年产10万吨混合邻苯二甲酸酐生产装置工艺设计说明书

总论1.1项目概况[1]本项目是年产10万吨的苯酐生产工艺，利用较为便宜的邻二甲苯和空气作为生产原料。反应采用固定床列管式反应器，预热之后的邻二甲苯和空气进入反应器内进行反应，得到主产品苯酐，副产品顺酐、苯甲酸、水、二氧化碳。1.2项目依据（1）中国石油大学（华东）图书馆资料（2）化工工程设计相关规定（3）国家经济、建筑、环保等相关政策1.3设计原则以节能减排为目标，减少尾气、污水等对环境的污染，并尽可能优化流程，减少设备和管道的使用，减少投资。采用最合适的设备类型，提高苯酐收率和纯度，增大经济效益。1.4设计内容1、查阅文献，完成设计课题的文献综述；2、对ASPENPLUS模拟作业的计算结果进行分析说明，有条件的话继续优化；3、对主要设备及全装置的物料衡算和热量衡算（包括热负荷及传热剂用量的计算）结果进行总结整理，列出物料平衡表、热量平衡表等表格；4、绘制工艺原则流程图PFD；5、对主要设备进行工艺计算与选型，列出各类设备规格表及设备一览表；6、确定自控方案，绘制工艺管道及仪表流程图（PID）；7、进行车间及设备布置设计，绘制车间平面布置图及设备平、立面布置图；8、进行管道布置设计，绘制部分管道平、立面布置图；9、设计总结，编写初步设计说明书。1.5建设规模和产品方案本设计是年产10万吨的苯酐生产，属于中等规模建设，车间的面积大概为72×48m。产品方案是邻二甲苯和空气在340~450°C下在固定床反应器内发生反应，生成主产品苯酐和副产品顺酐、柠糠酐等。1.6厂址的选择由于原料是邻二甲苯，其易燃，蒸气能与空气形成爆炸性混合物。遇热、明火、强氧化剂有引起燃烧爆炸的危险。其蒸气比空气重，能沿低处扩散相当远，遇明火会回燃。有毒，对皮肤、粘膜有刺激作用，对中枢神经系统有麻醉作用[2]。产物是苯酐，易燃，在沸点以下易升华，有特殊轻微的刺激性气味。苯酐能引起人们呼吸器官的过敏性症状，苯酐的粉尘或蒸汽对皮肤、眼睛及呼吸道有刺激作用，特别对潮湿的组织刺激更大。因此我们选择远离居民区的郊区，并且选择在下风口和河流的下游，以防使居民中毒，危害居民的身体健康。交通运输要方便，最好选择在附近有生产邻二甲苯的厂区，这样原料供应便捷，节省运输费用，也缓解原料供需的紧张。1.7能量利用和环境保护本流程模拟中，通过换热网络优化，充分使用内部换热，反应产生的热量足以提供强大的热量来源，为低温物流进行换热，节省水加热成水蒸气导致的资金损失。闪蒸罐、精馏塔分离出的气体，进行尾气回收处理，防止邻二甲苯、苯酐、顺酐等有毒物质进入空气和土壤，污染环境。精馏塔顶产生的顺酐纯度可以达到94.1%，可以作为一种产品进行生产使用，既增大经济效益又防止其污染环境。1.8存在的问题及建议苯酐流程模拟的过程中，苯酐的产率比较低，温度和压力的控制不当会使副反应大大增多，产生大量的二氧化碳、水、顺酐、柠糠酐等物质，使原料利用率降低。闪蒸过程中在排放二氧化碳、氧气、氮气、水蒸气的同时也会排出一定量的苯酐、顺酐和未反应的邻二甲苯，直接排放不仅对环境造成危害，也是资源极大的浪费。因此要将这部分气体进行进一步的回收利用，再进行气体的排放。参考文献[1]沈复,李阳初主编.化工原理(上册).中国石化出版社,2007,24-29.[2]李汉.邻二甲苯氧化制苯酐工艺装置的优化设计[D].西北大学,2006.第2章工艺流程设计工艺流程设计2.1生产方案选择2.1.1产品性质及规格标准产品性质[2]：苯酐，常温下为一种白色针状结晶（工业苯酐为白色片状晶体），易燃，在沸点以下易升华，有特殊轻微的刺激性气味。分子式C8H4O3，相对密度1.527(4.0℃)，熔点131.6℃，沸点295℃（升华），闪点（开杯）151.7℃，燃点584℃。微溶于热水和乙醚，溶于乙醇、苯和吡啶。产品规格[3]：主产品：邻苯二甲酸酐，纯度≥98.5%（m%）2.1.2原料路线确定原则和依据随着石油工业的发展，又提供了大量廉价的邻二甲苯，扩大了苯酐的原料来源。随着催化剂研发的重大进展以及参加反应的空气和邻二甲苯比例的降低，再加上生产设备大型化的实现等一系列新技术的开发和应用，进一步加速了原料的转换进程。近几年，各厂家也都在为提高自身产品的竞争力而不断地在节能降耗等方面改进、完善自己的工艺，这就使得邻法工艺更加成熟，更加先进[1]。2.1.3工艺技术方案比较萘法[1]Ӏ、反应原理萘与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。П、工艺流程图2-1空气经净化、压缩预热后进入流化床反应器底部，喷入液体萘，萘汽化后与空气混合，通过流化状态的催化剂层，发生放热反应生成苯酐。反应器内装有列管冷却器，用水为热载体移出反应热。反应气体经三级旋风分离器，把气体携带的催化剂分离下来后，进入液体冷凝器，有40%－60%的粗苯酐以液态冷凝下来，气体再进入切换冷凝器（又称热融箱）进一步分离粗苯酐，粗苯酐经预分解后进行精馏得到苯酐成品。尾气经洗涤后排放，洗涤液用水稀释后排放或送去进行催化焚烧。邻法Ӏ、反应原理[1]邻二甲苯与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。П、工艺流程图2-2过滤、净化后的空气经过压缩，预热后与汽化的邻二甲苯混合进入固定床反应器进行放热反应，反应管外用循环的熔盐移出反应热并维持反应温度，熔盐所带出的反应热用于生产高压蒸汽（高压蒸汽可用于生产的其他环节也可用于发电）。反应器出来的气体经预冷器进入翅片管内通冷油的切换冷凝器，将苯酐凝结在翅片上，然后再定期通入热油将苯酐熔融下来，经热处理后送连续精馏系统除去低沸点和高涨点杂质，得到苯酐成品。从切换冷凝器出来的尾气经两段高效洗涤后排放至大气中。含有机酸浓度达30％的循环液送到顺酐回收装置或焚烧装置，也可回收处理制取富马酸[1]。目前，全球苯酐生产所采用的工艺路线有萘流化床氧化和萘/邻二甲苯固定床氧化，其中邻二甲苯固定床氧化技术约占世界总生产能力的90%以上。萘流化床氧化工艺在国外已逐步淘汰，但在我国的苯酐生产中仍占有一定比例。邻二甲苯固定床气相氧化技术主要BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日触和AlusuisseItalia等几种典型的生产工艺。BASF工艺：BASF工艺于1976年工业化生产，总生产能力超过100×104t/a，BASF工艺的单台反应器最大生产能力为4.5×104t/a。经净化预热后的空气与气化的邻二甲苯混合进入列管式固定床反应器，在钒-钛环形催化剂表面进行反应，反应温度为360℃，空速为3000h-1，反应热由熔盐导出。粗苯酐在微负压下采用高温或同时添加少量化学品除去某些杂质后送入精馏塔精制。BASF工艺能有效地回收顺酐，苯酐的质量收率超过105%[4]。Wacker-Chemie工艺：近年来各国新建的苯酐生产装置基本上都采用Wacker-Chemie工艺，至今世界上已有110套以上的装置采用此工艺，总生产能力为160×104t/a，单台反应器的最大生产能力为4.5×104t/a。