设备设计方案模板

目录第一章 非标准设备设计 11.1 反应器选型 11.1.1 设计条件 11.1.2 反应器几何尺寸 51.1.3 关键辅助设备 61.2 精馏塔的计算 91.2.1 物料衡算 91.2.2 塔高和塔径的确定 121.2.3 塔板工艺尺寸计算 131.2.4 塔板流体动力学验算 201.2.5 塔板的负荷性能图 241.2.6 设计结果一览表 301.2.7 塔高计算 311.2.8 机械计算 311.3 其他非标准设备的设计 44第二章 标准设计的选型 462.1 换热器的选型 462.1.1 选型规范 462.1.2 换热器的选型原则 462.1.3 换热器的分类 472.1.4 常用换热器的特点 482.1.5 选型结果 522.2 泵的选型 672.2.1 泵的分类 672.2.2 泵的选型原则 682.2.3 泵的选型结果 682.3 压缩机的选型 772.3.1 压缩机的分类 772.3.2 离心式压缩机 772.3.3 压缩机的选型 802.3.4 膨胀机的选型 822.4 储罐和气液分离器 822.4.1 储罐的选型结果 822.4.3 气液分离器的选型结果 842.5 管道选型 85第一章 非标准设备设计1.1 反应器选型从流化状态的角度讲，随着低气速流化状态到高气速流化状态的转变，相应的流化床反应器主要可分为气固密相流化床（鼓泡流化床、湍动流化床）和循环流化床（快速循环流化床、提升管循环流化床）。

由于本反应选用催化剂颗粒粒径小，易烧结，且原料处理量较大，宜选用循环流化床反应器；又由于MTO反应属于强放热反应，且催化剂易磨损，不宜选用提升管循环流化床因此，本项目所用反应器最终选为快速流化床反应器图1.1为反应再生系统示意图：图1.1 反应再生系统示意图1.1.1 设计条件原料气粗甲醇：密度=0.91kg/m3，粘度=2.42Pa.s，平均摩尔质量M=27.3，质量空速催化剂：视为光滑球形颗粒，粒径范围30~140um，平均粒径dp=80um，颗粒密度1200kg/m3，堆密度=700kg/m3u 原料处理量设计年产70万吨烯烃，约消耗粗甲醇227万吨由物料衡算数据可知：粗甲醇质量流量为= 315367.9kg/hr粗甲醇体积流量为=34458695.73粗甲醇平均密度ρ≈0.91kg/m3u 催化剂装填量据文献报道，为确保MTO反应转化率约为100%，需控制甲醇质量空速WHSV=5~20hr-1WHSV定义为单位时间内，单位质量催化剂处理的原料量，WHSV=即WHSV=s×vcat.WHSV=则：WHSV=5hr-1时，WHSV=20 hr-1时，因此催化剂装填量为15768.4kg﹤Gcat.﹤63073.6kg。

由于循环流化床需要较多的催化剂及催化剂循环量，可取催化剂装填量为40000kg，此时WHSV≈7.9hr-1一般情况下，流化床中催化剂循环量为总质量的5~17%，可取催化剂循环量为总质量的10%，则循环量为Gs=40000×10%=4000kgu 冷却管体积MTO反应为强放热反应，总反应热效应约为37~53KJ/mol，取热效应为49KJ/mol，约合1800KJ/kg由于反应所用的SAPO-34催化剂在高温下易发生烧结，因此应设置内置冷却管，选取合适的冷却剂，将反应热及时移走单位时间内（以小时计）反应放热：Q=E×m=1800×315367.9≈5.68×108KJ/hr取进料温度为200℃，部分反应热用来将原料加热至450℃经过Aspen模拟，粗甲醇由150℃升温至450℃时，消耗的热量约为1.97×108KJ/hr以高压热水为换热介质，移走剩余的反应热高压热水在内置盘管中流动，利用等温条件下汽化带走MTO反应放出的热量通过改变副产水蒸汽的压力，调节反应器中的温度取水的温度为105oC，相变焓为2258.4KJ/mol，流速为2m/s忽略热损失，由热量衡算得： （其中为高压热水的质量流量，M为水的相对分子质量）质量流量=体积流量管道直径催化床层与冷却管壁传热速率表达式为，其中K为传热速率系数，A为传热面积。

