《年产3万吨甲苯的生产工艺设计》17000字（论文）

年产3万吨甲苯的生产工艺设计目录TOC\o"1-2"\h\u12516年产3万吨甲苯的生产工艺设计 3273181文献综述 5296121.1甲苯的理化性质 5112571.2正戊烷的理化性质 5261651.3甲醇的物化性质 6143471.4氢气的理化性质 77922H₂+O₂→2H₂O 722963（2）还原性 75911.5主要技术特性参数 7184691.6甲苯工业现状及发展趋势 8104502工艺流程 8237242.1甲苯的生产方法 8148962.2.甲苯生产方法总结 816262.3甲苯的工艺流程 10173863物料衡算 12298253.1抽余碳五加氢预处理工段 12308663.2甲醇-戊烷芳构化工段 13301583.3吸收解析稳定系统工段 15166393.4产品分离工段 16146363.5总流程物料衡算 1771954能量衡算 21181434.1原料加氢预处理工段 21271494.2甲醇-戊烷耦合芳构化工段 24316184.3吸收解吸稳定系统工段 27260684.4产品分离工段 27234885主要设备计算及选型 29267595.1反应器选型 2938395.2塔设备选型 41237441、进料接管设计 45203572、塔顶蒸气接管设计 46218523、塔底至再沸器液体接管设计 46314454、塔顶回流接管设计 46125735、塔底蒸气接管设计 46304935.2.6.2精馏塔装配图 4650615.2.6.3塔设备一览表 47138975.3.1.2流股参数确定 48225185.3.1.3设计温度 48161805.3.1.4设计压力 48114855.3.1.5传热系数 4884885.3.1.6流体空间选择 48220525.3.2.1换热器结构形式选择 48257385.3.2.2换热管选择 50185485.3.2.3壳径 50270915.3.2.4壳程折流板 50284335.3.2.5接管 50289825.3.3.1圆整后结构参数 5229055.3.3.2选型结果 5263175.3.3.3详细尺寸 54258965.4泵选型（以P-101AB为例） 58192695.5储罐选型 59316005.5.1.1基本性质 59132745.5.1.2工艺要求 6078185.5.1.3选型结果 6057965.5.2.1基本性质 60271415.5.2.2工艺要求 60205505.5.2.3选型结果 605155.5.3.1基本性质 60282245.5.3.2工艺要求 60226245.5.3.3选型结果 60132895.6压缩机选型 6182526总结 6214443（2）生产甲苯的方法有催化重整、煤焦化、裂解汽油。 622714（4）绘制了甲苯合成工艺流程图与合成釜的设备装配图。 6227978参考文献： 63摘要:本项目作为长兴岛炼化粗正戊烷利用的一期工程，为其后续扩建作为技术储备，以原碳五馏分中5.68万吨以及加氢后的1.75万吨，共计7.43万正戊烷作为原料，将正戊烷以催化裂解法处理提纯得到高纯轻烃，所得轻烃与甲醇进行耦合芳构化反应生产3.0万吨/年甲苯。关键词:碳五馏分、正戊烷、氢气、甲苯1文献综述1.1甲苯的理化性质1.1.1甲苯的物理性质甲苯的基本物性见表1。表1甲苯基本物性中文名分子式外观与状态气味溶解性甲苯C7H8无色液体刺激性气味溶于有机溶剂[1]室内装饰装修用胶粘剂中的有害物质—强制性国家标准（[1]室内装饰装修用胶粘剂中的有害物质—强制性国家标准（GB18538-2001）[S].人造板通讯.2002.甲苯带有一种特殊的味道，在常温常压下是一种无色液体，密度为0．866克／平方厘米，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯不溶于水(0,52g/l)，溶解在有机溶剂中。甲苯的粘性为0,6mPas，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940kJ/kg，闪点为4℃，燃点为535℃[2]黄新[2]黄新.原油降凝剂复配及降凝降粘规律的研究[D].中国石油大学硕士论文,2011.1.1.2甲苯的化学性质（1）取代反应光照条件下甲苯与氯的取代反应C7H8+Br2→C7H7Br+HBr氧化反应甲苯可被酸性高锰酸钾氧化其反应方程式如下：C7H8+KMnO4+H2→C6H5COOH+MnO2+K+2H2O1.2正戊烷的理化性质1.2.1正戊烷的物理性质正戊烷的基本物性见表2。表2正戊烷基本物性中文名分子式外观与状态气味溶解性正戊烷C5H12无色透明的液体刺激性气味微溶于水[3][3]黄光斗.胡爱琼.胡勇.姜敏.丙酸的合成和应用前景[J].化工时刊.2001.正戊烷为易燃液体，主要用于制造人造冰、镇痛剂，合成戊醇、异戊烷等[4]朱杨金[4]朱杨金.气相色谱法同时测定大气中正戊烷和正已烷研究[J].环境科学与管理.20141.2.2正戊烷的化学性质戊烷在氧气中燃烧产生二氧化碳和水:C5H12+8O2→5CO2+6H2O其他碱性物质一样，戊烷也能被自由基氯化:C5H12+Cl2→C5H11Cl+HCl除正丁烷外，正戊烷也可形成顺丁烯二酸酐。:CH3CH2CH2CH2CH3+5O2→C2H2(CO)2O+5H2O+CO21.3甲醇的物化性质1.3.1甲醇的物理性质甲醇的基本物性见表3。表3甲醇基本物性中文名分子式外观与状态气味溶解性甲醇CH3OH无色透明的液体（常温）醇香与多种有机物互溶甲醇不与脂肪烃类互溶。甲醇是一种重要的有机化工原料，加热、明火或氧化剂易着火。甲醇广泛用于生产塑料、合成纤维、合成橡胶、涂料、香料等[5]王连鸳[5]王连鸳.徐文浩.杨基础.超临界甲醇在化学反应中的应用[J].化学进展,2010.1.3.2甲醇的化学性质（1）氧化反应工业制甲醛的主要原料为甲醇。CH3OH+12O2→HCHO+H2HCHO+12O2甲醛在催化剂上发生氧化反应：CH3OH+12O2→H2+CO或CH3OH+O2→H2O+CO2（2）酯化反应甲醇遇到硫酸会生成硫酸氢甲酯，其方程式如下：CH3OH+H2SO4→CH3OSO2OH+H2O减压蒸馏加热法生产硫酸二甲酯，方程式如下：CH3OSO2OH→CH3OSO2OCH3+H2SO41.4氢气的理化性质1.4.1氢气的物理性质氢气的基本物性见表4。表4氢气基本物性中文名分子式外观与状态气味溶解性氢气H2无色气体无味难溶于水氢气是无色气体，密度比空气小，在101千帕压强下，温度-252.87℃时，氢气可转换成无色的液体；-259.1℃时，像雪一样坚硬[6]河南昊帝电子科技开发公司,环境影响评价报告公示[R].环评报告.2017[6]河南昊帝电子科技开发公司,环境影响评价报告公示[R].环评报告.20171.4.2氢气的化学性质（1）可燃性2H₂+O₂→2H₂O（要使不纯净的氢爆炸，必须在点火前测试纯度。（2）还原性H₂+CuO→Cu+H₂O1.5主要技术特性参数工业生产原辅产品主要技术参数、特性及规格。