该工艺所采用的催化剂适用于邻二甲苯、萘以及邻二甲苯和萘的混合料，设计的催化剂负荷为邻二甲苯100g/m3空气（标准态），苯酐的质量收率为114%～115%（以萘为原料时，苯酐收率为97%～99%），催化剂寿命大于3年[4]。ElfAtochem/日触工艺：ElfAtochem公司于1970年开始开发低能耗工艺，1986年该公司决定采用日触公司寿命长、选择性高的苯酐催化剂，并与日触公司共同开发了ElfAtochem/日触工艺。采用该工艺的总生产能力约40×104t/a。该工艺与BASF工艺相似，工艺尾气全部催化焚烧处理，有机杂质含量低，无大气污染[4]。AlusuisseItalia工艺：意大利的Alusuisse公司于1986年开发了AlusuisseItalia低空烃比工艺，空气对邻二甲苯的质量比减少到9.5:1，而原料气浓度可提高到邻二甲苯134g/m3空气标准态。到1996年世界各地共有11套装置采用该工艺，总生产能力为24.9×104t/a[4]。2.1.4工艺技术方案选择理由萘法作为最早生产苯酐的方法，也是最早形成工业化生产的方法，其原料为焦油萘。我国在1953年开始萘法生产苯酐，当时是以萘为原料，固定床气相氧化法生产苯酐。1958年我国又开发了流化床工艺，并在此基础上建设了多套工业生产装置。由于我国萘流化床法发展较快，到1988年大部分工厂仍在采用萘流化床法生产苯酐，当时萘法产量高达总产量的90%。随着石油工业的发展以及邻法技术的开发，萘法的劣势显露出来：原料焦油萘供应日趋紧张，价格不断上扬，单台反应器生产能力较低，这些都不可避免地造成了萘法的高能耗[1]。随着苯酐产量的迅速增长，焦油萘越来越不能满足生产的需要，而随着石油工业的发展，又提供了大量廉价的邻二甲苯，扩大了苯酐的原料来源。从20世纪60年代开始，生产苯酐的原料从萘转向邻二甲苯。随着催化剂研发的重大进展以及参加反应的空气和邻二甲苯比例的降低，再加上生产设备大型化的实现等一系列新技术的开发和应用，进一步加速了原料的转换进程。近几年，各厂家也都在为提高自身产品的竞争力而不断地在节能降耗等方面改进、完善自己的工艺，这就使得邻法工艺更加成熟，更加先进[1]。Wacker-Chemie工艺特点是低能耗，高负荷，生产能力大，催化剂活化时不必使用SO2。BASF工艺的技术特点是低反应温度和高空速，水洗回收副产的顺酐，生产费用低，无废水排出，采用蒸汽透平，输出中压空气。该工艺具有投资较低、能耗少、成本低和无污染的优势。AlusuisseItalia工艺的设备投资较少[4]。2.1.5操作条件的确定原料：工业级邻二甲苯（纯度≥97%），空气（21%O2,79%N2)；邻二甲苯进料量为11678.4kg/h，空气进料量为317354.4kg/h；催化剂：低温高空速、V2O5-TiO2负载在惰性载体上的催化剂；空邻比：27:1；进料物流的温度为245°C，压力为0.2MPa；反应温度为300~321°C，压力为0.2MPa。2.2工艺流程设计2.2.1反应原理邻二甲苯与空气在催化剂作用下气相氧化生成苯酐。2.2.2装置工艺原则流程图图2-3装置工艺原则流程2.2.3工艺流程简述[5]苯酐生产工艺系统包括氧化反应部分、冷凝水洗部分、苯酐精制部分。氧化部分邻二甲苯通过换热器预热，经净化换热器加热后在汽化器内混合均匀并完全雾化，进入反应器反应。反应器是固定床列管式反应器，用熔盐（由硝酸钾和亚硝酸钠组成，质量比59%KNO3，41%NaNO2；混合物熔点141℃，平均比热Cp=1.424kJ/kg·℃。）循环移去反应热，热的熔盐产生高压蒸汽冷凝水洗部分反应气体经换热器冷却后，苯酐粗产品流到精馏塔中进行精馏。从闪蒸罐中排出的尾气为未反应的空气和反应生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有机物，经水洗塔洗涤回收有机物后排放。洗涤水中主要含有顺酸（顺丁烯二酸），通过加工可经济的回收，使过程无废水排出。精馏部分粗品苯酐经高压蒸汽预热后，进入精馏塔，顺酐作为塔顶馏出物而分离出来，塔底产物为苯酐,在热虹吸式再沸器和重力及真空作用下回流循环纯化，脱除重组分杂志后，苯酐从塔底流出。参考文献[1]马伟棉.苯酐生产工艺进展[J].河北化工,2006,9(9):21-22.[2]张全英,吴方宁等.邻苯二甲酸酐的生产及工业现状[J].化工中间体,2005.[3]赫佩军.化工设计任务书.[4]方争群.苯酐的生产现状及展望[J].当代石油化工,2001,9(6):17-18.[5]陈声宗.化工设计[M].北京:化学工业出版社,2008.第3章物料衡算物料衡算3.1物料衡算概述为了弄清生产过程中原料、成品以及损失的物料数量，必须要进行物料衡算。物料衡算是设备热量衡算乃至整个工艺设计的基础，一般在以下几种情况下需进行物料衡算。⑴对某个操作过程作物料衡算；⑵对已有的设备：一个设备、一套设备或整个车间作物料衡算；⑶设计一套新的装置或一个新的车间时，一般均需做出全面的物料衡算。因此正确的物料衡算结果为正确的设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠的保证，在整个设备设计过程中具有重要的意义[1]。3.2物料衡算的依据[2]物料衡算为质量守恒定律的一种表现形式，即式中，—输入物料的总和；—输出物料的总和；—累计的物料量。式为总物料衡算式。当过程没有化学反应时，它也适用于物料中任一组分的衡算；但有化学反应时，它适用于任一元素的衡算。若过程中累积的物料量为零，则该式可简化为上式所描述的过程属于定态过程，一般连续不断的流水作业（即连续操作）为定态过程，其特点是在设备的各个不同位置，物料的流速、浓度、温度、压强等参数可各自不相同，但在同一位置上这些参数随不同时间而变。若过程中有物料累积，则属于非定态过程，一般间歇操作（即分批操作）属于非定态过程，在设备的同一位置上诸参数随时间而变。式或式中各股物料数量可用质量或物质量衡量。对于液体及处于恒温、恒压下的理想气体还可用体积衡量。常用质量分率表示溶液或固体混合物的浓度（即组成），对理想混合气体还可用体积分率（或摩尔分率）表示浓度。3.3物料衡算的计算范围和计算基准作物料衡算时需要确定一个计算范围，即从哪里开始作为进料，从哪里作为出料。根据实际需要来确定计算范围，可以是某一设备或一套设备。对分批操作，可从开始加料到最终出料作为计算范围，有时也取整个过程中的某一阶段作为物料衡算的范围。作物料衡算时也要选定一个计算基准。例如分批操作可以分批投料量或每昼夜的处理量作为计算基准。连续生产可以用每小时、每天或每分钟的投料量作为计算基准。根据需要有时也采用每吨产品或原料作为计算基准，或者用每千摩尔（kmol）的投料量作为计算基准。基准的选择是跟据物料衡算的目的和计算的方便来考虑决定[3-4]。3.4ASPENPLUS模拟操作流程3.5主要设备的物料衡算流程中主要设备有混合器，反应器，闪蒸罐，精馏塔。