《甲苯生产工艺中的主要设备计算及选型案例》9000字

甲苯生产工艺中的主要设备计算及选型案例综述1.1反应器选型1.1.1反应器类型在这个设计中，氢化和氧化是放热反应。本项目的主要反应为气相催化反应和固相催化反应。常用的反应器有固定式、流体式和移动式。1.1.1.1固定床反应器该反应器主要用于气固反应，结构简单，操作稳定，易于控制，易于连续实施。床的类型是多种多样的并且可以容易地扩展，并且可以根据流体的流动特性来设计和计划床的内部结构和内部部件的布置。它是现代化学工业中使用的更快，更通用的反应器。它可以设计成具有更大的热传递面积，可以具有更高的气体流速，并且可以具有更高的热传递和质量传递系数。加热方法更灵活并且可以具有更高的反应温度。有三种基本格式。（1）轴向绝热式。流体在轴向上从上到下流过床，并且床与外部之间没有热交换（2）径向绝热式。流体沿径向穿过床，可以采用离心流或向心流，并且床与外部之间没有热交换。与轴向绝热反应器相比，径向绝热反应器具有较短的流体流动距离，较大的流道横截面积和较小的流体压降，但结构较为复杂。轴向绝热固定床反应器和径向绝热固定床反应器均为绝热反应器，适用于反应热效应不大或反应系统在绝热条件下由于反应热的影响而能承受温度变化的情况。（3）列管式固定床反应器。通过并联配置多个反应管，适用于热效应较大的反应[11]曹劲松.张军民.许磊.刘中民.甲苯甲醇烷基化制对二甲苯反应器的选择[J].石油化工技术与经济,2010.[11]曹劲松.张军民.许磊.刘中民.甲苯甲醇烷基化制对二甲苯反应器的选择[J].石油化工技术与经济,2010.1.1.1.2流化床反应器流化反应器具有以下特征：流化床中的细颗粒或粗颗粒不是静止的，而是在高速流体，悬浮固体，剧烈运动，固体运动形成的作用下，流化是漂浮在其中的液体沸腾。许多气泡，也称为沸腾的牛奶，因为床中的物质是紧密的并且会发生液固反应。1.1.1.3移动床反应器移动床类似于固定床，但固体颗粒会不断从顶部添加并从底部中移除。催化剂移动缓慢，没有达到流态化状态，就像UOP和正在进行的IFP改造过程中的反应器一样。如下图7所示图7移动床吸附器1.1.1.4各类反应器区别固定床能处理高灰分煤和高灰分熔点煤，投资少，环保性差。。固定床和移动床最适合于气体、液体和气体反应。作为催化剂，床体本身具有塔混合少、固体阻力低、分离简单等优点，而且分离设备的设计要求也非常严格，如气速、负载能力、旋流器的组合等，请注意，气体分配器不应堵塞在流化液体中。1.1.2反应器类型确定1.1.2.1反应催化剂粒径大小的确定该催化剂是优化芳构化工艺的关键，根据大连齐旺达化工有限公司的NF工艺，选择了DLP-3改性分子筛催化剂ZSM-5。BTX可以通过用正戊烷裂解和重整来制备，并且可以与从甲醇改性为芳烃的ZSM-5分子筛催化剂一起使用。催化正戊烷分解的分子筛遵循一个链式，链式反应的终点是碳正离子的去质子化，留下了以烯烃形式存在的酸性位点[12]侯旭[12]侯旭.邱园.李在政.李富强.张香文.刘国柱.正戊烷催化裂解机理研究[R].中国航天第三专业信息网第三十七届技术交流会暨第一届空天动力联合会议根据实验的测试结果来看，粒径在3mm左右，堆积密度为120～130㎡•g-1。1.1.2.2反应温度的选择转化率随反应温度和反应时间的增加而增加。在350和400°C下观察到恒定的催化活性，而在450、500和550°C（15小时内）转化率呈线性下降。采用不同的空间时间，观察到随着温度的升高和时间的缩短，失活速度更快。1.1.2.3反应压力的选择根据动力学以及Aspen模拟结果得出，本反应压力选择为0.2Mpa。1.1.2.4反应空速的选择选择催化剂体积时空速度2350h-1的空速。1.1.2.5反应器选型甲醇-正戊烷耦合芳构化反应为气固两相反应，为减少催化剂损耗以及生产效率的提高，固定床反应器为较为合适。因为本反应为一个强吸热的反应，热效应较大，因此需要选择换热式的固定床反应器，高温加热流体，并将温度维持在合适的的范围，因此选择列管式反应器。