表5主要技术特性参数名称甲醇正戊烷氢气甲苯分子式CH3OHC5H12H2C7H8分子量3272.15292密度(20℃，101.33kPa)kg/m3791649——比热容kJ/(kg)2.48———粘度×105pa.s0.6—0.01—沸点(101.33kPa)℃64.735.2-252.8110.6汽化热kJ/kg1101———临界点温度℃——-239.97318.6压强kPa——112984.11导热系数ω/(m·℃)0.2120.11——自然点℃400———体积爆炸极限6%-36%———生成热kJ/mol-201.3———燃烧热kJ/mol727.03——3905.01.6甲苯工业现状及发展趋势近年来我国甲苯发展非常迅速，下流需求的快速提升，促使甲苯扩能加快速度[7]米多[7]米多.国内外芳烃生产情况及市场供需价格分析[J].化学工业2017.五年前中国甲苯的客观消费量已经达到593万吨，比15年下降百分之2。下流消费主要集中在溶剂和二甲苯等，除此之外还包括氯化苄、己内酰胺等化工品方面。其中，商品甲苯最主要的下流用途是溶剂，主要用于油墨、涂料、粘合剂、农药、医药等领域[8]凡文[8]凡文.中国甲苯市场分析及前景展望[J].中国石油和化工经济分析.2017.2工艺流程2.1甲苯的生产方法目前，甲苯的主要生产工艺有芳构化、煤焦、裂解气等。2.1.1芳构化原料甲醇、二甲醚或轻烃经芳构化得到甲苯[9]赵愈林.芳构化生产甲苯的专利状况分析[9]赵愈林.芳构化生产甲苯的专利状况分析[J].现代化工.2018,38(10)2.1.2煤焦化焦炭中的甲苯约为15％，与粗煤和焦炭有关。通常，每吨焦炭可生产1.1％的甲苯。粗苯馏分中的不饱和烃和杂质用硫酸洗涤，然后用碱中和，洗涤并精馏，以获得高纯度的甲苯。2.1.3裂解汽油热解气体中芳族成分的含量约为70％（质量分数），其中甲苯占15-20％。可以获得超过99.5％的收益。2.2.甲苯生产方法总结2.2.1主要原料及来源2.2.1.1粗正戊烷在甲苯合成工艺中，以长兴岛炼化炼油裂解抽余C5馏分中的粗正戊烷为原料和氢气以及甲醇为原料。在C5馏分加氢工段，将C5馏分中的烯烃加氢得到后续产物；在正戊烷芳构化工段，正戊烷与甲醇进行芳构化反应生成甲苯与二甲苯。通过对长兴岛炼化混合碳五组分进行调研分析得到其组成与性质。本项目粗正戊烷的消耗量为74325吨。表6长兴岛炼化粗正戊烷组成组分含量（wt.%）C40.29正戊烷37.88异戊烷24.511-戊烯8.211，4-戊二烯3.86顺-2-戊烯2.58反-2-戊烯5.232-甲基-1-丁烯14.532-甲基-2-丁烯2.912.2.1.2工业级甲醇开车以及过程中补充的甲醇运输到总厂甲醇储罐区以备甲苯合成生产需要。年补充甲醇的量为105122.4吨。2.2.1.3氢气在本厂C5加氢合成工段，碳五中的烯烃以及二烯烃与氢气反应生成所需的碳五烷烃以备后续的芳构化反应。氢气可通过管道运输的方式将氢气运往厂区的储罐区。本项目的氢气用量为1824吨/年。表7纯氢、高纯氢和超纯氢质量指标指标名称纯氢高纯氢超纯氢氢气（H2）纯度（体积分数）/10-2≥99.9999.99999.9999氧气（O2）纯度（体积分数）/10-6≤510.2氩（Ar）纯度（体积分数）/10-6≤供需商定供需商定氮（N2）纯度（体积分数）/10-6≤6050.4一氧化碳（CO）纯度（体积分数）/10-6≤510.1二氧化碳（CO2）纯度（体积分数）/10-6≤510.1甲烷（CH4）纯度（体积分数）/10-5≤1010.2水分（H2O）纯度（体积分数）/10-5≤1030.5杂志总含量（体积分数）/10-6≤-1012.2.2辅助原料及来源2.2.2.1催化剂（1）已预硫化处理的负载型Ni-Mo/Al2O3工业催化剂抽余碳五一段加氢反应器使用的催化剂为已预硫化处理的负载型Ni-Mo/Al2O3工业催化剂，可从辽宁海泰科技发展有限公司进行采购，通过汽车运输方式运往本厂。该催化剂寿命为1年。规格：堆积密度0.7g/mL，球形，粒径3mm[10]仝云娜，张学军，王欣，张舜光，段艳，侯凯湖[10]仝云娜，张学军，王欣，张舜光，段艳，侯凯湖.工业Ni-Mo/Al2O3催化剂上异戊二烯选择性加氢宏观动力学[J].高校化学工程学报.2011(03).（2）LNEH-1镍基催化剂抽余碳五二段加氢反应器使用的催化剂为LNEH-1镍基催化剂，可从锦州市催化剂有限公司进行采购，通过汽车运输方式运往本厂。该催化剂寿命为1年。规格：堆积密度0.7g/mL，球形，粒径3mm。（3）ZSM-5分子筛催化C5芳构化反应器使用的催化剂为ZSM-5分子筛催化剂，可从中触媒新材料股份有限公司进行采购，通过汽车运输方式运往本厂。该催化剂寿命约为4个月。规格：堆积密度0.67g/mL，圆柱条状，粒径3mm。2.2.2.2燃料来源所需燃料来自母厂长兴岛炼化，通过燃料对导热油进行加热。2.2.2.3主要原料、辅助材料表表8主要原料、辅助材料、燃料来源表项目名称规格数量（吨/年）来源运输方式备注原料正戊烷37.88%（wt）74325总厂乙烯装置管道粗正戊烷质量分数为37.88%，碳五馏分中的烯烃加氢后会增加正戊烷含量与甲醇进行芳构化反应工业级甲醇99.9%（wt）105122.4济南创世化工有限公司罐运车运输氢气99.9（wt）1824总厂提供管道-辅助材料已预硫化处理的负载型Ni-Mo/Al2O3工业催化剂堆积密度0.7g/mL，球形，粒径3mm40.52辽宁海泰科技发展有限公司汽运-ZSM-5分子筛堆积密度0.7g/mL，球形，粒径3mm64.96中触媒新材料股份有限公司汽运-LNEH-1镍基催化剂堆积密度0.67g/mL，圆柱条状，粒径3mm57.89锦州市催化剂有限公司汽运2.3甲苯的工艺流程我们采用正戊烷和甲醇芳构化耦合法制取甲苯，工艺简单，转化率高，选择性好，原子利用率高，较之其他制造工艺具有对环境友好，绿色环保等优点。加快中间产品开发，提高C5资源利用率，增加C5资源的附加值。整个工艺流程分抽余碳五加氢工段，芳构化反应工段、吸收稳定系统工段、芳烃分离工段四个工段。2.3.1加氢工段抽余碳五原料经泵加压与总厂PSA装置氢气经混合器混合，在催化剂Ni-Mo/Al2O3存在下，进行加氢过程中，它首先进入RSTOIC第一步氢化反应器，然后将二烯烃添加到C5单烯烃中。加热后，它通过RPLUG两级加氢反应器生产C5烷烃。反应器采用平推流，得到的烷烃经过循环提高反应效率。得到的产品经过闪蒸罐FLASH1分离出氢气后，再次经过一段加氢反应器循环提高产品量。得到产物再经过闪蒸罐FLASH2之后，并进入分离精制工段，通过严格精馏塔RADFAC制得正戊烷，异戊烷。塔顶得到异戊烷，塔釜得到正戊烷经冷凝后进入芳构化反应工段。2.3.2芳构化反应工段碳五从抽余碳五加氢装置和罐区进入C5动力罐，由C5动力泵泵送，经换热器换热后进入加热炉，加热后进入反应器。；甲醇从罐区进入甲醇原料罐，由甲醇原料泵泵送，与C5原料混合，然后进入热交换器进行热交换，并进入炉子反应加热装置进行加热。