3.5.1反应器图3-1反应器表3-1反应器的物料平衡表入方出方代表物流78项目分子量质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%C8H10-1106.1610884.7004.856102.5241.3530.0000.0000.0000.000O231.99947843.00621.3421495.15019.72935727.59215.9381116.52914.665N227.014161673.61072.1205771.27976.156161673.61072.1205771.27975.801H2O18.0153770.9761.682209.3212.7629701.6854.328538.5257.073CO244.01000002237.9810.99850.8520.668C8H4O3148.11000012680.0075.65685.6071.124C4H2O398.0580000884.6900.3959.0220.118C8H8O120.15000049.2730.0220.4100.005C8H6O2134.13000068.7600.0310.5130.007CO28.01000001148.6950.51241.0100.539合计224172.2931007578.274100224172.2931007613.7471003.5.2闪蒸罐图3-2闪蒸罐表3-2闪蒸罐物料平衡表入方出方代表物流1011GAS1项目分子量质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.99935727.59215.9381116.52914.6650.2800.0020.0090.00835727.31216.9921116.52014.885N227.014161673.61072.1205771.27975.8010.3930.0030.0140.012161673.21776.8945771.26576.938H2O18.0159701.6854.328538.5257.073320.1612.30017.77215.7919381.5254.462520.7546.942CO244.0102237.9810.99850.8520.6680.2170.0020.0050.0042237.7641.06450.8470.678C8H4O3148.11812680.0075.65685.6071.12412670.04291.03685.54076.0069.9650.0050.0670.001C4H2O398.058884.6900.3959.0220.118827.0065.9428.4347.49457.6840.0270.5880.008C8H8O120.15149.2730.0220.4100.00532.5860.2340.2710.24116.6870.0080.1390.002C8H6O2134.13268.7600.0310.5130.00766.8820.4810.4990.4431.8780.0010.0140.000CO28.0101148.6950.51241.0100.5390.0030.0000.0000.0001148.6920.54641.0090.547合计224172.2931007613.74710013917.569100112.543100210254.7241007501.2041003.5.3精馏塔C101图3-3精馏塔C101表3-3精馏塔物料平衡表入方出方代表物流13DWGAS2项目分子量质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.9990.2800.0020.0090.0080.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.2800.3450.0090.207N227.0140.3930.0030.0140.0120.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.3930.4850.0140.333H2O18.015320.1612.30017.77215.791245.49518.39713.62756.9800.0000.0000.0000.00074.66692.1624.14598.204CO244.0100.2170.0020.0050.0040.0010.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.2160.2670.0050.116C8H4O3148.11812670.04391.03685.54076.006168.97412.6631.1414.77012501.05799.99184.39999.9900.0120.0150.0000.002C4H2O398.058827.0065.9428.4347.494825.36061.8528.41735.1950.0060.0000.0000.0001.6402.0240.0170.396C8H8O120.15132.5860.2340.2710.24129.3292.1980.2441.0210.0000.0000.0000.0003.2574.0200.0270.642C8H6O2134.13266.8820.4810.4990.44365.2484.8900.4862.0341.0840.0090.0080.0100.5490.6780.0040.097CO28.0100.0030.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0030.0030.0000.002合计13917.570100112.5431001334.40710023.91510012502.14710084.40710081.0161004.2201003.6全装置的物料衡算表3-4全装置物料衡算表入方代表物流14项目分子量质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.00010884.700100.000102.524100.000O231.99947843.00622.4311495.15020.0000.0000.0000.0000.000N227.014161673.61075.8015771.27977.2000.0000.0000.0000.000H2O18.0153770.9761.768209.3212.8000.0000.0000.0000.000CO244.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H4O3148.1180.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C4H2O398.0580.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H8O120.1510.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H6O2134.1320.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000CO28.