类别ⅠⅡⅢⅣ第一组0.250.350.450.65第二组0.300.400.550.75第三组0.350.450.650.90：：：当无实测数据时第一振型阻尼比，由于本次设计无实测数据，取具体分段质量如下表：表5.12地震载荷和地震弯矩计算塔段号12345m0/kg2076.7910045.0937743.7934768.1428379.03hi/mm47524756856.512569.518282.5hi1.51.0352E+041.2313E+055.6775E+051.4092E+062.4720E+06mihi1.52.1500E+071.2368E+092.1429E+104.8996E+107.0154E+10Amihi32.2257E+111.5229E+141.2166E+166.9046E+161.7342E+17BA/B5.56685E-070.0057630.0685450.3160580.7844941.376151F1k/N23.081327.7623003.9752597.1375310.33mkhk9.8648E+052.4862E+072.5879E+084.3702E+085.1884E+08meq/kgmeq=0.75m0=84762.9Fv0-0/NFvi/N3.4385E+018.6659E+029.0205E+031.5233E+041.8085E+04Fvi-i/N43239.2505543204.865554.2338E+040-0地震弯矩/（N·mm）1-1地震弯矩/（N·mm）2-2地震弯矩/（N·mm）5.11风载荷5.11.1水平风力两相邻计算截面间的水平风力：（5-3）K1为体型系数，K1=0.7；q0为10m高度处的基本风压值N/m；fi为风压高度变化系数；li为同一直径的相邻两截面间距；Dei为塔设备各计算段的有效直径；K2i为塔设备各计算段的风振系数。石家庄的基本风压值为300。选择该区域的B类地区进行建塔。脱甲烷塔塔高为21.14m＞20m时，所以风振系数（5-4）式中：是脉动增大系数；为第i段脉动影响系数；为振型系数。计算1段的风振系数：为同一直径两相邻计算截面间的距离，其中l1=950-0=950mm扶梯与塔顶管线布置为180°，计算1段有效直径：K3表示的是笼式扶梯的宽度，当无确切数据时取400mm；l0为操作平台所在计算段的长度，mm；表示的是保温层的厚度，在设计时取值100mm；为该段内平台构件的投影面积，mm2；表示的是平台当量宽度，mm。所以，1段水平风力：表5.13风载荷和风弯矩计算塔段号12345塔段长度/mm0-950950-40004000-97139713-1542615426-21140q0/(N/m)2300300300300300K10.70.70.70.70.7ζ1.811.811.811.811.81v0.720.720.720.7580.794f1111.151.27φ0.020.055680.29540.64941K2i1.0260641.0725621761.384965281.7747511412.1316063li9503050571357135713K3400400`400400400K400564056405640Dei47094709103491034910349Pi963.93120753234.97033117195.7369125340.6184733611.8660-0风弯矩/（N•mm）1-1风弯矩/（N•mm）2-2风弯矩/（N•mm）/（N·mm）1.0594E+09/（N·mm）9.8352E+08/（N·mm）7.4634E+085.11.2风弯矩塔式容器0-0截面的风弯矩：5.11.3最大弯矩塔式容器0-0截面的最大弯矩：Me为偏心质量引起的弯矩，N·mm；两个公式计算结果取最大值，0-0截面最大弯矩。5.12筒体强度及稳定性计算5.12.1筒体计算基础数据筒体强度及稳定性计算校核的计算截面选定2-2截面，其基础数据见表5.14。