本工艺反应器采用的是400℃的联苯和联苯醚低熔混合物型导热油换热，换热介质组成如下：表41换热介质组成介质组成联苯联苯醚介质含量26.5%wt73.5%wt1.1.3反应物流参数表42反应流股物流参数项目单位反应器进料反应器出料相态VaporPhaseVaporPhase温度C21.52598241450压力bar1.20.5体积流量cum/hr16.6060226512014.37946摩尔流量kmol/hr411045433质量流量kg/hr1316022709.47318N-C4H10kmol/hr001-C5H10kmol/hr00.00913386C-C5H10kmol/hr00T-C5H10kmol/hr002-M-1-Bkmol/hr002-M-2-Bkmol/hr00I-C5H12kmol/hr014.12413609N-C5H12kmol/hr001,4-C5H8kmol/hr00H2kmol/hr0408.0884045C1kmol/hr028.73157246H2Okmol/hr1.095736508358.5001102C2H4kmol/hr00C2H6kmol/hr026.02987493C3H6kmol/hr00C3H8kmol/hr00C4H8kmol/hr00I-C4H10kmol/hr00C6H6kmol/hr00.050743774C6H12kmol/hr00C6H14kmol/hr00C7H8kmol/hr051.16483121C7H16kmol/hr00C8H10kmol/hr063.65817179C8H18kmol/hr00COkmol/hr00CO2kmol/hr00CH3OHkmol/hr410.092827752.68845397C9H12kmol/hr001.1.4反应器结构设计1.1.4.1催化剂装填的确定催化剂总体积VR（m3）计算公式如下：式中：V0——原料气流量，m3/h；GHSV——催化剂体积时空速度，h-1取催化剂体积时空速度为2350h-1VR=V0GHSV=催化剂用量：催化剂装填密度为QUOTEQUOTEkg/L因此催化剂装填量为，取装填密度为0.4kg/L：QUOTE1.1.4.2催化剂床层直径的确定2bar的操作压力，空床流速为3m/s，则床层直径计算如下：QUOTE0.41圆整后取0.5m。1.1.4.3反应器列管尺寸以及根数由于反应是一个强吸热反应，为强化传热，为了消除床层孔隙率不均匀造成的速度差，反应管的直径应至少为颗粒尺寸的8倍，选用的规格为32×3.5mm的无缝钢管，使用材料为S30408。需要管数计算如下：n1.1.4.4催化剂填充高度和列管长度为了消除内扩散的影响，催化剂的粒径为20-30目，取0.75mm，列管直径为25mm。列管的长度如下式计算：L=其中，VR指催化剂床层堆积体积，D圆整后取4m。1.1.4.5反应器壳体直径与反应器长度设计每个反应器有400根管子，每根管子呈等边三角形，反应器的管子布置与普通的焊接换热器大不相同。管心距取1.25d：通过管束中心线的管数：QUOTE根管束中心线最外层管的中心至壳体内壁的距离：取e=1.25d：QUOTE壳体内径：QUOTE圆整后取1m。反应器长度H因此反应器的反应段总长度H1.1.4.6挡流板设计在这种管式反应器中，我们使用一个弧形挡板。如果弧形板的高度为外壳内径的25%，则圆形剪切板的高度如下：QUOTE折流板间距为：QUOTE折流板数量：N1.1.4.7反应器形式Aspen模拟该反应是一个强吸热反应，参考文献与相关专利，规定反应温度为450℃～550℃，此时催化剂的选择性高，反应也很快，为了进一步了解反应中实际的反应情况，我们通过AspenPlus得到的温度剖面图：图8反应器温度剖面图1.1.4.8多段换热式反应器的设计最后得到的进出料如下：表43进出物料表MoleFlowunit进料流量出料流量芳烃kmol/hr58.5397080.03148522024转化率能够达到要求，并且温度在450℃到550℃之间。