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000合计213287.59251007475.75006210010884.7001100102.52394100质量流量合计kg/h224172.2926摩尔流量合计kmol/h7578.2740续表3-4全装置物料衡算表出方代表物流DWGAS1GAS2项目分子量质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%质量流率kg/h质量分率%摩尔流率kmol/h摩尔分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.9990.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.00035727.31216.9921116.52014.8850.2800.3450.0090.207N227.0140.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000161673.21776.8945771.26576.9380.3930.4850.0140.333H2O18.015245.49518.39713.62756.9800.0000.0000.0000.0009381.5254.462520.7546.94274.66692.1624.14598.204CO244.0100.0010.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0002237.7641.06450.8470.6780.2160.2670.0050.116C8H4O3148.118168.97412.6631.1414.77012501.05799.99184.39999.9909.9650.0050.0670.0010.0120.0150.0000.002C4H2O398.058825.36061.8528.41735.1950.0060.0000.0000.00057.6840.0270.5880.0081.6402.0240.0170.396C8H8O120.15129.3292.1980.2441.0210.0000.0000.0000.00016.6870.0080.1390.0023.2574.0200.0270.642C8H6O2134.13265.2484.8900.4862.0341.0840.0090.0080.0101.8780.0010.0140.0000.5490.6780.0040.097CO28.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0001148.6920.54641.0090.5470.0030.0030.0000.002合计1334.40710023.91510012502.14710084.407100210254.7241007501.20410081.0161004.220100质量流量合计kg/h224172.2926摩尔流量合计kmol/h7613.74723.7操作条件汇总分离塔：回流比为R1=2.70，塔板数N1=15,进料位置为第7块塔板。塔顶冷凝器热负荷为W冷=-1547.69kW,塔底再沸器热负荷W沸=1085.32kW.表3-5换热器操作条件表设备名称设备位号入口温度℃出口温度℃操作压力bar空气预热器E101112.82502邻二甲苯蒸发器E102252502.9换热器E103A4002601.7换热器E103B260501.7换热器E104502300.6精馏塔塔顶冷凝器65650.25精馏塔塔底再沸器247.9247.90.406表3-6设备操作条件汇总表设备位号设备名称压力bar温度℃回流比N理N进塔顶塔底进料回流塔顶塔底T101精馏塔0.250.4062306565247.92.70157C101闪蒸罐压力bar温度℃进料t/℃p/bar150501R101反应器t/℃p/bar进料t/℃p/bar40012452COM101空气压缩机压力bar温度℃2112.86M101原料混合器t/℃p/bar244.823.8全装置工艺物料平衡图PFD绘制全装置的PFD图就是在工艺原则流程图的基础上，加入全装置物料平衡表汇总以及各个设备的热负荷。（注：图纸见附录）3.9物料衡算结果汇总物料衡算结果汇总是通过ASPENPLUS模拟，查出重要物流的质量流率、摩尔流率、质量分率、摩尔分率，并查出其温度、压力及状态，进行汇总得出。结果见PFD图附带的表格。3.10本章小结本章是物料平衡的计算，正确的物料衡算结果为正确的设备热量衡算和设备工艺设计提供可靠的保证，在整个设备设计过程中具有重要的意义。物料衡算主要是通过ASPENPLUS查出各个主要设备的温度、压力、汽化分率、质量流率、摩尔流率、摩尔分率、质量分率等数据，将之列在物料衡算表格中，并计算设备的进出物料的总质量流率，以此证明物料平衡。在列表中一定要注意字体的格式，数据小数位数不能太多。质量流率和摩尔流率保留2位小数，温度、压力保留1位小数，分率保留4位小数。参考文献[1]左识之.精细化工反应器及车间工艺设计[M].上海:华东理工大学出版社,1996.[2][美]NicholasP.Chopey主编.HandbookofChemicalEngineeringCalculations[M].朱开宏,译.北京:中国石化出版社,2005.[3]张晓东主编.计算机辅助化工厂设计[M].北京:化学工业出版社,2005,33-34.[4]姚玉英主编.化工原理(上册)[M].天津:天津大学出版社,1999,4-5.第4章热量衡算热量衡算4.1热量衡算概述[1]热量衡算按能量守恒定律，在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡。工程依据化工设计中关于热量衡算的基本思想和要求，遵循基本规范与实际工艺相结合的原则，进行热量衡算书的编制。其中一个主要依据是能量平衡方程：∑Qin=∑Qout+∑Q1(4-1)其中，∑Qin——表示输入设备热量的总和；∑Qout——表示输出设备热量的总和；∑Q1——表示损失热量的总和。对于连续系统：Q+W=∑Hout-∑Hin(4-2)其中，Q——设备的热负荷。W——输入系统的机械能。∑Hout——离开设备的各物料焓之和。∑Hin——进入设备的各物料焓之和。在进行全厂热量衡算时，是以单元设备为基本单位，考虑由机械能转换、化学反应释放和单纯的物理变化带来的热量变化。最终对全工艺段进行系统级的热量平衡计算，进而用于指导节能降耗设计工作。4.2热量衡算的任务在进行全装置的热量衡算中，主要通过定量计算完成下述基本任务：确定工艺单元中物料输送机械（如泵）所需要的功率，以便于进行设备的设计和选型；确定换热单元操作中所需要的热量或冷量以及传递速率，计算换热设备的尺寸，确定加热剂和冷却剂的消耗量，为后续设计中比如供汽、供冷、供水等专业提供设备条件；提高热量内部集成度，充分利用余热，提高能量利用率，降低能耗；最终计算出总需求能量和能量的费用，并由此确定工艺过程在经济上的可行性。