流化床中K约为200~400w/m2.oC，取 K=320 w/m2.oC450-105=345oC则冷却管选用Φ32×3的管道，则盘管所占体积为：u 流传床特征速度气固流化床的特征速度包括临界流化速度umf、起始鼓泡速度umb、起始湍动流化速度uc、快速流化转变速度utf、颗粒终端速度utu 临界流化速度umf对于小颗粒，对于大颗粒，假设则校核假设成立，即临界流化速度为将代入Froude表达式，为散式流化；为聚式流化 所以，颗粒开始流化后即进入散式流化状态u 颗粒终端速度ut颗粒终端速度ut即最小颗粒的带出速度 或流化床正常操作时，不希望催化剂夹带，因此床内最大气速不能超过平均颗粒直径表示的带出速度假设则校验（满足假设）因此假设成立，即颗粒带出速度为0.39m/s对于固定流化床，表观气速U0应介于临界流化速度和带出速度之间，即u 转变速度utf、ufd对于细颗粒气固流化床，当表观气速逐步增高，床层状态将由鼓泡床和湍动床的低气速流态化向高气速流态化型中的快速流态化转变，转变速度为utf此时颗粒的夹带速率更大，为维持正常操作，必须向床中补入颗粒随着表观气速的继续增大，颗粒开始由快速流态化向密相气力输送状态转变，转变速度为ufd。

工程上应用的循环流态化，包含快速流态化（如循环燃煤锅炉）和密相气力输送（如FCC提升管反应器）本反应所用SAPO-34催化剂结焦速率较快，可将反应器内颗粒控制在快速流化状态，即utf﹤U0﹤ufd反应器直径为Dr、表观气速为U0、转变速度utf、ufd、催化剂循环量Gs、最小循环通量及按颗粒带出速度ut计算的Re数Ret满足以下关联式：原料气体积流量 又循环流化床稳定操作的条件为结合上式，通过适当调节可操作变量如Gs、U0等，可求出转变速度utf、ufd，并进一步调整操作气速（表观气速）至合适范围1.1.2 反应器几何尺寸u 反应器直径Dr据报道，循环流化床气固催化反应器表观气速一般为1~10m/s，气速过大则反应可能进行的不彻底，气速过小则生成烷烃的副反应增强MTO反应较为迅速，可将表观气速设为1.5m/s由解得u 静止床层高度H根据催化剂的装填量G和堆积密度，可得出催化剂装填体积又,得u 流化床层高度Hf定义床层膨胀比一般情况下，粗颗粒床（）；细颗粒床（），R=1.2~1.7可取R=1.65则流化床层高度u 流化床反应器总高度H流化床反应器总高度H，即从气体分布板到气体出口的高度，等于浓相段高度（流化床层高度）与稀相段高度之和。

按照《化学工程师手册》推荐的经验关联式，一般H=3~10Hf，取H=8Hf，得H约为12.0，再加上上部旋风分离器及下部裙座的高度，则反应器总高度约为20m1.1.3 关键辅助设备u 旋风分离器流化床内旋风分离器是流化床反应器内的关键设备，一般评价旋风分离器性能的主要指标有两个：一是分离效率，二是气体经过旋风分离器的压降旋风分离器的性能不仅关系到气固分离的效果，而且还会影响流化床的流化质量旋风分离器不是单独的设备，它根据分离效率的要求，以及反应器处理气量的不同，常常由多个分离器串联或并联组成，同时又与料腿、翼阀、堵头等部件共同组成一个气固分离系统图1.2为流化床反应器的具体结构示意图：图1.2 流化床反应器具体结构示意图u 进口气速在流化床内旋风分离器系统中，各级旋风进口气速的分配是整个系统优化的重要参数在许多工业装置中已经证实，采用适当低的进口气速以及较低的排气管直径，既能达到较好的分离效率，又能降低分离器的压降综合文献报道及工业数据，采用（15-22-22）m/s的气速分配系统，控制一级进口气速在15~16m/s，可实现较好的优化效果u 料腿从图1.2可以看出，料腿在流化床反应器中起着催化剂内循环的重要作用，它使细颗粒催化剂内循环到床层，重新参加气固反应。

料腿的直径反映了料腿卸料的能力，工程中规定旋风分离器料腿直径不得小于100mm也有人提出如下经验数据：一级料腿质量流速约为800kg/m2.s，二级料腿质量流速约为400kg/m2.s为了平衡流化床与料腿内部因密度差而产生的静压力，以及旋风分离器本身的本身的阻力，料腿内必须要有足够的密封，即料腿应有足够的长度料腿长度由下式计算： 其中，LB为料腿插入密相床的深度，为床层中流体密度，为旋风阻力，为料腿中流体密度实际应用中常取旋风分离器灰斗锥底到催化剂料面距离（空段距离）为2~2.5米参考《除尘设备参考资料》，根据本装置的气体处理量，可选择XLP/B型带外旁路的旋风分离器u 气体分布器从图1.3可以看出，气体分布器的主要作用是将流化气体均匀的分布在整个床层截面，也起到支撑流化颗粒的作用气体分布器主要有气体分布板和与分布器组成，分布板的设计实际是要求它有一定的压降，以使气流分布均匀且保持一定的稳定性，常以分布板的压降与床层压降的比值为准则图1.3 多管式分布管为了保证气流分布均匀，一般分布板开孔率约为1%以下，而分布板的压降为床层压降的10%~20%，在工业流化床中，由于床层的增加，有时分布板的压降约为床层压降的5%。

