設備選型說明 反應器設 反應器設計原 反應器類型選 反應器工藝計算設 設計結果匯 反應器設計選型一覽 塔設備設 塔設備選 塔型的選 塔盤的類型與選 乙二醇精餾塔1工藝設 Cup-tower校核結 塔設備設計一覽 固定管板式換熱器選型說 設計任 換熱器工藝方案的確 換熱器工藝與機械計 換熱器選型一覽 壓縮機選型說 壓縮機選型依 壓縮機選型依據原 壓縮機工藝計算與選 壓縮機選型結 壓縮機選型一覽 泵選型說 泵的選型原 泵的選型依 泵的工藝計算與選 泵的選型結果一覽 儲罐與閃蒸罐選型設計說 設計選型依 設計選型原 儲罐的工藝計算與選 閃蒸罐的工藝計 儲罐與閃蒸罐選型一覽 管道選型設 管道選型依 設計要 管道選型方 管道選型一覽 工業爐選型設 工業爐選型依 選型原 選型要 選型結 總設備一覽 換熱 儲罐與閃蒸 壓縮 鍋 管 反應 反應器設計原

1反應器類型選反應器工藝計1-3-1反應溫度反應壓力設計溫度設計壓力空速/h-1-3-2EO-PressureVapor11MoleFlowMassFlowVolumeFlow MassFlowC2H4O-000000000MassC2H4O-000000000????=

=306715÷2=床層體積?顆粒體其 取催化床層孔隙率所以床層體積為 V=VR÷（1-u0——空床液體

????

v0——每個反應器的進料體積流??

=7.66??24.2

=????= ????=4??0=4×0.04=則管 n ≈5698 排管把整個管板按301230°區間陣列而成。取不布管區域直徑為200mm。t=1.1??0=1.25×0.045= S ??2 ×0.056252= √3742×0.002740+0.785×√????

=???=

????

1? ( )(??3 p——壓力f'——修正的磨檫系數；

f′ +????,??=??(1???ds——催化劑的顆H——床層高度μ——流體的絕對黏度，Pa·s由前面計算：u0=10000m/h=2.77m/s；εB=0.15；ρ=0.751kg/m3μ=0.023cP=0.023×10-3Pa·s；ds=9.0mm=0.009m0.009×0.751×????,??

0.023×0.001×（1?

=

??′=1.75+ =1.91?P=2.14×0.751×

1? 中選取：殼體、列管、管板、封頭、法蘭材料為09Mn2VDR。中選取：殼體、列管、管板、封頭、法蘭材料為09Mn2VDR。焊接方式：選為雙面焊對接接頭，全部無損檢測，故焊接系數根據GB713-2008《鍋爐和壓力容器用鋼板》和GB150-201109Mn2VDR16~36mm，查得材料的許用應力pc——設計壓

δ2[??]??? δ

設計厚 ????=?????1???2=22.58?0.3?2=圓整后名義厚度 ????= ????=1.25?? =1.25×2.9× =

????=???????1???2=10?0.3?2=????

????(????+????)2×????

=<0.9??????=0.9×1×470=2002201-3-1250944.419kW1.1，則每個Q’=1.1Q/2=1.1×50944.419÷2=28018.72床層對壁面的給熱系數內壁的給熱系數α1可按下式計算： ??1× ????·u· = · ? di——反應管內徑，m；w/（m·Kg—u——氣體流速，m/s；由Aspen模擬可得出λg=0.04w/（m·K，μg4.2×10-5Pa·s，ρg=0.782則床層對壁面的給熱系數α1=224.65反應管導熱系數1K1×??2+d2??????2+ 其中α2為水蒸氣的對流給熱系數，其α2=2581K= =108.75w/(??2·K) ×45+0.045????45+ ?????=???1?????200220℃。水蒸氣進口溫度為出口溫度為21015??????= =????需

=??·A需=451.44 =π×d×L×實A實=2415.19Vin=76678.7m3/h5m/sd=

=√2×76678.7/3600=0.582??16×3.14×5所以選取螺旋縫埋弧焊d=

=√4×76678.7/3600=0.229??16×3.14×5所以選取螺旋縫埋弧焊Di=4500mm，選取整體沖壓成型，則焊接接頭系數φ=1.0， 2.9× = 2[??]????? 2×270×1?0.5×設計厚度 ??dh=???+??2=24.23+2=09Mn2VDRC2=0.30mm，根據鋼板厚度規格，可選名義厚度n=30mm。設計結果匯1-4-1進料量進料氣溫度反應溫度反應壓力催化劑床層體積反應管數（根反應管長度反應管尺寸φ45×反應器主體直徑反應管中心距進口出口反應器進口管尺寸反應器出口管尺寸反應器設計選型一覽21進料量進料氣溫度反應溫度反應壓力催化劑床層體積反應管數（根反應管長度反應管中心距進口溫度出口溫度反應器進口管尺寸反應器出口管尺寸塔設備