4.3物料流股数据在进行了物料衡算的基础上，绘制出以单位时间为基准的物料流程图，确定热量平衡范围，并在物料流程图上标明温度、压力、相态等条件。4.4计算基准和热力学数据由于在编制热量衡算书时借助于计算机辅助模拟的流程设计文件（ASPENPLUS），因而计算基准温度及热力学数据直接采用软件内嵌的物性数据库。4.5主要设备的热量衡算[2]主要设备包括：泵、反应器、闪蒸罐、换热器、精馏塔。4.5.1泵图4-1泵表4-1泵进出物料能量衡算表项目质量流量kg/h温度℃热量(Gcal/h)入方进料10884.725-597500.09所需功1243.11合计10884.7-596256.98出方出料10884.725.2-596256.98热损失合计10884.7-596256.984.5.2压缩机图4-2压缩机表4-2压缩机能量衡算表项目质量流量kg/h温度℃热量(Gcal/h)入方进料213287.59325-12.1037所需功//4.6083合计213287.593-7.4954出方出料213287.593112.9-7.4954热损失合计213287.593-7.49544.5.3换热器图4-3换热器表4-3换热器E101能量衡算表项目质量流量kg/h温度℃热量(Gcal/h)入方进料213287.593112.9-7.4954热负荷//7.3090合计213287.593/-0.1864出方出料213287.593250-0.1864热损失///合计213287.593/-0.18644.5.4反应器图4-4反应器表4-4反应器能量衡算表项目质量流量kg/h温度℃热量Gcal/h入方进料224172.293245.30.9366反应放热//-24.5501合计224172.293/-23.6135出方出料224172.293400-23.6135散热损失//合计224172.293/-23.61354.5.5闪蒸罐图4-5闪蒸罐表4-5闪蒸罐能量衡算表项目质量流量kg/h温度℃热量(Gkcal/h)入方进料224172.29350-44.0919热负荷//-1.9210合计224172.293-46.0130出方出料1113917.568950-11.3155GAS1210254.72450-34.6974热损失///合计224172.2929/-46.01304.5.6精馏塔C101图4-6精馏塔C101表4-6精馏塔能量衡算表项目质量流量kg/h温度℃热量Gcal/h入方进料13917.5689230-9.9414再沸器//0.9332合计//-9.0082出方冷凝器//1.3540塔顶D1334.4068365-1.9761GAS281.015773465-0.2408塔底12502.1462248-8.1452 4.6全装置的热量衡算表4-7全装置总能量平衡表项目质量流量kg/h温度℃热量Gcal/h入方进料邻二甲苯10884.700125-0.5975空气213287.59325-12.1037换热器E101//7.0395E102//1.9888E103A//-8.4328E103B//-12.0456E104//1.3742再沸器//0.9332压缩机//4.6083泵//0.0012闪蒸罐热负荷//-1.9210反应器热负荷//-24.5501合计224172.2931/-43.7056出方闪蒸罐塔顶气210254.72450-34.6974冷凝器//1.3540精馏塔塔顶气81.015773465-0.2408精馏塔塔顶出料1334.4068365-1.9761精馏塔塔底出料12502.146265-8.1452合计224172.2928/-43.70564.7热量衡算汇总及小结本章的热量衡算是通过ASPENPLUS模拟操作得出的进出焓和热负荷进行计算的，用出口焓值减入口焓值得出的数值与热负荷进行比较，看两数值是否近似相等，只有近似相等的情况下，热量衡算才成立。本次列表主要列了一些主要的设备，设备中的通过个别设备来概括整体设备。换热网络的优化使能量能得到最大的利用，节省资金，同时也保护了环境。参考文献[1]乔树彪,王林.苯酐生产工艺及氧化反应系统热量衡算[J].安徽化工,2004,129:21.[2]李汉.邻二甲苯氧化制苯酐工艺装置的优化设计[D].西北大学,2006.[3]刘跃进.反应器能量平衡的焓算法与热量衡算法[J].化工设计通讯,1995,21(3):5-7.第5章设备工艺计算及选型第5章设备工艺计算和选型5.1设备工艺设计概述物料衡算和热量衡算之后，我们要根据ASPENPLUS模拟出来的数据进行设备的选型，设备选型是工艺设计中重要的一环，只有选择最合适的设备型号，才能使流程更好的运行，使车间生产运作的更好、更长久。5.2反应器设计5.2.1概述化学反应是化学工艺过程的核心，是工程设计和工业生产操作的关键，掌握反应器的基本设计原则和计算方法，并能结合具体反应过程进行反应器的工程分析和设计计算，为从事反应过程的工程设计和实际工业反应器的优化操作奠定基础。5.2.2确定反应器类型查找相关文献，找出生产10万吨苯酐工艺的反应器类型，判断得出我们采用固定床列管式反应器。5.2.3汇总设计基本数据空速、列管直径和壁厚、催化剂填料高度、管束排列方式、进料体积。5.2.4计算反应器体积根据公式：（5-1)——反应器的体积，m3/h——进料体积,m3/hr——空速，m/s进料由ASPEN模拟知：进料体积=141811m3/h,r=3000/h=47.27m35.2.5反应器管束数的确定根据计算公式：（5-2)——反应器的体积，m3/h——催化剂填料高度，md——管壁厚度，m计算得出n=20908通过查文献得知，管束数为20908，三角形排列，管间距为a=35mm5.2.6反应器内径的确定计算公式：(5-3)D——管束内径，mm——管间距，mm——对角线排列的数目L——最外层管子的中心到壳体壁边缘的距离,mma=35mmb=150d=25mm最外层管子的中心到壳体壁边缘的距离，取L=2*d=50mm内径的计算公式：D=a*(b-1)+2*L=5351mm圆整后内径为5.4m5.2.7壳体壁厚的选择计算公式：（5-4）——壳体壁厚，mm——公称压力，MPa——反应器压力，MPa——系数，一般取值0.85——反应器内径，mm材料选用20R钢，计算壁厚为：PC=2MPaD=5400mm取Φ=0.85壳体温度为400°C因此取压力为σ=300MPa计算得出δ=21.3mm钢板厚度附加值计算：由于介质中含有水蒸气，所以取C2=1mm，钢板厚度介于7.5mm-25mm之间，因此取C1=0.8mm.C=C1+C2=1.8mm所以钢板厚度为：CT=C+δ=23.1mm圆整为：CT=24mm5.2.8反应器高度计算公式：(5-5)h——反应器高度，m——反应器的体积，m3/h计算得出h=7.75m反应器两端各留0.6m的空间高度，则反应器的最终高度为：H=7.75+0.6*2=8.95m圆整为H=9m5.2.9反应器规格表表5-1反应器规格表反应器类型固定床列管式管间距35mm反应器内径5400mm反应器直径5448mm反应器壁厚24mm高度9m管束数20908催化剂填料高度5m排列方式三角型排列设计温度400°C设计压力0.1MPa5.3精馏塔设计5.3.1概述在炼油、化工等工业中，精馏操作是分离液体混合物的最常用的手段。