工业应用的气体分布板形式有很多，主要有直流式、侧流式、填充式、短管式、多管式以及无分布管的旋流式等表1.1为各分布板特点比较：表1.1 各分布板特点比较分布板名称优缺点直流式分布板结构简单，但床层易发生沟流，小孔易堵塞侧流式分布板避免在板上出现“死床”和烧结现象填充式分布板结构简单，但易发生烧结，且有效期短短管式分布板整流及均匀布气效果较好，且结构较侧流式简单多管式分布板不具有支撑固体颗粒的作用，适用于大型流化床旋流式分布板一般用于对产品要求不高的粗颗粒流化床综合以上分析，本项目所用流化床反应器中拟选用均布效果好的短管式气体分布板反应器设计参数集总如表1.2所示：表1.2 反应器设计参数集总表类型单位结果表观气速m/s1.50反应器直径m9.00静止床高m0.90流化床高m1.48总床高m20.0旋风分离器XLP/B型带外旁路旋风分离器气体分布板短管式分布板1.2 精馏塔的计算本工艺流程涉及到得塔设备包括预分离塔、复合精馏塔、乙烯精馏塔、高压脱丙烷塔、低压脱丙烷塔和丙烯精馏塔等，本小组选取计算的是低压脱丙烷塔1.2.1 物料衡算在本工艺中，低压脱丙烷塔的作用是脱除重质烃类，得到主产品丙烯。

以下对进料、塔顶出料、塔底出料等分别进行说明u 进料进料状态：液态 温度：57.13℃ 压力：1380.0kPa 低压脱丙烷塔的进料中各组分流量如表1.3所示：表1.3 进料组成表进料组分流量/(kmol/h)丙烯176.78丙烷4.181-丁烯61.662-丁烯7.22异丁烯152.71戊烷5.63氢气、甲烷、一氧化碳、乙烯、乙烷微量总计408.18u 塔顶出料低压脱丙烷塔的塔顶出料各组分流量如表1.4所示：表1.4 塔顶出料组成表塔顶出料组分流量/(kmol/h)丙烯168.14丙烷3.571-丁烯2.15异丁烯7.30总计181.16u 塔底出料塔釜出料各组分流量如表1.5所示：表1.5 塔釜出料组成表塔釜出料组分流量/(kmol/h)丙烯8.63丙烷0.611-丁烯59.51异丁烯145.412-丁烯7.21戊烷5.63总计227.00u 理论板数的确定由proII模拟结果，得到图1.4：图1.4 proII模拟结果具体理论板数见表1.6：表1.6 理论板数理论板数30块进料板第16块精馏段理论板数15块提馏段理论板数15块u 实际板数的确定由proII模拟结果，查得：tD=1.55℃,tW=46.55℃,tF=57.13℃在全塔平均温度=24.05℃下查得各组分黏度如表1.7所示：表1.7 各组分粘度表组分粘度/ mPa.s丙烯0.0671丙烷0.1171-丁烯0.1452-丁烯0.1445异丁烯0.145戊烷0.209因此混合物的黏度 1.2.2 塔高和塔径的确定u 操作参数及物性参数的确定(1) 压强(2) 平均温度(3) 平均密度(4) 表面张力精镏段液相表面张力平均值提镏段表面张力平均值(5) 气液负荷1.2.3 塔板工艺尺寸计算(1) 塔径其中由已知条件计算两相流动参数：取板间距HT=0.35m 根据以上数据，由史密斯关联图查得图1.5 史密斯关联图，取泛点率为0.6，则空塔气速为由已知条件计算两相流动参数：取板间距HT=0.35m根据以上数据，由史密斯关联图查得,故则取泛点率为0.67，则空塔气速为因提馏段塔径大于精馏段塔径，故以提馏段为基准，按标准塔径圆整D=1.6m(2) 塔的有效高度选用单溢六弓型管降液管，不设进口堰 Ø 精馏段① 堰长lw堰长lw=（0.6~0.8）D取堰长lw=0.645 D=0.645×1.6=1.032 m② 出口堰高hwhl=hw+how故hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度高可按近似取E=1.05，图1.6 液流收缩系数E图则可由图1.6查出how=0.019m hw=0.067-0.019=0.048 m③ 弓型降液管宽度Wd和面积Af由图1.7查得图1.7 弓形降液管的宽度与面积图则Af=0.07×AT=0.141m2 Wd=0.163D=0.261m验算降液管内液体停留时间 因为停留时间>5s，故降液管尺寸可用④ 降液管底隙高度可取降液管底隙处液体流速取则合理选用凹形受液盘，深度为80mmØ 提馏段① 堰长lw长lw=（0.6~0.8）D取堰长lw=0.79D=0.79×1.6=1.264m② 出口堰高hwhl=hw+how 故hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度高可按近似取E=1.04，则可由图1.6，查出how=0.022mhw=0.072-0.022=0.050m③ 弓型降液管宽度Wd和面积Af由图1.7查得则Af=0.138×AT=0.278m2 Wd=0.191D=0.306m验算降液管内液体停留时间 停留时间>5s，故降液管尺寸可用④ 降液管底隙高度可取降液管底隙处液体流速选用凹形受液盘，深度为80mm（3）塔板布置与浮阀数目及排列本工艺选用选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mmØ 精馏段在本设计中，塔径D=1.6m0.8m，故塔板采用分块式，查阅文献得，塔板分为3块。