1.1.5换热任务核算1.1.1.1概述换热面积为：A1.1.1.2换热系数估算（1）载热体与壁面传热系数α表44换热流体传热系数计算条件参数表ρ0dμλCp722.3684kg/m30.023m0.2789895cp0.08118W/m·K2937.26J/kg·K其中QUOTE当量直径简化即：μ计算结果如下：QUOTEW/(m2·K)（2）床-壁热传热系数计算：QUOTE表45床壁传热系数计算条件参数表dtdpμλfG25mm0.75mm0.013777117cp0.0403812W/m·K11.9kg/(m2·s)计算结果如下：αQUOTE污垢热阻：经验值两边均为为0.00072(m2·K)/W总传热系数的计算：列管选用钢材S30408，其导热系数为：λ=48W/(m·K)。以内管表示的总传热系数K为：K经计算得K=164.88W/(m2·K)1.1.1.3换热面积核算对数平均传热温差：Δ换热面积为：QUOTE面积裕量为：QUOTEQUOTE符合要求。1.1.6反应器构件计算1.1.6.1反应器进料接管计算气体的体积流量为1438.32m3/h，反应器的气体流速取15m/s接管内径为：d材料为16Mn，即Φ219×12mm，接管在前端管箱筒体。1.1.6.2反应器出料接管计算气体的出口体积流量为2950.08m3/h，反应器出口的流速取20m/s。接管内径为：d材料为16Mn，即Φ245×8mm，接管在后管箱筒体处。1.1.6.3导热油进出口接管的计算第一段换热导热油体积流量为10.1152m3/h，流速取0.5m/s接管内径为：QUOTE材料为16Mn，即Φ89×2.5mm。出口体积流量为8.90m3/h，流速取0.5m/sd材料为16Mn，即Φ89×5mm。第二段导热油的入口体积流量为1.69m3/h，流速取0.5m/sd材料为16Mn，即Φ73×5mm。第二段导热油的入口体积流量为1.0m3/h，流速取0.5m/sd材料为16Mn，，即Φ73×6mm。以上接管均在筒体处。1.1.6.4管板设计管板采用压力开放槽的结构，这种结构的好处是能够在不增加管板毛坯厚度的情况下减轻管板边缘的应力集中，提升设备整体强度[13]余胜麟.刘姝.于志刚.典型列管式反映其设计要点分析[J].一重技术.2016(03)[13]余胜麟.刘姝.于志刚.典型列管式反映其设计要点分析[J].一重技术.2016(03)图9管板连接结构图1.1.6.5壳体与管板的连接结构壳体和管板之间的连接可以分为两种方式。一个是密不可分的。热交换器的管板是固定的，管板与壳体通过焊接连接。另一个是可移动的。1.1.6.6管箱连接结构箱体与板之间有许多连接件，连接器的密封要求取决于压力，温度，材料特性和耐腐蚀性，采用固定连接结构。1.1.6.7反应管连接结构为了使密封性能高，采用电阻焊连接结构。1.1.6.8管板法兰及管板的结构设计根据反应堆的初始结构，使用螺栓固定的管板和法兰，螺栓数量为40，公称直径为20mm。1.1.6.9反应器壳体参数计算因此管程设计压力为2.2bar，设计温度为320℃，材料为Q345R，壳程设计压力为3.3bar，设计温度为420℃。反应器为内压器皿，其壳体的壁厚计算如下：在本工艺中，进行双面焊取，20%无损检测，焊接系数取0.85。420℃下，Q345R许用应力为99.4Mpa由此可以算出计算厚度为：δ取腐蚀余量为2mm，负偏差为0.3mm则该壳体的名义厚度C为：C=δ+圆整后取6mm，筒体的最小厚度不可小于8mm（只包括1mm腐蚀裕量），因此取壳体壁厚为9mm。1.1.6.10封头、支座的计算反应器封头为标准椭圆封头，形状系数K=1，为便于焊接，其壁厚和材质与管体相同，选择Q345R，厚度为9mm。选择A型的耳式支座地脚螺栓：d=30mm，规格为M24。1.1.7反应器压降校核表46填料段压降结果表压降计算第一段第二段反应器长度L（m）1.62.4床层空隙率εB0.3630.363混合气粘度µ（Pa·s）1.44275E-051.55E-05雷诺数ReM4744.264489.95摩擦系数f1.952.06混合气密度（kg/m3)3.042.15催化剂粒径（mm）0.750.75空床流速u0（m/s）33床层压降（Pa）7227.3371387437.033254床层压降（bar）0.145最终反应器的压降为0.145bar符合要求。