其操作原理是利用液体混合物中各组分挥发度的不同，在气、液两相相接触时，易挥发组分向气相传递，难挥发组分向液相传递，使混合物达到一定程度的分离。用于实现精馏操作的气液传质设备即精馏塔。这类塔设备的基本功能在于提供气、液两相以充分接触的机会，使物质和热量的传递能有效地进行；在气液接触之后，还应使气、液两相能及时分开，尽量减少相互夹带。常用的精馏塔分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内装有若干层塔板，液体依靠重力自上而下流过每层塔板；气体则依靠压强差的推动，自下而上穿过各层塔板上的液层而流向塔顶，气、液两相在塔内进行逐级接触。填料塔内则装有各种形式的填料，气、液两相沿塔做连续接触，其传质和传热的场所为填料的润湿表面。对塔设备基本性能的要求主要包含以下几个方面：（1）气液两相充分接触，相际传热面积大；（2）生产能力大，即气液相处理能力大；（3）操作稳定，操作弹性大；（4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小；（5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易；（6）耐腐蚀和不易堵塞。除此以外，塔的造价、安装及维修的难易以及长期运转的可靠性等因素，也是必须烤考虑的问题。在进行类型选择时需要考虑多方面的因素，如物料性质、操作条件、塔的性能，以及塔的制造、安装、运转和维修等。对于真空精馏和常压精馏，通常填料塔塔效率优于板式塔，应优先考虑选用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔内空间，提供的传质面积很大，使得气液两相能够充分接触传质。而对于加压精馏，若没有特殊情况，一般不采用填料塔。这是因为填料塔的投资大，耐波动能力差。具体来讲，要主要考虑以下方面：（1）塔径较大时宜采用板式塔。板式塔以单位塔板面积计算的造价随塔径的增大而减小，而填料塔的造价是与其体积成正比的。板式塔直径增大后，其效率可提高，而填料塔随塔径的增大，其液体分布较难达到均匀，效率会降低。大直径塔板的检修比起填料清理要容易。（2）当所需理论板数比较多或传质单元数比较多时需要增加塔高，用板式塔比较好，若此时选用填料塔则要分成多段，每段之间都需要液体再分布。（3）板式塔适应于较小的液体流量，填料塔则要求一定的淋洒密度，要使填料足够润湿。（4）板式塔适用于处理有悬浮物的液体原料，而填料塔易被悬浮物堵塞。（5）填料塔适于处理有腐蚀、易发泡的物料。（6）填料塔压降比较小，减压操作系统用填料塔更易满足控制塔内较小压降（7）操作弹性，板式塔较填料塔大，其中以浮阀塔最大，泡罩塔次之。对于本次设计中，我们采用板式塔，首先我们用AspenPlusV7.2进行塔选型初步的工艺计算，得到塔设备的大体数据，然后我们应用Cup-tower21进行塔选型计算与校核。下面是我们对这两个板式塔的详细设计及校核。5.3.2精馏塔的设计概述本项目对精馏塔C101进行了工艺计算和机械设计。根据体系的特点，另外考虑设备的制造、投资和维修，选用板式精馏塔。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、制造、维修等，本项目选用目前较为成熟、使用广泛的浮阀塔。工艺参数和塔板数的确定通过查阅文献，确定塔顶温度为63.3℃，全塔压降为0.156bar，进料来自于闪蒸罐。塔釜料液的加热方式选为外加热式，换热器选择为固定管板式换热器。通过AspenPlus模拟优化，得到的操作参数见下表5-2。表5-2精馏塔C101操作参数操作压力回流比加料状态理论板数加料位置0.25bar2.70气液混相15塔板流体力学校核通过ASPEN数据模拟得出的一系列数据见图5-1和5-2。图5-1塔结果数据图图5-2塔数据结果图根据这些数据我们用软件CUP-TOWER进行塔板水力学校核，步骤是将双击精馏塔，点击results→profiles→hydraulics，会出现下面画见面图5-3。右面方框单击，右键复制，然后新建一个excel，右键粘贴，就将数据导入excel中了，保存成.xls格式。打开软件CUP-TOWER，点击文件→输入数据→来自aspen，会出现图5-3。图5-3塔数据结果图图5-4CUP-TOWER截图a点击打开，导入之间建立的excel，选择级数（在aspen数据中查找），导入，出现塔板类型选择，选择浮阀塔板，确定。图5-5CUP-TOWER截图bCupTower水力学校核根据AspenPlus塔板设计结果及CupTower校核结果，得到C101苯酐精馏塔精馏段塔径为2000mm，选定塔间距为450mm，开孔率选用11.4%，溢流堰选用平口堰，降液管选用直式降液管。将其水力学数据输入CupTower中，其操作界面如图5-6至图5-8所示。精馏段图5-6c101塔板信息输入CupTower示意图图5-7c101工艺条件输入CupTower示意图图5-8c101塔板结果参数输入CupTower示意图CupTower校核c101苯酐精馏塔结果如图5-4、图5-5所示。图5-9CupTower校核c101塔板工艺参数结果图5-10CupTower校核c101塔板结构参数结果表5-3CupTowerc101苯酐精馏塔结果表项目校核结果塔板层数20塔内径（m）2.板间距（mm）450液流程数1Ad/At,%12.99开孔率（%）11.堰长（mm）1562堰高（mm）50底隙/侧隙（mm）44降液管宽（mm）375溢流强度（m3·h-1·m-1）4.11停留时间（s）102.93降液管液泛（%）37.18阀孔动能因子，（m/s（kg/m3）0.5）8.54单位塔板压降（Pa）621.27降液管内线速度（m/s）0.00降液管底隙速度（m/s）0.03受液盘宽（mm）375受液盘深（mm）50堰型平堰塔板形式圆形浮阀

