【導讀】設計題目：2萬噸/年二甲醚生產(chǎn)裝置工藝設計。專業(yè)班級：化學工程與工藝（卓越）2020級2班。設計時間：2020.12.15～2020.01.11

　　

【正文】 濃塔 T301 能量衡算范圍簡圖 表 44 甲醇提濃塔 T301能量平衡表 熱量衡算小結(jié) 由于 Aspen Plus的應用，使得熱量衡算變得簡單易行，省去了大量繁重的計算， 本 次列表主要列了一些主要的設備 的熱量衡算和整體熱量衡算 。換熱網(wǎng)絡的優(yōu)化使能量能得到最大的利用，節(jié)省資金，同時也保護了環(huán)境。 參考文獻 [1]陳聲宗，化工設計第二版，北京 ：化學工業(yè) 出版社， 2020 [2]劉躍進 . 反 應器能量平衡的焓算法與熱量衡算法 [J]. 化工設計通訊 , 1995, 21(3): 57. 物料名稱 熱量 所占比例 Gcal/hr % 入方 進料混合物 再沸器 冷凝器 合計 出方 塔頂餾出液 塔釜出料 合計 25 第 5 章 設備工藝計算及選型 設備工藝設計概述 設備選型是建立在物料衡算和能量衡算之上的，經(jīng)過對設備的詳細計算，根據(jù)國家或行業(yè)標準進行設備的定型，對于非標準的設備也要設計出尺寸，以供生產(chǎn)產(chǎn)家進行制造。本次設計主要借助于 ASPEN 模擬得到的數(shù)據(jù)為基本數(shù)據(jù)進行設備選型，有得直接從 ASPEN 模擬軟件得到數(shù)據(jù)。 反應器的設計 甲醇脫水反應器采用氣相催化床 , 有關催化劑的報道很多。工業(yè)化時 , 可以采取等溫床或 絕熱床。本設計采用等溫床進行設計計算，反應器采用列管式。列管式固定床反應器二甲醚選擇性較高，催化劑裝填量較少，而且操作彈性較大，有利于工業(yè)上的放大。 反應器的計算： 參考《化學反應器》及《 chemical reaction engineering》進行固定床反應器設計。 通過 Aspen 模擬得到工藝條件下物流狀況： 進反應器體積流量： qv= 。由文獻查得在壓力 ~，溫度240~340176。 C，等溫床反應器 80~100 目的 yA1203 催化劑，空速為 21~25h1，本項目取空速 為 24 h1。 （ 1）主體尺寸設計 反應器的體積流量為 。 體積空速為 24h1，則催化劑藏量為： ??V 根據(jù)工業(yè)實際，選擇空塔氣速 u=選取工業(yè)上所用的Φ 44mm2mm，長 6 m的列管 根據(jù)《化工原理》去催化劑床層孔隙率ε =，則催化劑裝填體積V39。= 26 單管催化劑體積為： 33220 4 8 mLdV ??????? ? 所需管數(shù)： 3 9 30 ???? ?VVN 圓整為 N=3400 取管心距 t=，管板利用效率η =： mmt ??? 反應器內(nèi)徑： mNtD ?? ? 反應器采用標準橢圓封頭，直段高度 ，總高度 。 在催化劑床層上下各裝有 150mm 高的 Φ 10mm 惰性瓷球，床層上下用格柵板固定。反應時物 流從上至下，催化劑床層必須緊密固定。 （ 2）結(jié)構(gòu)設計 1）反應器材料選擇 由于反應體系無強腐蝕性物質(zhì)，但反應是高壓下進行，所以反應器筒體材料無需強抗腐蝕能力，但是要求抗氧化能力強，抗張強度高。選擇鋼號 16MnR。 2）反應器厚度計算 設計溫度 310℃的許用應力 =159MPa 設計壓力 Pc=25bar。 由厚度計算公式 （ 51） 算得δ =15mm 考慮鋼板負偏差 C1=、腐蝕余量 C2=3，以及內(nèi)件的重量，最后圓整為20mm。 3）支座 由于反應塔的塔徑大，重量多，為立式支撐，支 撐擇裙座支撐，裙座材料選擇 20R。 4）保溫層 保溫層材料選擇兩層 80mm厚的巖棉。 5）防火層 防火層的選擇厚度為 50 mm 厚的噴射纖維防火層材料。 