取阀孔动能因子F0=11塔板上阀孔数取边缘区域宽度Wc=0.07m 安定区宽度Ws=0.08m则塔板上的鼓泡面积其中浮阀排列方式采用等边三角形叉排考虑到塔的直径较大，采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此阀孔中心距不宜采用118mm，而应小于此值故取阀孔中心距t=100mm=0.10mØ 提馏段本设计塔径D=1.6m0.8m，故塔板采用分块式，查阅文献得，塔板分为3块取阀孔动能因子F0=11塔板上阀孔数取边缘区域宽度Wc=0.07m 安定区宽度Ws=0.08m塔板上的鼓泡面积浮阀排列方式采用等边三角形叉排其中开孔总面积则阀孔中心距考虑到塔的直径较大，采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此阀孔中心距不宜采用132mm，而应小于此值取阀孔中心距t=125mm=0.125m1.2.4 塔板流体动力学验算l 压降Ø 精馏段气相通过浮阀塔板的压强降：① 干板阻力因为 u0=3.11m/s < uoc② 板上充气液层阻力取充气系数ξ0=0.50 hI=ξ0hL=0.50×0.067=0.0335m液柱③ 液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.0586+0.0335=0.0921m液柱则单板压降=0.0921×560.74×9.8=506.1Pa<588.0kPa故设计合理Ø 提馏段同理有，，故设计合理l 淹塔Ø 精馏段为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd① 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.0921m② 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰③ 板上液层高度，前已选定hl=0.067m则Hd=0.0921+0.00493+0.067=0.164m取φ=0.5 又已选定HT=0.35m，hw=0.048m，则φ(HT+hw)=0.5×（0.35+0.048）=0.199m可见　Hd＜φ(HT+hw)，符合防止淹塔的要求Ø 提馏段Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd① 气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.0949m②液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰③ 板上液层高度，前已选定hl=0.072m则Hd=0.0949+0.0247+0.072=0.192m取φ=0.5 又已选定HT=0.35m，hw=0.050m，则φ(HT+hw)=0.5×（0.35+0.050）=0.2m可见　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求l 雾沫夹带Ø 精馏段板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1.6-2*0.261=1.078m板上液体面积Ab=AT-2Af=2.011-2*0.141=1.729m2系统因数按正常系统取K=1.0，由图1.8查得：CF=0.108图1.8 图1.8 泛点负荷系数图=0.34<0.8泛点率均在80％以下，故知雾沫夹带量能满足ev＜0.1 kg液/kg气的要求Ø 提馏段板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1.6-2*0.306=0.988m板上液体面积Ab=AT-2Af=2.011-2*0.278=1.455m2系统因数按正常系统取K=1.0，由图1.8查得CF=0.102<0.8泛点率均在80％以下，故知雾沫夹带量能满足ev＜0.1 kg液/kg气的要求l 漏液验算Ø 精馏段，其中可见不会产生过量漏液。