固定床绝热反应器进行反应。2.3.3吸收稳定工段反应器出来的物料到E-101AB换热器换热，出来的物流进入A-101空冷器冷却到60℃，经过水冷器冷却到40℃，再经过三相分离罐，一部分为水相排放到含油污水总管里去；剩下的液相通过P-103AB吸收塔进料泵抽出后进入E-106水冷器进行冷却到38℃，进入T-101吸收塔；没有冷凝下来的气相进入C-101压缩机入口分液罐进行分液，两段通过泵抽出进入V-107三相分离罐，一段经过空冷水冷进入到V-107压缩机出口油气分离罐进行气液液三相分离，其中没有融在里面的不凝气送到吸收塔塔釜进行吸收，水相排放到含油污水总管里去，液相富吸收油通过泵抽出进入T-102解析塔。吸收塔塔顶出来的干气进入E-109干气换热器换热到20℃左右，在进入到E-110干气冷却器冷却，然后分离的干气进入干气分离罐v-108与液相分离，与40℃1中吸收塔顶部的干气交流；，最后进入总厂PSA单元；将分离的液相输送至稳定T-103。吸收塔釜出来的液体通过吸收塔底泵抽出至MI-203与气体进行混合冷却。解析塔塔顶出来的物料到MI-202进行混合，来自塔底的物料进入换热器进行换热，然后进入稳定塔。来自塔顶的气相用空气和冷水冷却，然后进入稳定塔的回流罐进行气液分离，冷凝水作为回流被泵送到塔顶，冷后，另一部分则送至储罐进行勘探。热交换后，塔中的芳烃分离。2.3.4芳烃分离工段物料从塔釜通过泵抽出进入T-105甲苯塔，塔顶出来的即为产物甲苯，剩余的副产物从塔釜产出，由此分离完成。2.3.5工艺流程图1全厂工艺图3物料衡算3.1抽余碳五加氢预处理工段图2抽余碳五加氢预处理工段流程图表9抽余碳五加氢预处理工段总物料衡算表项目单位进口物料出口物料0101010201150121012301310135相态汽相液相汽相汽相液相液相液相温度C40.0040.0040.0040.0040.0062.8672.69压力kPa3100.00251.33901.33251.33251.33251.33311.33体积流量cum/hr96.4730.583.4240.209.625.9516.77质量流量kg/hr228.2118750.0015.46187.235776.133450.809549.20N-C4H10kg/hr0.0054.380.113.7550.520.000.001-C5H10kg/hr0.001539.530.000.000.000.000.00C-C5H10kg/hr0.00483.800.000.000.000.000.00T-C5H10kg/hr0.00980.720.000.000.000.000.002-M-1-Bkg/hr0.002724.650.000.000.000.000.002-M-2-Bkg/hr0.00543.800.000.000.000.000.00I-C5H12kg/hr0.004596.086.53180.425719.581032.941019.06N-C5H12kg/hr0.007103.216.790.145.912417.868530.141,4-C5H8kg/hr0.00723.820.000.000.000.000.00H2kg/hr228.210.002.022.920.120.000.00C1kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00H2Okg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C2H4kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C2H6kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C3H6kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C3H8kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C4H8kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00I-C4H10kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C6H6kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C6H12kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C6H14kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C7H8kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C7H16kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C8H10kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C8H18kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00COkg/hr0.000.000.000.000.000.000.00CO2kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00CH3OHkg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C9H12kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00C10H14kg/hr0.000.000.000.000.000.000.00TOTALkg/hr18978.2118978.813.2甲醇-戊烷芳构化工段图3甲醇-戊烷芳构化工段工艺流程图表10甲醇-戊烷芳构化工段物料衡算表项目单位进口物料出口物料013502040303相态液相液相温度C72.6925.0038.28压力kPa311.33601.33301.33体积流量cum/hr16.7716.595272.60质量流量kg/hr9549.2013160.0022709.47N-C4H10kg/hr0.000.000.001-C5H10kg/hr0.000.000.64C-C5H10kg/hr0.000.000.00T-C5H10kg/hr0.000.000.002-M-1-Bkg/hr0.000.000.002-M-2-Bkg/hr0.000.000.00I-C5H12kg/hr1019.060.000.00N-C5H12kg/hr8530.140.00156.891,4-C5H8kg/hr0.000.000.00H2kg/hr0.000.00805.10C1kg/hr0.000.00472.20H2Okg/hr0.0019.747369.71C2H4kg/hr0.000.000.00C2H6kg/hr0.000.001272.80C3H6kg/hr0.000.000.00C3H8kg/hr0.000.00338.43C4H8kg/hr0.000.000.00I-C4H10kg/hr0.000.00446.08C6H6kg/hr0.000.00552.72C6H12kg/hr0.000.000.00C6H14kg/hr0.000.000.00C7H8kg/hr0.000.003806.84C7H16kg/hr0.000.000.00C8H10kg/hr0.000.006758.42C8H18kg/hr0.000.000.00COkg/hr0.000.0019.68CO2kg/hr0.000.0030.92CH3OHkg/hr0.0013140.260.00C9H12kg/hr0.000.00565.29C10H14kg/hr0.000.00113.75totalkg/hr22709.2022709.473.3吸收解析稳定系统工段图4吸收解析稳定系统工段工艺流程图表11吸收解析稳定系统工段全物料衡算表项目单位进口物料出口物料0303S4032003300332034203460350相态液相液相汽相液相液相液相液相温度C38.2840.0040.0040.0012.0073.6473.64238.98压力kPa301.33301.332821.332801.332801.33901.33901.331001.33体积流量cum/hr5272.607.220.15450.210.020.091.8217.80质量流量kg/hr22709.477075.16151.592991.3423.1090.371168.0011209.94N-C4H10kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.001-C5H10kg/hr0.640.000.000.060.000.000.580.00C-C5H10kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00T-C5H10kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00H2Okg/hr7369.717075.14151.584.0123.1090.3725.500.00C2H4kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00C2H6kg/hr1272.800.000.001269.980.000.002.820.00C3H6kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00C3H8kg/hr338.430.000.00278.220.000.0060.210.00C4H8kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00I-C4H10kg/hr446.080.000.0060.920.000.00385.160.00C6H6kg/hr552.720.010.0013.610.000.00538.140.97C6H12kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00C6H14kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00C7H8kg/hr3806.840.000.0018.560.000.008.183780.11C7H16kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00C8H10kg/hr6758.420.000.004.540.000.003.936749.96C8H18kg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00COkg/hr19.680.000.0019.680.000.000.000.00CO2kg/hr30.920.000.0030.880.000.000.040.00CH3OHkg/hr0.000.000.000.000.000.000.000.00C9H12kg/hr565.290.000.000.030.000.000.10565.17C10H14kg/hr113.750.000.000.000.000.000.01113.74TOTALkg/hr22709.4722709.493.4产品分离工段图5产品分离工段工艺流程图表12产品分离工段物料衡算表项目单位进口物料出口物料350408420421相态液相液相液相液相温度C238.9840.0040.00200.70压力kPa1001.33131.33131.33191.33体积流量cum/hr17.804.458.160.71质量流量kg/hr11209.943783.856916.15509.93N-C4H10kg/hr0.000.000.000.001-C5H10kg/hr0.000.000.000.00C-C5H10kg/hr0.000.000.000.00T-C5H10kg/hr0.000.000.000.002-M-1-Bkg/hr0.000.000.000.002-M-2-Bkg/hr0.000.000.000.00I-C5H12kg/hr0.000.000.000.00N-C5H12kg/hr0.000.000.000.001,4-C5H8kg/hr0.000.000.000.00H2kg/hr0.000.000.000.00C1kg/hr0.000.000.000.00H2Okg/hr0.000.000.000.00C2H4kg/hr0.000.000.000.00C2H6kg/hr0.000.000.000.00C3H6kg/hr0.000.000.000.00C3H8kg/hr0.000.000.000.00C4H8kg/hr0.000.000.000.00I-C4H10kg/hr0.000.000.000.00C6H6kg/hr0.970.970.000.00C6H12kg/hr0.000.000.000.00C6H14kg/hr0.000.000.000.00C7H8kg/hr3780.113780.070.040.00C7H16kg/hr0.000.000.000.00C8H10kg/hr6749.962.826745.022.12C8H18kg/hr0.000.000.000.00COkg/hr0.000.000.000.00CO2kg/hr0.000.000.000.00CH3OHkg/hr0.000.000.000.00C9H12kg/hr565.170.00170.98394