2年產250萬噸常壓減壓煉油裝置中耗用的鋼材重量占62.4%，在年產60-120萬塔型的表2-2- 填料塔與板式塔的比（生產能力綜合考慮，本項目中T301塔采用板式塔。塔盤的類型與2-2-2分離要求高、塔分離要求較低的表2-2- 幾種主要塔板性能的量化比511393乙二醇精餾塔1工藝液相負荷最大的第12塊塔板進行手工計算和校核；122-1蒸餾塔（T101）12kg/kg/Lumax CL 1/L1/ 782.7751/h LVhV

圖2-3-1 HThL0.450.070.38m0 40.1780C L20

0.0628

umax 1.699m/，D ，按標準塔徑圓整后DAD20.7851.42 u1.4320.93m/塔效率依據經驗算法求算：選用ET0.170.616logmET0.170.616logm0.17-0.616log0.4330.39 NT121E實E

（塊①堰長取堰長lW0.75D0.75D②溢流堰高度由hWhLhOWhow L2 0.013536002/ Eh

1

0.040m

lW

hWhLhOW=0.06-③Wd和截面積 W由

，

圖5-3- 弓形降液管參數所 Af0.1231.539Wd0.1791.40.251m3600AfH根 3600Af

36000.19590.456.53s ④降液管底隙高度h 3600lu，取u0.25mWh 0

0.0135 0.051m 3600lW 36001.05hWh00.060.0510.009m①塔板的分塊D≥800mm4表2-3- 單溢流型塔板分塊塔徑3456取破沫區寬度：WSWS0.075m

r2r2x

180 r

xDWW1.4(0.0750.251) rDW1.40.035 0.6652 0.6652arcsin0.3740.6652Aa2 取閥孔動能因子F010

u0

F0 8.44m/N d 0.7850.0392 4 浮閥排列方式采用等腰三取同一橫排的孔心距t55mm0.055m，則可按下式估算排間距t，即tAa

120

0.064m要占64mm因小于此值，取t按t55mm，t50mm，等腰叉排重新排得閥數為1441-3N=144u 0.7850.0392

8.33m/F0 閥孔動能因數F09～12塔板開孔

0.93100%2.4.4①干板阻力 1

1825 13.53m/s因為uOuOC，按下式計算 0 0 hC19.9 19.9 ②板上充液層阻力

hlOO是反映板上液層充氣程度的因數，稱為充氣因數，因為液相為乙二醇，所以取充氣因數O0.5所 hlOhL0.50.060.030m液③液體表面張力所造成阻力浮閥塔的hhPhChlh0.0370.03000.067m液柱則單板壓降PPhPLg0.067782.7759.81為了防止液泛現象的發生，要求控制降液管中清液層高度H (HThWHd可用下式計算，即 hPhLhPhP0.067m②液體通過降液管的壓頭損失hd hd S0.153 lWhO 1.051.432 ③板上液層高度hLhL則 取0.6，又已選定 0.45m，hW HThW0.60.450.06Hd

hW 1.36LSZ KCF

LV 0.78KCFZLD2Wd1.420.251K2.0，由泛點負荷系數圖查的CF0.133

圖2-4- 泛點負荷系數 1.360.0135

782.775 100%1.00.133

782.7751.4030.782.00.133

100%根據以上兩條式子算出泛點率都在V 1.36LVS

KCFVSVS1.36LS

2.00.133VS2.00Ls值，按照上式計算出相應的Vs值列于下表中；據此，可作出霧沫夾帶線u

L 2.84

2/3Hh5.34V S 1Oh E S

l

WO V21.45699.12L21.24L LsVs3600AfHT

以5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則L AfHT0.19590.450.0176m3/S F

5uOF1

O

5計算， ，V

2

d2N 4 4OF以FO5OF

d O O

d2N 0.7850.0392 0.7258m3/

0.006mLs2.843600L 2/E Smin 0.0061000

3/0.0061000 LSmin 2.841 3/ 0.00089m3/ 0.722-3-9乙二醇蒸餾塔（T101）實際塔板N塊mDm塔板--溢流管型--mm溢流堰寬m降液管底隙高m邊緣區寬m安定區寬m板上清液層高mTN孔?%K-2①進料管D D，取uF20ms，