Ø 提馏段，可见不会产生过量漏液1.2.5 塔板的负荷性能图l 雾沫夹带线Ø 精馏段Ø 提馏段 l 液泛线Ø 精馏段联立：hp=hc+hI+hσ Hd=hp+hL+hd Hd＜φ(HT+hw)上式确定液泛线，并忽略hσ项其中：Ø 提馏段其中：l 液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，液体在降液管内停以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则Ø 精馏段Ø 提馏段l 漏夜线Ø 精馏段对于F1型重阀，依据计算 ，式中d0，N，ρv精均为已知数，故可由此式求出气相负荷Vs的下限值，据此作出与液体流量无关的水平漏夜线以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则Ø 提馏段同理有l 液相负荷下限线取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件计算出下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为气相流出无关的竖直线 Ø 精馏段Ø 提馏段由上述5条线作负荷性能图，如图1.9所示：Ø 精馏段表1.8 精馏段相关操作数据雾沫夹带线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.00650.026vs1.34091.34081.34081.34061.34061.34051.34041.34021.3378液泛线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.00650.026vs1.42011.39631.38621.36771.35881.34171.33321.30810.8619液相负荷上限线ls0.009870.009870.009870.009870.009870.009870.009870.009870.00987vs0.20.40.50.70.811.11.41.6漏夜线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.00650.026vs0.1740.1740.1740.1740.1740.1740.1740.1740.174液相负荷下限线ls0.000830.000830.000830.000830.000830.000830.000830.000830.00083vs0.20.40.50.70.811.11.41.6操作线ls00.0100.00320.02vs00.6060.1941.212图1.9 精馏段负荷性能图Ø 提馏段表1.9提溜段相关操作数据雾沫夹带线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.0060.0065vs1.18491.18481.18481.18461.18461.18451.18441.18431.1842液泛线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.0060.0065vs0.85490.84110.83530.82480.81990.81040.80580.79680.7923液相负荷上限线ls0.019460.019460.019460.019460.019460.019460.019460.019460.01946vs0.20.40.50.70.811.11.31.4漏夜线ls0.00050.00150.0020.0030.00350.00450.0050.0060.0065vs0.1250.1250.1250.1250.1250.1250.1250.1250.125液相负荷下限线ls0.001020.001020.001020.001020.001020.001020.001020.001020.00102vs0.20.40.50.70.811.11.31.4操作线ls00.0200.00840.020.027vs00.5940.2490.5930.801图1.10 提馏段负荷性能图1.2.6 设计结果一览表表1.10 设计结果一览表序号项目符号单位计算结果精馏段提馏段1平均温度tm℃29.3451.842平均压力Pmkpa588.0588.03平均流量气相Vsm3/s0.3810.2754液相Lsm3/s0.004630.01275实际塔板数Np块23236塔的有效高度Zm8.058.057塔径Dm1.61.68板间距Hm0.350.359塔板溢流形式单流型单流型10空塔气速um/s0.2630.15711溢流装置溢流管形式弓形弓形12溢流堰长度Lwm1.0321.26413溢流堰高度hwm0.0480.05014板上液层高度hLm0.0670.07215堰上液层高度howm0.0190.02216安定区宽度Wsm0.080.0817开孔区到塔壁距离Wcm0.070.0718开孔区面积Aam21.2461.14019阀孔直径dm0.0390.03920浮阀数个n个1037521阀孔气速u0m/s3.113.0722阀孔动能因数F0111123开孔率%9.97.924孔心距tm0.100.12525塔板压降ΔPkpa0.5060.52126液体在降液管内的停留时间ts10.67.727底隙高度hom0.0250.02528泛点率，%344029液相负荷上限Ls maxm3/s0.009870.0194630液相负荷下限Ls minm3/s0.00080.0010231气相负荷下限Vs minm3/s0.1740.12532操作弹性2.852.911.2.7 塔高计算塔总高度（不包括裙座）由下式决定：若加上裙座，封头的高度，则塔的总高度=23.5m。

1.2.8 机械计算浮阀精馏塔直径1600mm，塔高23.5m已知该塔所在地区（鄂尔多斯）的基本风压为q0=550N/m2，塔内装有46层浮阀塔盘其中，精馏段有23层浮阀塔盘，每块塔盘上的堰高48mm，塔盘上的介质密度为560.74kg/m3；提馏段有23层浮阀塔盘，每块塔盘上的堰高50mm，塔盘上的介质密度为560.50kg/m3塔壳外表面保温层100mm，保温层材料的密度为300kg/m3，塔上每隔5m安装一层操作平台，共4层，平台宽1.2m，单位质量150kg/m2，包角180º全塔安装笼式扶梯，单位质量为40kg/m，设计压力为0.8Mpa，设计温度为80℃，塔壳厚度附加量为3mm，裙座壁厚附加量为2mm，裙座高为3mu 塔体塔体是由等直径等壁厚的圆筒和作为头盖和底盖的椭圆行封头组成介质为丙烯，丁烯等烃类混合物，使用温度为80℃，设计压力为0.8MPa，故选用低合金钢16MnR作为塔体材料u 塔体支座塔体支座采用圆筒形裙座，选用强度和刚度较好的碳素钢Q235-B材料筒体和裙座的连接均采用对焊接，裙座筒体和塔釜封头的连接焊缝应采用全焊透的连续焊，且与塔釜封头外壁圆滑过渡因为塔釜封头是拼焊成型，则裙座与塔釜封头连接时，为防止拼接焊缝与封头连接接头重叠，在封头拼接焊接接头处的裙座应开有缺口，缺口直径为100mm。