.19C10H14kg/hr113.740.000.11113.63TOTALkg/hr11209.9411209.943.5总流程物料衡算图6全流程工艺图表13全流程物料衡算表项目单位进口物料出口物料010101020204011501210131S4032003300332034203460408042004210123相态汽相液相液相汽相汽相液相液相液相汽相液相液相液相液相液相液相液相温度C404025404062.855006354040401273.6414598273.641459824040200.696839140压力kPa3100251.325601.325901.325251.325251.325301.3252821.3252801.3252801.325901.325901.325131.325131.325191.325251.325体积流量cum/hr96.4748399230.5834938716.592925083.42053411740.195871635.9541671537.224222850.154783194450.20514430.0229571110.0925949031.8226771054.4473591228.1581112450.7122819689.62214382790679质量流量kg/hr228.2101754187501316015.45549897187.22515263450.7982067075.158685151.58676942991.33726723.1041364990.365687541168.0021283783.8504586916.152702509.93345455776.128701N-C4H10kg/hr054.3804380400.1143504853.747989121.25E-0700000000050.518098311-C5H10kg/hr01539.52895300006.79E-093.46E-100.0584543342.22E-1200.5821433688.56E-10000C-C5H10kg/hr0483.798379800000000000000T-C5H10kg/hr0980.7230723000000000000002-M-1-Bkg/hr02724.647465000000000000002-M-2-Bkg/hr0543.804380400000000000000I-C5H12kg/hr04596.08460806.528811457180.41536671032.9353470000000005719.581514N-C5H12kg/hr07103.21032106.7936115690.1411655712417.8628593.51E-071.63E-0813.698829178.66E-110143.19235046.22E-07005.9110833561,4-C5H8kg/hr0723.822382200000000000000H2kg/hr228.2101754002.0187254622.92063122700.0004974550.000101229805.07636525.87E-0600.0232589420000.118004834C1kg/hr0000000.0015937030.000313406472.0824681.85E-0500.1191680570000H2Okg/hr0019.740007075.142926151.58492194.011220323.1040379790.3656875425.504453441.82E-08000C2H4kg/hr0000000000000000C2H6kg/hr0000000.0046203050.0009803131269.9815154.66E-0502.8151660340000C3H6kg/hr0000000000000000C3H8kg/hr0000000.0001634674.23E-05278.21588638.52E-07060.211657680000C4H8kg/hr0000000000000000I-C4H10kg/hr0000009.16E-061.42E-0660.916826284.28E-090385.16363683.43E-11000C6H6kg/hr0000000.0072904840.00017064413.610050395.69E-060538.13740360.968057645000C6H12kg/hr0000000000000000C6H14kg/hr0000000000000000C7H8kg/hr0000000.000467438.79E-0618.562645697.93E-0808.1768813073780.0666070.0406214761.98E-080C7H16kg/hr0000000000000000C8H10kg/hr0000001.11E-051.94E-074.5445559553.68E-1003.9322787562.8157926426745.0204092.1190490810C8H18kg/hr0000000000000000COkg/hr0000006.36E-061.26E-0619.675938186.19E-0800.0016994270000CO2kg/hr0000000.0010992830.00022795530.875308072.09E-0500.040764250000CH3OHkg/hr0013140.260000000000000C9H12kg/hr0000003.91E-086.67E-100.0267163822.16E-1300.095003698.37E-10170.9791249394.18803530C10H14kg/hr0000006.04E-111.01E-120.0004881824.38E-1700.006261755.10E-180.112546498113.62637010TOTALkg/hr35791.6890332139.09885