表5.14筒体校核数据表计算截面以上的操作质量塔壳的有效厚度δe/mm最大弯矩/(N·mm)截面的风弯矩/MPa液压试验时计算截面以上塔的质量100890.9616.27.4634E+087.4634E+0867662.53计算截面的横截面积计算截面的横截面系数5.12.2圆筒轴向应力计算1.计算内压或外压引起的轴向应力σ1（MPa）式中：Pc为计算压力；Di为塔体内径，mm；δe为有效厚度，mm。2.计算操作或非操作时的重力及垂直地震力引起的轴向应力σ2（MPa）式中：为选取的计算截面以上的操作质量，kg；为截面的垂直地震力，仅在最大弯矩为地震弯矩时参与组合式计入，N。3.弯矩引起的轴向应力σ3（MPa）5.12.3圆筒稳定性校核1.圆筒许用轴向压应力[σ]cr取较小值[σ]cr=123.6MPa，故10.19＜123.6。式中：；B值的计算：首先计算外压应变系A值：A=0.094根据所选材料及外压应变系数A的值，查图得到外压应力系数B。本例中所用材料为0Cr18Ni9，其钢号为S30408，其外压应力系数B曲线图如下，查得B=103MPa。图5.9S30408钢外压应力系数B曲线2.圆筒最大组合压应力本例汽提塔属于内压容器，对于内压容器，按照下式进行计算校核：3.圆筒拉应力校核内压容器：5.12.4压力试验时的应力校核1.试验压力引起的环向应力，故153.46MPa<184.5MPa。2.试验压力引起的轴向应力3.试验状态下重力引起引起的轴向应力4.实验状态下弯矩引起的轴向应力5.压力试验时圆筒的许用轴向压应力，取较小值[σ]cr=123.6MPa。6.应力校核液压试验应满足：液压时最大组合轴向压应力应满足：液压时最大组合拉应力：5.13裙座应力校核5.13.1裙座底截面（0-0截面）校核0-0截面积Asb/mm2：0-0截面系数Zsb/mm3：。操作时裙座的许用应力：[σ]s=水压试验时裙座许用应力：[σ]s=0-0截面的组合应力计算校核：裙座0-0截面校验合格。5.13.2裙座检查孔截面（1-1截面）校核1-1截面积Asm/mm2：式中：bm为检查孔水平方向最大宽度，本例中检查孔直径500mm；δm为检查孔加强管厚度，本例取δm=16mm；Am=2lmδm，lm为加强管长度，本例取250mm。1-1截面系数Zsm/mm3：1-1截面组合应力校核/MPa：裙座1-1截面校验合格。5.14基础环校核1.基础环尺寸基础环外径：基础环内径：D2.基础环应力校核基础环截面系数：Z基础环截面积：A混凝土基础上的最大压应力σbmax取其中较大值，。3.基础环厚度设计为无筋板基础环，厚度计算如下：δ式中：b表示基础环外直径与裙座壳体外直径之差的1/2，mm；σb为基础环材料的许用应力，本例为137根据HG20580-1998中的规定，基础环的腐蚀裕量应取2mm，故本例中取δb5.15地脚螺栓1.地脚螺栓承受的最大拉应力上两式中取较大值，σB当σB≤0时，塔式容器自身稳定，但为了固定塔式容器位置，需设置一定的地脚螺栓[29]；当2.计算地脚螺栓螺纹小径地脚螺栓的螺纹小径按照下式计算：式中：n为地脚螺栓数量，一般为4的倍数，本例为中取n=16；；。Q235B材质的地脚螺栓的抗拉能力为147MPa根据最小螺纹直径，选择地脚螺栓型号为M36，数量为16。5.16裙座和塔体连接焊缝验算搭接焊缝J-J截面处的最大弯矩：搭接焊缝J-J截面以上塔体操作质量：搭接焊缝J-J截面处的垂直地震力：裙座顶截面的内径：搭接焊缝J-J截面处的最大拉应力：σ搭接焊缝校核：，故校验合格。5.17接管补强对于设计要小于2.5MPa的壳体上开孔，两相邻开孔中心的间距大于两孔直径之和的2倍，且接管公称直径小于89mm时[30]，如果接管最小厚度满足表5.15的要求，可不另行补强。表5.15不另行补强的接管最小厚度/mm接管公称外径253238454857657689最小壁厚3.54.05.06.0根据上述规定，本例中需要进行开孔补强计算的有：进料口接管（a）ϕ273×10mm、塔顶蒸汽出口接管（b）ϕ273×8mm、回流入口接管（c）ϕ159×4mm、蒸汽入口接管（d）ϕ159×11mm、塔底液体出口接管（e）ϕ219×4mm。根据GB150.3-2010中的要求，对于凸形封头上开孔直径d≤0.5Di、筒体上（Di≤3600mm）d≤0.5Di且