裙座地脚螺栓座采用外螺栓座结构，并采用预埋处理裙座上对称开设两个圆形检查孔，尺寸为500mm因为塔运行中有可能有气体逸出积聚在裙座与塔底封头之间的死区中，引起设备的腐蚀和危及进入裙座检修的工作人员的生命安全，故在裙座上部设有排气管u 接管进料管和回流管采用直管式，直接与塔壁焊死即可；塔釜出液口设防涡流挡板；气体进口管安装在塔釜最高液面之上u 人孔每隔8块塔板设置一个圆形人孔，直径600mm，塔顶和塔釜也各设置一个人孔u 吊柱采用常用的弯曲成90°的钢管吊柱，其吊重量可达1000kg吊柱的支撑是将吊柱套在焊于塔体的上下支座内，支撑较牢固u 塔壳强度计算先按内压容器设计厚度，然后按自重、液重等引起的正应力及分载荷引起的正应力及风载荷引起的弯曲应力进行强度和稳定性验算式中考虑到此塔较高，取塔体设计厚度为10mm，塔体的有效厚度为现筒体的壁厚已取10mm，为便于焊接，取封头与筒体等厚，也取名义壁厚为10mmu 质量载荷计算扶梯、平台质量（扶梯单位质量为40kg/m）操作时塔内物料质量u 风载荷和风弯矩计算表1.11 塔的风载荷和风弯矩计算123塔段长度（m）0~1010~2020~23.5基本风压q0(N/m2)550K1(空气动力系数，对圆筒形截面取0.7)0.7K2i(风振系数，此处按1.9取)1.91.91.9K3(扶梯的附加宽度，取400mm)400600风压高度变化系数fi1.001.251.31Dei=D0i+2tsi+K3+K4(mm)3000Pi=K1K2iq0filiDei（N）219452743110062图1.11 I-I截面风弯矩II-II截面风弯矩u 塔体的强度和稳定性校核塔底危险截面（II-II）的轴向应力计算塔底危险截面（II-II）抗压强度及轴向稳定性验算，该截面上的最大轴向压缩力应发生在空塔时式中=163Mpa，B=0.06Ete/Ri=0.06×2.0×105×7/900=93.3Mpa组合系数K=1.2因此塔底II-II截面抗拉强度校核塔底II-II截面上的最大拉应力该载面满足抗拉强度要求。

综合以上各项计算，在各种不同危险工况下，塔体壁厚取tn=10mm，可以满足整个塔体的强度、刚度和稳定性要求u 裙座强度和稳定性校核（1）裙座底部0-0截面的轴向应力计算抗压强度及轴向稳定性验算式中=163Mpa，B=0.06Ete/Ri=0.06×2.0×105×8/900=106.7Mpa组合系数K=1.2因此裙座底部0-0截面满足抗压强度及轴向稳定条件2）裙座检查孔处I-I截面的轴向应力计算抗压强度及轴向稳定性验算式中=163Mpa，B=0.06Ete/Ri=0.06×2.0×105×8/900=106.7Mpa组合系数K=1.2因此检查孔处I-I截面满足抗压强度及轴向稳定条件3）裙座焊缝强度校核此塔裙座与塔体采用对接焊，焊缝随的组合接应力为满足裙座焊缝强度要求u 水压试验时塔的强度和稳定性验算（1）水压试验时塔体II-II截面的强度校核式中-----水压试验压力p’ -----液体静压力，由于塔高为23.5m，扣除裙座高度3m，直立进行水压试验时，塔内液体实际高度为20.5m，故取p=0.21Mpa因此满足水压试验强度的要求2）水压试验时裙座底部0-0截面的强度和轴向稳定要求水压试验时裙座底部截面满足稳定性要求。

u 基础环板设计（1）基础环板内外径的确定外径Dob=Dis+(160~400)=1600+200=1800mm内径 Dib=Dis-(160~400)=1600-200=1400mm（2）混凝土强度校核正常操作：水压实验：以上应力均小于各种标号混凝土的压应力许用值4Mpa，满足强度要求3）基础环板厚度设计由于该塔较高，塔底裙座用加筋结构，基础环板采用24个均布的地脚螺栓固定，取筯板的厚度为12mm，则基础环上筯板间的距离为基础环的外伸宽度两筯板间基础环部分的长宽比查矩形板力矩计算表知，Ms=Mx=0.4165×1.882×882=6070N·mm/mm基础环板采用Q235钢，由其厚度为考试腐蚀裕量，取C2=3mm，再圆整至钢板系列尺寸故取基础环厚度tb=20mm（4）地脚螺栓的设计塔设备在迎风面侧基础上的最小应力根据由于>0，设备有倾倒的倾向，故必须采用地脚螺栓予以固定选用地脚螺栓的材料为16Mn，该材料的许用应力为147Mpa，取腐蚀裕量为2mm，则地脚螺栓的根径根据标准，地脚螺栓的尺寸不应小于M24，故选用M30的地脚螺栓24个同样的方法还可设计出预精馏塔、高压脱丙烷塔、丙烯精馏塔的设备构型。