1.1.8反应器设计小结表47反应器设计表反应器R0101壳程管程设计压力Ps0.33MPa设计压力Ps0.22MPa设计温度Ts420℃设计温度Ts320℃壳程圆筒内径/外径1000/1018mm管箱筒体材质Q345R壳体材质Q345R反应管材质S30408反应器列管详情反应管管径Φ32×3.5mm管心距40mm管长4000mm管排列方式正三角形40管数目400折流板（单弓形，圆缺率为25%）间距500mm反应器尺寸直径1m长度7.55m计算结果前端管箱筒体名义厚度δn=9mm后端管箱筒体名义厚度δn=9mm壳程圆筒名义厚度δn=9mm前端管箱封头名义厚度δn=9mm后端管箱封头名义厚度δn=9mm管板厚度δn=50mm校核结果校核合格1.1.9反应器装配图图10固定床反应器表48反应器一览表设备名称类型数量内径/mm设计温度/℃设计压力/Mpa材料壁厚/mm加氢反应器固定床反应器130001402.270Cr18Ni10Ti10芳构化反应器固定床反应器124003702.20Cr18Ni10Ti101.2塔设备选型1.2.1精馏塔的选型原则塔的选择必须考虑诸多条件，选择效率高的填料塔。在压力蒸馏的情况下，除非存在特殊情况，否则通常不使用填料塔，因为在填料塔上的投资很大并且防止波动的能力不足。1.2.2精馏塔的类型工业上使用的精馏塔塔类型主要是填料塔和板式塔两种1.2.2.1板式塔（1）浮阀塔高的灵活性，高的分离效率，较少的雾气混合，较小的液位梯度和简单的结构。当前，许多专家正在努力改善这一点，并且新型浮子阀不断出现。（2）泡罩塔操作灵活，效率低，金属消耗高，加工更为复杂。（3）筛板塔筛板塔是最简单的板式塔。（4）波纹穿流板塔波纹流板塔是一种新型的板塔。气液两相流通过板。没有赢家。它易于加工，生产能力大，雾气输入量也越来越小。1.2.2.2填料塔填料塔是具有一层或多层填料的圆柱塔。填料塔结构简单并且耐腐蚀，所以它适用于小塔径[14]崔晓慧[14]崔晓慧,赵亚南.新型精馏塔填料、塔内件的开发应用[J].化工设计通讯.2020,46(08)1.2.3精馏塔选型由以上分析比较可知：分离工段的塔T-107为精馏塔,均为填料塔，填料为苏尔寿公司的规整填料BX-500Y。生产工艺中共有8个塔。选择结果如下：表49塔设备型式位号选择类型T-107填料塔T-101板式塔T-102板式塔T-103板式塔T-104板式塔T-105板式塔T-106板式塔T-201填料塔1.2.4液体分布装置的选择选择合适的液体分布器，提高填料效率[15]王军辉.左春梅.分布器支撑与格栅支撑分析比较[J].深冷技术。2015（07）[15]王军辉.左春梅.分布器支撑与格栅支撑分析比较[J].深冷技术。2015（07）1.2.5除雾装置的选择综合考虑，本脱水塔设备选择丝网除沫器进行除沫，丝网材质选用聚四氟乙烯（PTFE）。1.2.6塔设备设计举例1.2.6.1精馏塔T-107（1）工艺设计由于塔顶安装安全阀安全阀的设定压力是正常工作压力的1.05至1.1倍，因此设计压力不能低于安全阀的设定压力因此取设计压力为：P=1.1×取设计温度为133℃。T=经过软件模拟得出，T-107共有15块理论塔板。观察填料模拟结果，可以看出，塔径为3.8m时，全塔的能力因子FractionalCapacity均介于0.4～0.8之间，它表明它在包装的良好使用范围内，并且符合要求。整个塔的压降小于0.03kPa，这也表明工作条件良好，填料塔的填料更合适，所以包装配置合理。根据ASPEN灵敏度分析结果（插图）：图11Aspen灵敏度分析图以塔底甲醇流量对进料位置作灵敏度分析，由图可知，进料位置为第6块时，塔釜醋酸出料最大，除去塔顶冷凝器精馏段理论板数为8块，所以精馏段填料层高度：Z'除去塔底再沸器，提馏段理论板数为8块，所以提馏段填料层高度为：Z'表50进料物流表项目参数介质名称碳5进料组成（摩尔分数）62.36%流量（mol/h）351.72加料板位置第6块（2）填料段空间设计1、填料层高度：由公式计算得高度为4.88m。