0.302m查標準系列取443.1420取出口氣速u20ms，③回流管

D 0.302m443.145.0取uR5.0ms

0.126m查系列標準取150④塔釜出料管取

D5.0ms

0.059m 4 3.14 4 3.145.0⑤塔釜進氣管D

43.1443.14取氣速

20ms查系列標準取200①筒體P1.2PW1.20.41設計溫度t=t最高+15= C

2 2t 21850.8根據C1②封頭

0.5mm及鋼板厚度規格，取n設計壓P1.2PW1.20.41設計溫度t=t最高+15=d 22

21850.80.50.4922.0根據C10.5mm及鋼板厚度規格，取n由公稱直徑DN1400mm，查得封頭總深度H390mm，內表面積A2.29m2，容積V的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑00m，取裙座壁厚0mmDbi1400220)0.314001020mmDb01400220)0.314001860mm圓整：Dbi1100mm，Db01900mm①人孔板間距因為設有人孔，所以有人孔的板間距取HT0.5mZ28HT2HT280.4520.5③塔頂空間高度取HD1.5HT1.50.45④塔底空間高度液停留時間為4分鐘，則 V

48.484600.7851.42

⑤封頭高度H1⑥裙座高度H2HZHDHWH1H213.40.6752.10.394Cup-tower校核結2-4-12-4-22-4-3圖2-3- 塔板縮略塔設備設計一塔設備選型設計結果如2-5 數量類型111111111設計任

1的冷凝器（全凝器）進行設計選型，以達到精制塔的冷凝回換熱器工藝方案的確列管式換熱器可根據其結構特點，分為固定管板式、浮頭式、U形管式、填料表3-1-3各類換熱器特性不應大于60℃U大，為了滿足允許的壓力降一般選用Ф19mm25mm的管子。對于有氣液兩相流的工藝物流，一般選用較大的帶來。殼徑較大的換熱器采用較長的管子可降低單位傳熱面積的金屬耗量，更增大，一般選用范圍為管外徑的1.25~1.5倍。之間進行換熱時，低溫端的溫差不應小于20℃。的冰點，一般高5℃。5℃表3-1-2允許的壓力降范圍9.8104~16.73.9103~16.7采用正方形管子排列，并可用可拆式（浮頭式、填料函式、U形管式）換熱器工藝與機械計1 3-2-2AspenExchangerDesignandRating該計算結果所得換熱器結構如下3-2-33-2-3熱負荷所需換熱面積換熱管數目/管心距管壁厚度慮到管程壓力較大，管子選用20號鋼。表3-3- 換熱器管板數DbDesignandRating計算得到折流板數據如下：3-3-2ExchangerDesignandRating3-3-3ExchangerDesignandRating3-3-4AspenExchangerDesignandRatingJB/T4715-1992《固定表3-4-1AESX(Y)800-2.5-40-3/19-2REa(b)換熱器參數整臺凈重傳熱面積換熱管數目/殼徑設計壓力所需換熱面積225.3m2，所選換熱器傳熱面積242.9m2，富余量7.8%,可用。圖1-4-2冊》數據，一般情況下，操作壓力在0.7~10bar0.35bar1-4-20.35bar一般情況下，冷卻水在管程常見流速是0.7~3.5m/s；氣體再殼程的流速在3~15m/s。圖1-4-2給出，所選換熱器的冷卻水在管程流速是3.43m/s，氣體在殼程的流速是13.1m/s，軟件計算也未，所以合適。圖3-4-2AESX(Y)800-2.5-40-3/19-4REa(b)列管換熱器選型一3-4操作壓力換熱面積42加熱換熱器11加熱換熱器21加熱換熱器31換熱器12換熱器21換熱器31換熱器12換熱器22換熱器51操作壓力112211111111壓縮機選型依

4-1-1Pd4-1-2（4）V4-1-4VVPd4-1-31壓縮機選型依4-1-3往塞壓縮機工藝計算與選表4-3-11流量/kg·h-進氣溫度進氣壓力進氣壓力壓縮比壓縮比

出=12.0bar=進

B=??2??11+2??1??2??12+

(??0+根據Prausnitz對計算Tcij、Pcij和ωcij混合規則 (1??? ??3+????????=( ????2(??????+???????? = =ω+ = 在近似計算中，kij0