4能量衡算4.1原料加氢预处理工段4.1.1P0101表14物流焓变计算表INOUTUnits01020103PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC4043Pressurebar331EnthalpyFlowGcal/hr-7.690-7.654MoleFlowskmol/hr263.149263.149MassFlowskg/hr1875018750VolumeFlowcum/hr509.725512.1864.1.2E0101表15物流焓变计算表INOUTUnits01040105PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC23150Pressurebar3131EnthalpyFlowGcal/hr-2017729.306-564689.649MoleFlowskmol/hr3863.5673863.567MassFlowskg/hr2600826008VolumeFlowcum/hr50013.11873987.4154.1.3E0102表16物流焓变计算表INOUTUnits01090110PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC-223.49240Pressurebar30.731EnthalpyFlowGcal/hr-1759497.539104866.761MoleFlowskmol/hr3487.2123487.212MassFlowskg/hr7029.8007029.800VolumeFlowcum/hr4244.73149530.2834.1.4R0101表17物流焓变计算表INOUTUnits01050106PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC150187Pressurebar3131EnthalpyFlowGcal/hr-564689.649-564689.649MoleFlowskmol/hr3863.5673863.567MassFlowskg/hr26008.010587945826008.11745586VolumeFlowcum/hr73987.415478107279582.3093862474.1.5R0102表18物流焓变计算表INOUTUnits01050106PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC284.59319.77Pressurebar23.5EnthalpyFlowGcal/hr-2.568-2.463MoleFlowskmol/hr120.823120.823MassFlowskg/hr5376.575376.574.1.6E0103表19物流焓变计算表INOUTUnits02160108PhaseLiquidPhaseTemperatureC45.00030.000Pressurebar3.53.5MolarVaporFraction0.4560EnthalpyFlowGcal/hr-3.701-4.027MoleFlowskmol/hr120.832120.832MassFlowskg/hr5376.5695376.569VolumeFlowcum/hr392.0038.0354.1.7V0101表20物流焓变计算表INOUTUnitsSX01SX03PhaseTemperatureC67.91845Pressurebar3.53.5MolarVaporFraction0.6880.456EnthalpyFlowGcal/hr-3.435-3.701MoleFlowskmol/hr120.832120.832MassFlowskg/hr5376.575376.569VolumeFlowcum/hr639.535392.0034.1.8V0102表21物流焓变计算表INOUTUnits010801090110PhaseLiquidPhaseVaporPhaseLiquidPhaseTemperatureC3032.432.4Pressurebar3.533EnthalpyFlowGcal/hr-4.027-0.311-3.495MoleFlowskmol/hr120.83242.89977.933MassFlowskg/hr5376.5692332.7613043.807VolumeFlowcum/hr8.035340.0334.2334.1.9V0102表22物流焓变计算表INOUTUnits01100112C9PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseVaporPhaseTemperatureC32.400107.05057.281Pressurebar31.21EnthalpyFlowGcal/hr-3.495-0.040-2.826MoleFlowskmol/hr77.9331.25976.674MassFlowskg/hr3043.807134.3372909.470VolumeFlowcum/hr4.2330.2102075.0794.1.10T0101表23物流焓变计算表INOUTUnits0109SX010113PhaseVaporPhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC92.5493.36477.817Pressurebar1.71.51.7EnthalpyFlowGcal/hr-2.788-0.201-3.207MoleFlowskmol/hr76.67419.05557.619MassFlowskg/hr2909.4701061.1411848.329VolumeFlowcum/hr1344.8931.7182.5444.1.11T0102表24物流焓变计算表INOUTUnits01150116MolarVaporFractionLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC44.12744.216Pressurebar0.451.2EnthalpyFlowGcal/hr-0.173-0.173MoleFlowskmol/hr3.0703.070MassFlowskg/hr99.70999.709VolumeFlowcum/hr0.1300.1304.2甲醇-戊烷耦合芳构化工段4.2.1E0201表25物流焓变计算表INOUTUnits020102020204PhaseVaporPhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC32.4-38.14444.127Pressurebar30.250.45EnthalpyFlowGcal/hr-0.311-0.441-0.173MoleFlowskmol/hr42.89939.8293.070MassFlowskg/hr2332.7612233.05299.709VolumeFlowcum/hr340.0333.3740.1304.2.2V0201表26物流焓变计算表INOUTUnits02020203PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC77.81777.851Pressurebar1.72EnthalpyFlowGcal/hr-3.207-3.207MoleFlowskmol/hr57.61957.619MassFlowskg/hr1848.3291848.329VolumeFlowcum/hr2.5442.5454.2.3V0202表27物流焓变计算表INOUTUnits01110201PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC57.28192.549Pressurebar11.7EnthalpyFlowGcal/hr-2.826-2.788MoleFlowskmol/hr76.67476.674MassFlowskg/hr2909.4702909.470VolumeFlowcum/hr2075.0791344.8934.2.4P0201表28物流焓变计算表INOUTUnits02040205PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC3.3643.465Pressurebar1.52EnthalpyFlowGcal/hr-0.201-0.201MoleFlowskmol/hr19.05519.055MassFlowskg/hr1061.1411061.141VolumeFlowcum/hr1.7181.7184.2.5P0202表29物流焓变计算表INOUTUnits0205010702160206PhaseLiquidPhaseVaporPhaseTemperatureC-12.7827867.91830.012Pressurebar23.53.52MolarVaporFraction00.8960.6881EnthalpyFlowGcal/hr-0.522-3.209-3.435-0.296MoleFlowskmol/hr37.778120.832120.83237.778MassFlowskg/hr1380.0045376.5695376.571380.004VolumeFlowcum/hr2.085860.425639.535463.6644.2.6B0201表30物流焓变计算表INOUTUnits02110213PhaseVaporPhaseTemperatureC261.85048.600Pressurebar7012.5MolarVaporFraction10.517EnthalpyFlowGcal/hr-3.279-6.034MoleFlowskmol/hr521.747521.735MassFlowskg/hr16244.16416244.2VolumeFlowcum/hr283.389531.1124.2.7E0202表31物流焓变计算表INOUTUnits02130214PhaseLiquidPhaseVaporPhaseTemperatureC40.186109.392Pressurebar1212EnthalpyFlowGcal/hr-6.664-3.909MoleFlowskmol/hr502.677502.677MassFlowskg/hr14864.16014864.2VolumeFlowcum/hr25.4241241.74.2.8P0201表32物流焓变计算表INOUTUnits02080209PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC30.012251.850Pressurebar270EnthalpyFlowGcal/hr-0.296-0.169MoleFlowskmol/hr37.77837.778MassFlowskg/hr1380.0041380.004VolumeFlowcum/hr463.66419.2684.2.9E0301表33物流焓变计算表INOUTUnits02140215PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC109.392251.85Pressurebar121EnthalpyFlowGcal/hr-3.909-2.967MoleFlowskmol/hr502.677502.677MassFlowskg/hr14864.214864.2VolumeFlowcum/hr1241.7267.4054.2.10R0201表34物流焓变计算表INOUTUnits02100211PhaseVaporPhaseVaporPhaseTemperatureC251.810261.850Pressurebar7070EnthalpyFlowGcal/hr-3.135-3.279MoleFlowskmol/hr540.454521.747MassFlowskg/hr16244.16416244.164VolumeFlowcum/hr286.703283.3894.3吸收解吸稳定系统工段4.3.1V0301表35物流焓变计算表INOUTUnits030103020303PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC48.600139.80640.186Pressurebar12.512.212MolarVaporFraction0.51700EnthalpyFlowGcal/hr-6.034-0.580-6.664MoleFlowskmol/hr521.73519.058502.677MassFlowskg/hr16244.21380.00414864.160VolumeFlowcum/hr531.1122.53925.4244.3.2C0301表36物流焓变计算表INOUTUnits0302E7RB01PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC139.80643.59768.830Pressurebar12.211.2EnthalpyFlowGcal/hr-0.580-0.653-0.018MoleFlowskmol/hr19.05818.7400.318MassFlowskg/hr1380.0041369.76810.236VolumeFlowcum/hr2.5392.0510.0144.4产品分离工段4.4.1T0401表37物流焓变计算表INOUTUnits03070308PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC-25.85-25Pressurebar11EnthalpyFlowGcal/hr-3.305-3.862MoleFlowskmol/hr100.402100.402MassFlowskg/hr7438.237438.23VolumeFlowcum/hr10.7529.8634.4.2P0401表38物流焓变计算表INOUTUnits0410040504120411PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC2015-12.60-14.98Pressurebar1.2111EnthalpyFlowGcal/hr-0.948-3.827-3.831-0.944MoleFlowskmol/hr13.877100.402100.11514.