2、塔顶空间：为了使液体可以自由沉降，减少液滴的残留，HD=1.5m。3、塔底空间：塔底的高度具有储水箱的功能，建议在塔底放置一定量的液体，以免塔底的液体耗尽。对于底部出口较大的塔，底部容量可能较小，备用容量为2至5分钟。阿斯彭数据塔底部物料出液口体积流量V=36.99m3/h萃取由Aspen的packingsizing模块算出精馏塔径D=3.8m，停留时间t=5min，塔底高度取HB=1.0m4、精馏段提馏段填料距离为1m。5、人孔：打开填料层和进料板上方和下方的人孔，人孔直径0.45m。筒体长度：H（3）设备筒体壁厚计算圆筒计算厚度：δC取壁厚负偏差C1=0.6mm，腐蚀裕量C2=2mmQUOTE因此δ=为保证塔设备应力足够，向上圆整则名义厚度为7mm。（4）封头设计本设计采用标准椭圆形封头，材料与筒体相同为Q235R,公称直径QUOTEDN=3800mm，曲边高度QUOTEh1=950mm，直边高度QUOTEh2=40mm，封头高度为H下封头计算厚度：δ取壁厚负偏差C1为0.6mm，腐蚀裕量QUOTE QUOTEδ=δC+C向上圆整则名义厚度为6mm，上封头同理则算得名义厚度为8mm。（5）裙座设计本工艺中选择圆柱形裙座，材料选择Q235C,裙座计算高度如下：H其厚度采用经验值20mm，同时裙座开一DN500mm的人孔（6）总高度确定塔的总高度为：H=HR（7）地脚螺栓大小及个数确定选择材料为Q235C,公称直径为24mm的地脚螺栓36个（8）接管设计1、进料接管设计根据Aspen的模拟结果，进料的体积流量为41.48m3QUOTE/h，取流体流速为1m/s。则管道内径为d=选择Φ140×6mm规格[16]《[16]《GB/T8163-2008无缝钢管规格表》2、塔顶蒸气接管设计塔顶蒸汽出口进入冷凝器的流量为3400m3QUOTE/h，取气体流速为8m/sd=选择Φ420×9mm规格的无缝钢管，材料为16Mn，该开孔接管在上封头处。3、塔底至再沸器液体接管设计塔底液体进入再沸器的流量为43.91m3QUOTE/h，取液体流速为1.2m/sd=选择Φ120×6mm规格的无缝钢管，材料为16Mn，该开孔接管在塔底富余空间筒体处。4、塔顶回流接管设计冷凝器回流进塔的流量为29.76m3QUOTE/h，取液体流速为1.2m/sd=选择Φ108×4mm规格的无缝钢管，材料为16Mn，该开孔接管在第一填料段与塔顶富余空间处。5、塔底蒸气接管设计再沸器气体出口的流量为3341QUOTEm3/h，取流速为8m/sd=选择Φ420×9mm规格的无缝钢管，材料为16Mn，该开孔接管设计在下封头处。1.2.6.2精馏塔装配图图12精馏塔装配图1.2.6.3塔设备一览表表51塔设备一览表设备位号设备名称类型公称直径/mm塔高/m设计温度/℃设计压力/Mpa封头形式材料保温层保护层溢流类型腐蚀余量/mmT-107异戊烷塔填料塔380013.241331.21标准椭圆封头Q235R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-101吸收塔板式塔10008653.00标准椭圆封头Q235R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-102解析塔板式塔180013.53003.50标准椭圆封头Q245R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-103稳定塔板式塔200011.53003.00标准椭圆封头Q245R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-104苯塔板式塔200011.52001.00标准椭圆封头Q245R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-105甲苯塔板式塔1500162000.80标准椭圆封头Q245R