具体参数如下表所示：表1.12 预精馏塔的设计结果显示预精馏塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式双流型双流型塔板间距（mm)450500泛点率(%)76.9142.29空塔气速(m/s)0.16670.0414塔径（mm)30003000溢流管形式弓形弓形堰高（mm)100堰长（mm)1825.62100塔板压降（mm)18.8823.49液相下限(m3/s)0.00140.0016液相上限(m3/s)0.0760.124操作上限(%)126134操作下限(%)4145塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块68孔径(mm)3939孔距(mm)100150孔数(个）327106开孔率（%）11.233.92孔速（m/s)2.271.90板压降(mm)129.24114.17表1.13 耦合塔（复合塔）的设计结果显示耦合塔上段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式双流型双流型塔板间距（mm)550500泛点率(%)5465空塔气速(m/s)0.12170.158塔径（mm)32954219溢流管形式弓形弓形堰高（mm)5050堰长（mm)2306.51553.3塔板压降（mm)52.595343.70液相下限(m3/s)0.0008690.00058液相上限(m3/s)0.16450.0678操作上限(%)111.08182.35操作下限(%)56.1461.25塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块88孔径(mm)3939孔距(mm)10075孔数(个）414290开孔率（%）20.9518.59孔速（m/s)1.731.455板压降(mm)116.5788.16表1.14 高压脱丙烷塔的设计结果显示高压脱丙烷塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式单流型单流型塔板间距（mm)350450泛点率(%)82.2665.50空塔气速(m/s)0.1450.114塔径（mm)24002400溢流管形式弓形弓形堰高（mm)5050堰长（mm)1597.21915.2塔板压降（mm)46.4359.68液相下限(m3/s)0.00060.0007液相上限(m3/s)0.02650.0574操作上限(%)165133操作下限(%)5138塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块66孔径(mm)3939孔距(mm)100125孔数(个）229151开孔率（%）10.646.57孔速（m/s)1.812.45板压降(mm)98.28153.84表1.15 低压脱丙烷塔的设计结果显示低压脱丙烷塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式单流型单流型塔板间距（mm)350350泛点率(%)3440空塔气速(m/s)0.2630.157塔径（mm)16001600溢流管形式弓形弓形堰高（mm)4850堰长（mm)10321264塔板压降（mm)70.7129液相下限(m3/s)0.000830.00102液相上限(m3/s)0.009870.01946操作上限(%)10864操作下限(%)3822塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块33孔径(mm)3939孔距(mm)100125孔数(个）10375开孔率（%）9.97.9孔速（m/s)3.113.07板压降(mm)100.86115.64表1.16 丙烯精馏塔的设计结果显示丙烯精馏塔精馏段提馏段塔板结构数据塔板溢流形式双流型双流型塔板间距（mm)600600泛点率(%)55.7657.95空塔气速(m/s)0.260.26塔径（mm)50005000溢流管形式弓形弓形堰高（mm)00堰长（mm)35003500塔板压降（mm)20.4823.21液相下限(m3/s)0.00270.0027液相上限(m3/s)0.4130.413操作上限(%)144133操作下限(%)4545塔板类型浮阀浮阀排孔方式正三角正三角浮阀类型重阀重阀塔板分块66孔径(mm)3939孔距(mm)9090孔数(个）14241424开孔率（%）15.515.5孔速（m/s)2.482.47板压降(mm)86.3588.611.3 其他非标准设备的设计本工艺中的非标准设备除了精馏塔，还有急冷塔、水洗塔、干燥塔、碱洗乙炔加氢反应器和丙炔加氢反应器。