164MassFlowskg/hr2507438.237405.75282.483VolumeFlowcum/hr0.2509.9709.9450.2834.4.3T0402表39物流焓变计算表INOUTUnits0407040404080405PhaseLiquidPhaseLiquidPhaseTemperatureC68.13-2568.12-15Pressurebar1111EnthalpyFlowGcal/hr-2.56-3.86-2.60-3.83MoleFlowskmol/hr60.61100.4060.61100.40MassFlowskg/hr5205.687438.235205.687438.23VolumeFlowcum/hr222.189.8683.519.964.4.4E0408表40物流焓变计算表INOUTUnits04080409PhaseLiquidPhaseVaporPhaseTemperatureC68.123-20Pressurebar11EnthalpyFlowGcal/hr-2.601-2.865MoleFlowskmol/hr60.61860.618MassFlowskg/hr5205.685205.68VolumeFlowcum/hr83.5137.3415主要设备计算及选型5.1反应器选型5.1.1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。5.1.1.1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,2010.5.1.1.2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。5.1.1.3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5.1.1.4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。5.1.2反应器类型确定5.1.2.1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。5.1.2.2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。5.1.2.3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。5.1.2.4反应空速的选择选择催化剂体积时空速度2350h-1的空速。5.1.2.5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%wt5.1.3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C25.52598241450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/hr005.1.4反应器结构设计5.1.4.1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：QUOTE5.1.4.2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。5.1.4.3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：n5.1.4.4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。5.1.4.5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H5.1.4.6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：N5.1.4.7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5.1.4.8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。5.1.5换热任务核算5.1.5.1概述换热面积为：A5.1.5.2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·K15.9kg/(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)5.1.5.3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。5.1.6反应器构件计算5.1.6.1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。5.1.6.2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。5.1.6.3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5.69m3/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5.0m3/h，流速取0.5m/sd材料为16Mn，，即Φ73×6mm。以上接管均在筒体处。5.1.6.4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5.1.6.5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。5.1.6.6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。5.1.6.7反应管连接结构为了使密封性能高，采用电阻焊连接结构。5.1.6.8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。5.1.6.9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。5.1.6.10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。5.1.7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。5.1.8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5.1.9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124003702.20Cr18Ni10Ti105.2塔设备选型5.2.1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