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-106二甲苯塔板式塔2800142500.800标准椭圆封头Q245R岩棉不锈钢薄板单溢流2T-201严格异戊烷塔填料塔28009.81001.20标准椭圆封头Q345R岩棉不锈钢薄板单溢流21.3换热器选型（以E-101AB为例）1.3.1工艺参数确定1.3.1.2流股参数确定表52流股参数一览流股名称压力/bar温度/℃质量流量/kg/h气相分率主要介质名称和组成（MoleFrac）管程入口1.80240392650水蒸气管程出口1.8050392650冷却水壳程入口1.9530123250碳5：69.2%、甲醇：30.8%壳程出口1.95150123250碳5：69.2%、甲醇：30.8%1.3.1.3设计温度在此，壳侧的设计温度为110℃，管侧的设计温度为139℃。1.3.1.4设计压力壳体侧的设计压力为2.15bar，管侧的设计压力为1.98bar。1.3.1.5传热系数该换热器是段间换热器，壳程介质基本上是纯水；管程介质是甲醇和C5的混合物。确定本换热器壳程和管程的介质污垢热阻均为0.000158m2-K/W[17]《化工工艺设计手册》（第四版）[17]《化工工艺设计手册》（第四版）1.3.1.6流体空间选择冷流体走壳程，热流体走管程[18]杨焘.苯甲酸釜残液分离技术研究[D].天津大学硕士论文[18]杨焘.苯甲酸釜残液分离技术研究[D].天津大学硕士论文1.3.2换热器结构参数的确定1.3.2.1换热器结构形式选择图13换热器结构形式一览（1）前端管箱的确定为了便于清洁选用D型前端管箱。（2）壳体型式选择换热器的壳体选用E型壳体。（3）后端管箱确定后端管箱采取工业上常用的M型管箱。1.3.2.2换热管选择（1）管子外形管子外形为光滑管。（2）管径根据生产成本和热交换器的实际换热要求，换热管的外径为19mm，管的厚度为2mm。（3）管子排列方式和管间距择换热管排列方式为常用的正三角形以便提高效率。确定管心距为25mm。本设计换热器E-101AB采用普通的正三角形的排列方式。（4）换热管计算长度该热交换器中使用的管道长度为6000mm。（5）管程数因此，该热交换器采用双管二极管。1.3.2.3壳径热交换器外壳的直径取整为260mm。1.3.2.4壳程折流板本换热器污垢热阻较大为了提高传热系数，且不改变压力降，选择单弓形折流板[19]于春柳[19]于春柳,任金平,廖武平.换热器折流板间距和换热管排布形式对管板热应力影响分析[J].当代化工.2020,49(11)（1）折流板间距本换热器折流板间距调整为300mm。（2）折流板圆缺率本换热器的圆缺率经调整取为35%。（3）折流板缺口方向本换热器有结垢倾向，但不严重，同时不带有悬浮物，因此选择横缺形折流板。1.3.2.5接管接管经圆整如下图所示：图14壳体接管直径圆整值图15管侧接管圆整值1.3.3换热器结构校核1.3.3.1圆整后结构参数图16圆整后结构参数经圆整后，该换热器的壳径取为260mm，管径为19mm，管长为6000mm，管程数为双管程，管间距为25mm。折流板形式为单弓形折流板，折流板为横缺型，其圆缺率为35%。折流板间距为300mm，在理论值范围之内。1.3.3.2选型结果图17计算结果图图18流态结果图19压降结果由上述计算结果可以看到，换热器换热面积为29.4m2，设计余量为31%，符合设计要求；流态分布合理；壳程压降为0.316bar，管程压降为0.101bar，压降在可接受范围内。总传热系数（含污垢热阻）为453.6W/(m2·K)。管程和壳程流体的雷诺数皆大于4000，处于湍流状态，符合设计要求。