参照工业数据，我们设计出各设备的相关结构参数如表1.17所示：表1.17 其他非标准设备的结构参数设备名称直径D/m高度H/m材料备注急冷塔2.06.016MnR水洗塔2.826.016MnR碱洗塔2.826.016MnR干燥塔2.810.016MnR有干燥和再生两个塔乙炔加氢反应器2.510.0不锈钢丙炔加氢反应器2.510.0不锈钢第二章 标准设计的选型2.1 换热器的选型2.1.1 选型规范《钢制压力容器》 GB150-1998 《管壳式换热器》 GB151-19992.1.2 换热器的选型原则换热器的类型很多，每种型式都有特定的应用范围在某一种场合下性能很好的换热器，如果换到另一种场合可能传热效果和性能会有很大的改变因此，针对具体情况正确地选择换热器的类型，是很重要的换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，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6) 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所有这些又常常是相互制约、相互影响的，通过设计的优化加以解决。

针对不同的工艺条件及操作工况，我们有时使用特殊型式的换热器或特殊的换热管，以实现降低成本的目的因此，应综合考虑工艺条件和机械设计的要求，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对工程技术人员而言，在设计换热器时，对于型式的合理选择、经济运行和降低成本等方面应有足够的重视，必要时，还得通过计算来进行技术经济指标分析、投资和操作费用对比，从而使设计达到该具体条件下的最佳设计2.1.3 换热器的分类表2.1 换热器的结构分类管式管壳式固定管板式刚性结构：用于管壳温差较小的情况(一般≤50°C)，管间不能清洗带膨胀节：有一定的温度补偿能力，壳程只能承受较低压力浮头式管内外均能承受高压，可用于高温高压场合U型管式管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难填料函式外填料函：管间容易漏泄，不宜处理易挥发、易爆易燃及压力较高的介质内填料函：密封性能差，只能用于压差较小的场合釜式壳体上都有个蒸发空间，用于蒸汽与液相分离套管式双套管式结构比较复杂，主要用于高温高压场合，或固定床反应器中套管式能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器螺旋浸没式用于管内流体的冷却、冷凝，或者管外流体的加热盘管式喷淋式只用于管内流体的冷却或冷凝板式板式拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热螺旋板可进行严格的逆流操作，有自洁作用，可回收低温热能伞板式伞形传热板结构紧凑，拆洗方便，通道较小，易堵，要求流体干净板壳式板束类似于管束，可抽出清洗检修，压力不能太高扩展表面式板翅式结构十分紧凑，传热效率高，流体阻力大管翅式适用于气体和液体之间传热，传热效率高，用于化工、动力、空调、制冷工业蓄热式回旋式盘式传热效率高，用于高温烟气冷却等鼓式用于空气预热器等固定格紧凑式适用于低温到高温的各种条件室式非紧凑式可用于高温及腐蚀性气体场合2.1.4 常用换热器的特点下表中概括地描述了常用换热器的型式及应用条件和特点。

表2.2 换热器的类型及应用类型换热面积/m2温度/°C压力(最大)kgf/cm2材料特点和应用1．管壳式换热器管壳式(标准型)≤5000-270≤t≤1650600无限制这种类型的换热器被广泛地用在工艺装置中，安全、可靠可以通过采用特殊类型的换热管来提高其传热性能折流杆式≤5000-100≤t≤600300无限制通过折流杆支承换热管来消除去振动由于壳侧流动是纵向的、和有规律的，因此压力损失较小，适用于允许压降小的气液或气体系统多管式≤50-100≤t≤600300无限制因流动为纯逆流，故具有较好的传热推动力, 当换热面积相对比较小并且两流体温度交叉时，可考虑采用此型式另外，若壳侧传热不好，可使用翅片管来强化传热蛇管式≤2000-260≤t≤600200铜铝不锈钢碳钢在低温系统中，因不宜采用铝材板翅式换热器，而经常使用蛇管式换热器纯逆流流动，传热可在两股以上流体间进行高弹性的结构可以克服热应力在高温的气~气换热时，可采用不锈钢材料2．单管式换热器套管式≤10-100≤t≤600300铜铝不锈钢碳钢当传热面积比较小(10m2~20m2 )时，一般选用套管式换热器流动为纯逆流，制造成本低，维修容易，但是紧凑性较差。

长号式≤100-50≤t≤300300铜铝不锈钢碳钢也称作冲洗式，水被从管侧上处喷下，加热或冷却管内流体经常用在利用海水作介质的液化石油气加热器中结构简单并易于维修，但是设备占地面积较大蛇管式≤100≤t≤300300铜、铝不锈钢碳钢蛇管式换热管经常被插在罐中用以加热或冷却罐内的液体3.板式换热器板式≤2000-40≤t≤20025钛不锈钢等结构紧凑，易维修在液~液换热设备中传热系数较高，实际应用范围广泛也可于气体冷却、冷凝或沸腾传热螺旋板式≤200-90≤t≤400 20碳钢不锈钢钛等主要有逆流和错流两种形式当温度存在交叉时，最好选用逆流形式,而当气体冷却或冷凝时,由于错。