表5-4水力学校核结果表编号项目单位正常操作120%操作80%操作1空塔气速m/s1.11561.33880.89252空塔动能因子m/s（kg/m3）0.50.93901.12670.75123空塔容量因子m/s0.02740.03290.02204孔速m/s10.142212.17078.11385孔动能因子m/s（kg/m3）0.58.535910.24316.82886漏点气速m/s5.94095.94095.94097漏点动能因子m/s（kg/m3）0.55.00005.00005.00008相对泄露量kg（液）/100kg（液）0009溢流强度m3/（h.m）4.11334.93593.290610流动参数/0.02070.02070.020711板上液层高度m0.05730.05820.056312堰上液层高度m0.00730.00820.006313液面梯度m00014板上液层阻力m（液柱）0.02860.02910.028115干板压降m（液柱）0.02550.02630.024516总板压降m（液柱）0.05410.05540.052717雾沫夹带kg（液）/kg（气）0.00390.00790.001618降液管液泛%37.179537.942936.336619降液管内液体高度m0.11150.11380.109020降液管停留时间s102.926285.7719128.657821降液管内线速度m/s0.00440.00520.003522降液管底隙速度m/s0.02730.03280.021923降液管底隙阻力m（液柱）0.00010.00020.000124稳定系数-1.70722.04861.365825降液管最小停留时间s3.00003.00003.0000图5-11塔板负荷性能图提馏段图5-12工艺条件输入示意图图5-13塔板参数示意图图5-14校核结果图5-15校核结果表5-5苯酐精馏塔提馏段校核结果塔板编号(实际)校核结果塔板层数20塔内径，m2.板间距，mm450液流程数1Ａd/Ａt,%12.98开孔率,%9.堰长，mm1561堰高，mm50底隙/侧隙，mm44降液管宽，mm375受液盘宽，mm375受液盘深，mm50堰型平堰塔板形式圆形浮阀溢流强度，m3/mh12.29停留时间，s34.42降液管液泛，%41.32阀孔动能因子，(m/s)(kg/m3)0.57.55单位塔板压降，Pa623.42降液管内线速度,m/s0.01降液管底隙速度,m/s0.08表5-6提馏段水力学校核结果表工艺计算结果正常操作120%操作80%操作1空塔气速m/s0.60500.72600.48402空塔动能因子m/s(kg/m3)^0.50.67910.81500.54333空塔容量因子m/s0.02050.02460.01644孔速m/s6.72248.06685.37795孔动能因子m/s(kg/m3)^0.57.54599.05516.03676漏点气速m/s4.45434.45434.45437漏点动能因子m/s(kg/m3)^0.55.00005.00005.00008相对泄露量kg液/100kg液9溢流强度m^3/(h.m)12.294014.75289.835210流动参数/0.08290.08290.082911板上液层高度m0.06510.06710.063012堰上液层高度m0.01510.01710.013013液面梯度m14板上液层阻力m液柱0.03260.03350.031515干板压降m液柱0.02520.02610.024316总板压降m液柱0.05780.05960.055817雾沫夹带kg液/kg气0.00120.00260.000518降液管液泛%41.316842.716739.826619降液管内液体高度m0.12400.12820.119520降液管停留时间s34.417128.680943.021321降液管内线速度m/s0.01310.01570.010522降液管底隙速度m/s0.08160.09800.065323降液管底隙阻力m液柱0.00100.00150.000724稳定系数/1.50921.81101.207325降液管最小停留时间s3.00003.00003.0000负荷性能图参数1操作点横坐标m3/h19.192操作点纵坐标10^3m3/h6.843操作上限百分比--120.00%4操作下限百分比--80.00%55%漏液时漏点动能因子m/s(kg/m3)^0.55.00610%漏液时漏点动能因子m/s(kg/m3)^0.5X液相体积流量m3/hY气相体积流量10^3*m3/h0-操作线1-液相下限线2-液相上限线3-漏液线4-雾沫夹带线5-液泛线5.3.3精馏塔的机械设计板式塔主要由筒体、封头、塔内构建、人孔、进出口管和裙座等组成。塔设备外壳（即筒体）多用钢板卷焊而成，其主要尺寸是直径、高度、壁厚。本设计对塔的各部件进行了详细设计，并给出了塔的强度校核设计。人孔或手孔的选用为了便于安装、检修或清洗设备内部的装置，需要在设备上开设手孔或人孔。人孔和手孔的结构基本上是相同的。通常是在短筒节（或管子）上焊一法兰，盖上人（手）孔盖，用螺栓螺母压紧，两个法兰之间放有垫片，空盖上带有手柄。人孔或手孔的选取原则：对于直径大于或等于800mm的塔，采用人孔而非手孔。在处理清洁物料时，每隔6到8块塔板设一个人孔；当物料很脏需要经常清洗时，每隔3到5块塔板设一个人孔。塔顶、塔底进料处必须设人孔。凡是开有人孔的地方，塔板间距应等于或大于600mm。根据以上原则，对精馏塔进行人孔选择如下：由于精馏塔径为1400mm，故只需设人孔。每隔6块板设一人孔，在塔底，进料处共设2个人孔（除裙座上的两个人孔）。人孔规格为Dg=450mm×300mm。人孔分布见下表5-7。表5-7人孔分布人孔序号1234上塔板封头51016下塔板1611封头筒体的设计（1）塔顶空间高度HD由塔顶部第一块塔板到筒体与封头接线的距离（不包括封头空间）叫塔顶空间高度为了便于安装人孔及破沫网，减少塔顶出口气体的携带量，通常HD=1.2-1.5m，此处取HD=1.5m。（2）进料空间高度HF进料如果均为m液相，进料空间一般稍大于板间距，并满足人孔安装空间需要即可。因此选定：HF=1.0m（3）塔底空间高度HB由塔底第一块塔板到塔底封头接线的距离称为塔底空间。为了保证塔底产品抽出的稳定，使塔底液体不致流空，这里取塔底液体的停留时间t=10min,则根据公式（1-6）进行计算如下所示：（5-6）ρ——塔底液相浓度,kg/m3；M——塔底液相质量流量，kg/h；D——塔筒体内径，m 已知：M=11592.9469kg/h,ρ=1094.770kg/m3，D=1.4m带入数据得HB=1.15m。由于塔底选用了立式虹吸式再沸器，考虑到再沸器回流分离空间和再沸器上管板至接管入口建的高度，选定HB=1.15m。（4）筒体总高度H=HB+HF+HD+Σhi（5-7）H=1.15+1+1.5+（14-1）*0.6=11.45m封头的设计采用椭圆形封头，选用公称直径为2000mm，曲面高度为350mm，直边高度为50mm，封头厚度为22mm的封头。裙座的设计塔设备的裙座分为圆筒形和圆锥形两种。由于塔高与塔径之比小于30，因此采用圆筒形裙座。其上需开设排气孔，人孔以及引出管孔，塔径为1400mm时需要开设四个ϕ50mm的排气孔，两个Dg450的人孔，两个引出管道孔。裙座高度为4米，裙座与筒体的焊接形式选择对接。塔板的设计直径大于800mm时需将塔板分块，分块式塔板分为2块弓形板，1块通道板，数个矩形板。当D=2000mm时，有2块弓形板，1块矩形板，1块通道板。接管的设计（1）塔顶蒸汽出口管的直径本塔为高压操作，选择导管中蒸汽流速：=30m/s,计算公式如下所示：（5-8）——塔顶蒸汽体积流量，m3/hVs=12264.7438m3/h带入数据得dv=0.380m选用接管公称直径Dg=400mm,外径×厚度为426×11mm,接管伸出长度H=200mm.