E-101AB型号为DEM273-1.6-31.0-6/19-2-Ⅰ[20]《[20]《化工工艺手册》下册1.3.3.3详细尺寸图30E-101AB图21管板布置图1.3.4换热器计算与校核小结表53换热器计算以及校核小结换热器E-101AB壳程管程设计压力Ps2.15Bar设计压力Ps1.98MPa设计温度Ts110℃设计温度Ts139℃壳程直径Di272mm换热器换热管详情换热管直径Φ19×2mm管心距25mm管长6000mm管子排列方式正三角形管数目82折流板间距300mm计算结果前端管箱筒体名义厚度δn=12mm后端管箱筒体名义厚度δn=12mm壳程圆筒名义厚度δn=12mm前端管箱封头名义厚度δn=12mm后端管箱封头名义厚度δn=12mm管板厚度δn=8mm校核结果校核合格接管尺寸水平1.3.5换热器选型一览表表54换热器选型一览表设备位号设备名称型号管数数量换热面积/m2面积余量/%壳程材料管程材料总重量/kgE-201碳五反应产物换热器BEM-600-0.6-72.0-3/19-2-Ⅰ416151.238Q345RS316083492E-202循环氢气换热器BFM-1600-0.6-1327.4-9/25-4-Ⅰ19001967.437Q345RS3160812834E-101AB甲醇、C5换热器DEM273-1.6-31.0-6/19-2-Ⅰ82129.431Q345RS316087381E-103再生循环气冷却器BFM-1200-0.6-510.4-6/25-2-Ⅰ11021359.230S31608S316088434E-105压缩富气水冷器BEM-700-0.6-99.4-3/19-2-Ⅰ574172.737Q345RS316032943E-106吸收塔进料水冷器BEM-700-0.6-99.4-3/19-2-Ⅰ574176.031Q345RS316032943E-203吸收塔冷凝器BEM-550-0.6-36.6-1.5/25-1-Ⅰ237127.832S31608S316081543E-110干气冷却器BFM-1800-0.6-2223.8-9/19-2-Ⅰ418611648.235Q345RS3160819435E-109干气换热器BEM-450-1.6-77.5-6/19-2-Ⅰ220154.742Q345RS316083452E-111解析塔重沸器DEM273-1.6-31.0-6/19-2-Ⅰ82123.731Q345RS316081884E-116稳定塔塔底冷凝器BFM900-0.6-351.3-6/19-1-Ⅰ10091254.640Q345RS316087619A-101再生循环气空冷器BEM325-1.6-11.2-3/19-2-Ⅰ88111.0387Q345RS316081395A-104富气空冷器BEM159-1.6-3.7-2/19-1-Ⅰ3312.832Q345RQ345R394E-102碳五原料加热器AEM400-0.6-13.7-2/19-1-Ⅰ164110.432Q345RQ345R1246E-101一级反应产物、二级反应产物换热器BEM400-0.6-19.7-2/19-1-Ⅰ174114.833Q345RQ235C17371.3.6换热器装配图图22换热器装配图1.4泵选型（以P-101AB为例）以碳5进料泵P-101AB为例。（1）AspenPlus模拟获得的数据表55模拟所得数据项目入口出口质量流量kg/hr21030.8621030.86体积流量cum/hr21.63021.630温度C150150压强kpa101180蒸汽分率00出口与进口压差kpa79所需扬程m18（2）使用化学工业出版社的智能选泵软件选泵，以下为选泵的结果。图23安装尺寸图1.4.1泵选型一览表表56泵选型一览表序号泵型号转速r/min流量L/min扬程m效率%功率kW汽蚀余量m备注1P-101IS200-150-4001450460487634.24.512P-101ABIS200-150-2501450400188226.63.513P-102ABIS80-65-125290030020.4374.5455214P-201IS150-125-250145024017.57828.53.515P-202IS200-150-4001450400407627.23.816P-103ABIS100-80-1602900350287552.2517P-106ABIS50-32-125290042018.56048.22.518P