27 （ 3）反應器熱平衡分析 設定反應器入口溫度為 250℃，出口為 300℃，甲醇脫水反應是放熱反應，為保證反應器能維持在 250~300℃，設定管外沸騰水壓力為 ，飽和水沸騰溫度為 270℃。 精餾塔設計 在石油化工中，塔設備是一種重要的分離設備，本裝置在產(chǎn)品分離過程中，主要用到了二甲醚精餾塔和甲醇回收塔，二甲醚精餾塔生產(chǎn)出滿足要求的產(chǎn)品，二甲 醚的摩爾分數(shù) 99%，甲醇回收塔回收了 99%以上的未反應的甲醇，大大的提高了原料的利用率。 塔設計計算 以 T201 為例： 實際板數(shù)的計算 由《化工原理》下冊，對于輕碳氫化合物的全塔效率一般為 70%到 90%，本設計取其全塔效率為 。 ? TTENN? ??lN ??RN 171936 ????? lS NNN 全塔需要 36 塊塔板（不包括再沸器），從第 19 塊開始進料。 備注：模擬時的塔板數(shù)包括塔頂冷凝器（ ASPEN 默認冷凝器為一塊塔板）。 塔徑的計算 使用波津法計算精餾段塔徑： 28 表 51 精餾段計算結(jié)果 精餾段 波津法 板間距 HT/m 直徑 D/m HT D D/m3 由上表得，精餾塔直徑為 800mm，板間距為 450mm。 使用波津法計算提餾段塔徑 表 52 提餾段計算結(jié)果 提留段 波津法 板間距 HT/m 直徑 D/m HT D D/m3 由上表得，提餾段直徑為 800mm，板間距為 450mm。 塔高的計算 （ 1） 塔頂空間 高度取 （ 2） 塔底空間高度 取塔底產(chǎn)品停留時間為 3min mDLHhLmDSBS../4 . 8 2 mm in323????????? 取 HB 為 。 （ 3） 進料空間高度，本塔液相進料，取 1m。 （ 4） 塔的總高（有人孔的地方，板間距 800mm） 實際塔板數(shù)為 36 塊， 19 塊板進料。進料位置，塔頂塔底處各設 1個人孔，另外在第 1 28塊塔板處各設 1個人孔，人孔板間距 800mm,無人孔板間距 450mm. mHHHHHTiFBD ???????????? ? 塔的軟件計算 通過使用的 CUPTOWER 軟件，進行塔板流體力學校核。校核之后會得到塔的直徑、板間距、和開孔率等參數(shù)，并且可以得到一個塔板負荷性能圖。 29 人孔和手孔的選用 為了便于安裝、檢修或清洗設備內(nèi)部的裝置，需要在設備上開設手孔或人孔。人孔和手孔的結(jié)構(gòu)基本上是相同的。通常是在短筒節(jié)（或管子）上焊一法蘭，蓋上人（手）孔蓋，用螺栓螺母壓緊，兩個法蘭之間放有墊片，空蓋上帶有手柄。 人孔或手孔的選取原則： （ 1） 對于直徑大于或等于 800mm的塔，采用人孔而非手孔。 （ 2） 在處理清潔 物料時，每隔 6 到 8 塊塔板設一個人孔；當物料很臟需要經(jīng)常清洗時，每隔 3 到 5 塊塔板設一個人孔。 （ 3） 塔頂、塔底進料處必須設人孔。 （ 4） 凡是開有人孔的地方，塔板間距應等于或大于 600mm。 根據(jù)以上原則， T201 塔進行人孔選擇如下：由于 T201 塔徑為 800mm，故只需設人孔。每隔 8 塊板設一人孔， 在塔底，進料處共設 2 個人孔（除裙座上的兩個人孔）。人孔規(guī)格為 Dg =450mm300mm。人孔分布見下表 53。 表 53 T102 人孔分布 人孔序號 1 2 3 4 5 6 上塔板 封頭 6 13 18 27 36 下 塔板 1 7 14 19 28 封 頭 筒體的設計 （ 1）塔頂空間高度 HD 由塔頂部第一塊塔板到筒體與封頭接線的距離（不包括封頭空間）叫塔頂空間高度為了便于安裝人孔及破沫網(wǎng)，減少塔頂出口氣體的攜帶量，通常HD=，此處取 HD =。 （ 2）進料空間高度 HF 進料如果均為液相，進料空間一般稍大于板間距，并滿足人孔安裝空間需要即可。