补强圈外径D=680mm,内径d=430mm（2）回流管管径本塔回流方式为泵回流，选择回流流速：=2m/s，则根据公式（5-9）进行计算如下所示：（5-9）——塔顶回流体积流量，m3/s已知：=0.000941500m3/s计算得：=0.024m选用内管dg2×S2为32×3.5mm，外管dg1×S1为57×3.5mm，a=10mm，b=25mm，c=10mm，δ=5mm,H1=120mm,H2=150mm）（3）进料管管径本塔为高压操作，选取料液速度：Uv=30m/s,则根据公式（5-10）进行计算如下所示：（5-10）——为进料中的气相流量，m3/he——汽化分率已知：=0.6735m3/se=0.3248计算得：=0.224m选用接管公称直径Dg=250mm,外径×厚度为273×8mm,接管伸出长度H=200mm.补强圈外径D=480mm,内径d=277mm（4）塔底出料管径取塔底出料速度Uw=1.2m/s,则根据公式（5-11）进行计算如下所示：（5-11）——塔底液相出料体积流速，m3/h已知：=0.003033m3/s计算得：=0.057m选用接管公称直径Dg为65mm,外径×厚度为73×6mm,接管伸出长度H=150mm，补强圈外径D=,160mm,内径d=80mm。(5)塔底至再沸器的接管管径一次通过式再沸器，接管内速度取UL=1.25m/s,则根据公式（5-12）进行计算如下所示：（5-12）——塔底再沸器液体循环体积流速，m3/s，已知：=0.0052815m3/s计算得：=0.073m选用接管公称直径Dg为80mm,外径×厚度为89×6mm,接管伸出长度H=150mm,补强圈外径D=180mm,内径d=93mm.(6)再沸器返塔连接管管径对于热虹吸式重沸器，选取经验气速Ub=30m/s,则根据公式（5-13）进行计算如下所示：（5-13）——塔底再沸器液体循环体积流速，m3/s已知：Vb=1.7548m3/se=1计算得：=0.273m选用接管公称直径Dg=300mm，外径×厚度为325×10mm，接管伸出长度H=200mm。补强圈外径D=550mm，内径d=329mm。吊柱的设计安装在室外，无框架的塔设备，为了安装及拆卸内件，更换或补充填料，往往在塔顶设置吊柱。因为本塔安装有框架设备，故不必安装吊柱。5.3.4精馏塔规格表5-8精馏塔规格表（1）序号位号名称介质操作温度，℃塔顶压力（绝）MPa回流比气相负荷，m3/h液相负荷，kg/s塔顶塔底精馏段提馏段精馏段提馏段1C101精馏塔气液混合物162.56246.770.0262.8112275.127105.712.55655.6092表5-8精馏塔规格表（2）计算塔径，m采用塔径m釜径m允许空塔气速m/s填料或塔板型式板效率塔板数筒体高度m总高m精馏段提馏段精馏段提馏段理论实际2.02.02.02.42.061.53圆形浮阀0.75152010.815.2备注：总高=筒体+1个封头+裙座5.4换热器计算和选型5.4.1概述换热器在石化行业生产中应用非常广泛，它可以单独作为加热器、冷却器使用，是石化生产装置中不可缺少的重要组成部分。在炼油厂中，原油常减压装置中换热器的投资费用占总投资的20%；在化工生产中，换热器约占总投资的11%以上。因而换热器的选型关系到生产的经济性问题。在选型方面要考虑这些方面的因素，达到安全生产、节约成本的目的。本项目完成了对全装置换热器的工艺参数设计，并选取其中有代表性的一个换热器给出了详细的计算和选型说明。其它换热器的设计结果见初步设计说明书。5.4.2设计规范（1）《固定式压力容器安全技术监察规程》TSGR0004-2010（2）《石油化工钢制压力容器》SH/T3074-2012（3）《管壳式换热器》GB151-2010（4）《铝制板翅式换热器》JB/T7262-20105.4.3设计原则换热器选型时需要考虑的因素主要有：1、热负荷及流量大小；2、流体的性质；3、温度、压力及允许压降的范围；4、对清洗、维修的要求；5、设备结构、材料、尺寸、重量价格、使用安全性和寿命。在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、加工条件、密封性、安全性等方面加以考虑，正确选择合适的换热器型式来有效地减少工艺过程的能量消耗。5.4.4换热器的分类按作用原理或传热方式的不同，换热器可以分为如下几种：（1）直接接触式换热器这类换热器又称混合式换热器，它是利用冷、热流体直接接触，彼此混合进行换热的换热器。它仅适用于工艺上允许两种流体混合的场合。（2）蓄热式换热器蓄热式换热器通过固体物质构成的蓄热体，把热量从高温流体传递给低温流体，热介质先通过加热固体物质达到一定温度后，冷介质再通过固体物质被加热，使之达到热量传递的目的。它不适用于不允许混合的两种流体间的热交换。（3）中间载热体式换热器这类换热器是把两个间壁式换热器由在其中循环的载热体连接起来的换热器，如热管式换热器。（4）间壁式换热器这类换热器又称表面式换热器。它是温度不同的两种流体在被壁面分开的空间里流动，通过壁面的导热和流体在壁表面对流，两种流体之间进行换热。间壁式换热器是工业上应用最为广泛的换热器。5.4.5管壳式换热器的选用工艺条件（1）压力降压力降受到流速和换热器构件的影响，在设计规范中，压降随着操作压力不同而有一个大致的范围。本工艺设计压降值参考下表5-9。表5-9允许的压力降范围工艺物流压力状况允许压力降△P/KPa工艺气体真空<3.5常压3.5~14低压15~25高压35~70工艺液体70~170（2）温度冷却水的温度不宜高于60℃，以免结垢严重；高温端的温差不应小于20℃，低温端不应小于5℃；当两工艺流体之间进行热交换时，低温端的温差不应小于20℃；本工艺中冷却水出口温度不大于45℃，换热温差热区不小于15℃，冷区为3～5℃。表5-10间壁式换热器特性（3）流速流速提高，流体湍流程度增加，可以提高传热效率，有利于冲刷管中可能存在的污垢和沉积；但流速过大，磨损严重，甚至造成设备振动，影响操作和使用寿命，能量消耗也将增加。本工艺设计流速选用参考下表5-11。表5-11流体常用流速范围流体种类一般流体气体流速（m/s）管程0.5~35~30壳程0.2~1.53~15（4）物流安排1、为了使管壳式换热器正常而有效地工作，应慎重地选择流体的走向。2、当两流体温差大，高温流体一般走管程。有时为了便于高温流体的散热，也可以使高温流体走壳程，但需设置保温层。3、较高压力的物流应走管程。4、粘度较大的物流应走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数。5、腐蚀性较强的流体宜走管程，以节省耐腐蚀材料。6、流量较小的流体应走壳程，易使流体形成湍流状态，从而增加传热系数。7、较脏和易结垢的流体尽可能走管程，以便于清洗和控制结垢。换热管（1）管外径通常选用Ф19mm的管子；对于易结垢的物料(如立式热虹吸式再沸器)采用外径Ф25mm或Ф38mm的管子；对于有气液两相流的工艺物流，一般选用较大的管径。（2）管心距管心距是两相邻管子中心的距离。一般选用范围为1.25～1.5d(d为管外径)。常用的换热管中心距见下表5-12。表5-12管子直径与管心距换热管外径（mm）管心距（mm）12161419192525323240384845575772（3