因此選定： HF= （ 3）塔底空間高度 HB 由塔底第一塊塔板到塔底封頭接線的距離稱為塔底空間。為了保證塔底產(chǎn)品抽出 的穩(wěn)定，使塔底液體不致流空，這里取塔底液體的停留時間 t=10min,則根據(jù)公式（ 51）進行計算如下所示： 30 2 4BMtHD ?? ??? (51) ρ—— 塔底液相濃度 ,kg/m3； M—— 塔底液相質(zhì)量流量， kg/h； D—— 塔筒體內(nèi)徑， m （ 4）筒體總高度 H = HB + HF + HD + ΣHi （ 52） 封頭的設計 采用橢圓形封頭，參照《化工原理課程設計》 P94表 3 2及 P145附錄 11公稱直徑為 800mm，曲面高度為 200mm，直邊高度為 40mm，封頭厚度為 18mm。 裙座的設計 塔設備的裙座分為圓筒形和圓錐形兩種。由于塔高與塔徑之比小于 30，因此采用圓筒形裙座。其上需開設排氣孔，人孔以及引出管孔，塔徑為 800mm時需要開設四個 ?50mm的排氣孔，兩個 Dg450的人孔 ，兩個引出管道孔。裙 座高度為 4米，裙座與筒體的焊接形式選擇對接。 塔板的設計 直徑大于 800mm時需將塔板分塊，分塊式塔板分為 2塊弓形板， 1塊通道板，數(shù)個矩形板。查《化工原理課程設計》 P102，可知當 D=800mm時，有 2塊弓形板，1塊矩形板， 1塊通道板。 接管的設計 （ 1）塔頂蒸汽出口管的直徑 dv 本塔為高壓操作，查《化工原理課程設計》 P104表 35,選擇導管中蒸汽流速： uv=17m/s,Vs=： 31 4SvvVd u?? （ 53） Vs—— 塔頂蒸汽體積流量， m3/h 算得內(nèi)徑為 ，根據(jù) 《化工原理課程設計》 p104表 38，選擇此管為公稱直徑 65mm，外徑 73mm，厚度 6mm的接管。 所以實際管子內(nèi)徑為 61mm，計算得實際流速為 ，符合規(guī)定。 （ 2）回流管管徑 dR 本塔回流方式為泵回流，選擇回流流速： uR=，則根據(jù)公式（ 54）進行計算如下所示： 4 SRRLd u?? （ 54） LS—— 塔頂回流體積流量， m3/s （ 3）進料管管徑 dF 本塔為高壓操作， 采用泵輸送料液， 選取料液速度： uv 2m/s,則根據(jù)公式（ 55）進行計算如下所示： 4 FFVVd ue?? （ 55） VF—— 為進料中的氣相流量， m3/h e—— 汽化分率 （ 4）塔底出料管徑 dw 取塔底出料速度 uw=1m/s,則根據(jù)公式（ 56）進行 計算如下所示： 4WwwLd u?? （ 56） LW—— 塔底液相出料體積流速， m3/h (5) 塔底至再沸器的接管管徑 dL 一次通過式再沸器，接管內(nèi)速度取 uL=, 則根據(jù)公式（ 57）進行計算如下所示： 32 4 LLLLd u?? （ 57） LL—— 塔底再沸器液體循環(huán)體積流速， m3/s， (6)再沸器返塔連接管管徑 db 對于熱虹吸式重沸器，選取經(jīng)驗氣速 ub=30m/s, 則根據(jù)公式（ 58）進行計算如下所示： 4 bbbVd ue?? （ 58） bV—— 塔底再沸器液體循環(huán)體積流速， m3/s 吊柱的設計 安裝在室外，無框架的塔設備，為了安裝及拆卸內(nèi)件，更換或補充填料，往往在塔頂設置吊柱。因為本塔安裝有框架設備，故不必安裝吊柱。 精餾塔結(jié)果匯總 33 表 54 板式塔計算結(jié)果匯總表 板式塔位號 T201 板式塔名稱 二甲醚精餾塔 項目 精餾段 提餾段 項目 精餾段 提餾段 塔徑 /板間距，mm/mm 450 450 浮閥 閥型 浮閥 浮閥 塔截面積 AT， cm2 5027 2827 排列方式 順排 順排 溢流方式 單溢流 單溢流 浮閥數(shù) N0 /開孔率Φ 22/ 15/ 降液管 尺寸 堰長 lw，