混合氣體組成為水占4-3-1水混合氣體臨界溫度：Tc12=（647.3K×469.0K）0.5=550.98臨界體積 Vc12=[（0.0561/3+0.141/3）/2]3=0.0917臨界壓縮因子 臨界壓力 混合氣體偏心因子 水在該狀態下對比溫度 其第一，第二維里系數可用Pitzer關聯式計算B0=0.083-0.422/Tr11.6=-0.733m3/kmolB1=0.139-0.172/Tr14.2=-0.831同理可算得環氧乙烷的B0=-0.403m3/kmol 混合氣體的B0=-0.547m3/kmol B1=-0.354m3/kmolB22=（-0.403-0.111×0.2）×8.314÷7.194=-0.449m3/kmolB12=（-0.547-0.354×0.272）×8.313×550.98÷12166.23=-0.242B=??2??11+2??1??2??12+ =0.5132×（-0.254）+2×0.513×0.487×（-0.242）+0.4872×（-=-0.295Z=1+(-0.295×10- N=9.087× ???????1??????1(?????1?1)式中N——壓縮機軸功率（kW）—壓縮機進口氣體溫度（K）—氣體常數（kg·m/kg·K）Z——ε——壓縮比qR——氣體質量流量設壓縮機傳動效率μc=0.93，機械效率μm=0.96，則壓縮機效所以計算得到軸功率為：N=807.23NM=1.1N=1.1×215=887.95壓縮機選型結4-3-2溫度進口流量出口流量進口壓力出口壓力軸功率 中山大學Vector團軸功率原動機功率泵的選型原AFB不銹鋼耐腐蝕泵，CQF工程塑4、介質粘度較大（大于650~1000mm2/s）（齒輪泵、螺桿泵5、介質含氣量75%，流量較小且粘度小于37.4mm2/s泵的選型依常可取正常流量的1.1～1.5倍作為最大流量。4、裝置系統的管路布置條件指的是送液高度送液距離送液，吸入側最5TP（絕對、排出側容器壓力PZ、海拔高度、環境溫度操作是間隙的還是連續的、泵的工藝計算品中的化工泵類型，如IHH化工離心泵、DFCZ化工泵、IS型清水泵等。將所需要的流量qVH畫到該形式的系列型譜圖上，看其交點M落點M不是恰好落在四邊形的上邊線，則選用該泵后，可應用切割葉輪直徑或降低工作轉速的方法改變泵的性能曲線，使其通過M點。這就應從泵樣本或系列性能表中查出該泵的泵性能曲線，以便換算。如果交點M并不落在任一個工作表5-3- DFCZ臥式化工流程泵簡工離心泵。符合API610以及ISO2858/DIN24256標準。m-℃表5-3- IHH化工離心泵簡IHHIH型化工流程泵的更新換代產品。該主要用于石油、化工、合成纖維、電站、冶金、食品及等工業m-℃表5-3- IS型清水泵簡ISISO2858BA80℃，允許進口壓力0.6MPa。塔的泵P0401為例做計算說明。的環氧乙烷水溶液送到乙二醇原料汽提塔中。溶液進口壓力為0.7bar，出口壓力為10bar，有底閥（帶濾網）1個，閘閥2個，止回閥1個，90彎管2個，錐形12m3m10m，管路阻力損失系數均取0.02，出口管裝有截止閥1個，閘閥3個，90o彎頭2個，錐形變徑管1個。Aspen-PlusP04015-4-1P0401ρkgm3Qm3h壓力μ出口壓力T工藝介質從原料罐V0401輸送到蒸發塔T0402，壓送高度為10m，管長1個，904251取流速，u2m/s

d

0.102m4436003.14選用1106mm無 ，內徑d1 HZ

P

u f f 1 2 f f 1 2 3Z為為兩截面處位

hf1為直管阻hf3u

10.772d21

1.75m/Redu0.1101.75771.98由流速和密度可算雷諾 絕對粗糙度0.15mm，相對粗糙度0.15 查圖得摩擦系數兩截面處位頭差Z

P 由原料罐出料與預分餾塔進料壓力可知：因為流速不變，所以2gl hf1d2g0.0210.11029.81hf2

771.98管路中底閥1個，904個，錐形變徑管2個，閘閥5個，截止閥止底閥阻力系數7.5，截止閥阻力系數6.4，900.75，錐形變徑管阻力系數0.75，閘閥阻力系數 u2 hf hf3

0.75 0.75 0.17

2則 H1012.2800.36428.430考慮到一定的余量，取揚程1.1H1.151.075①選泵控制界面如下，輸入流量和揚程，共有 IH65-40-5-4-1②泵的工作曲泵的工作曲線如5-4-2③泵的安裝尺泵的安裝尺寸如2-4-3④安裝信泵的安裝信息如2-4-4泵的選型結果

5-4-1℃81水41442解吸42222水2DEG溶2DEG溶24水22222設計選型依設計選型原儲罐量的確1～3月的生產用量為宜，但回流罐：蒸餾塔回流罐一般考慮5min10min左右的液體保有量作冷凝0.80.85，存放氣體的裝填因數是1。儲罐的工藝計算與選根據乙二醇MSDS的要求，乙二醇應按易燃液體標準。溫度為25℃，壓力為常壓。乙二醇的產量為37.496m3/h。設時間為220小時，0.85，則儲罐容積應為V實際=9704.84m3。由于體積偏大，所以采用四個立式儲罐二乙二醇，則每個儲罐容積應為V=2426.21m3。選擇HG21502.1-92系列的鋼制立式圓筒形固定頂儲罐，材料為不銹鋼304，具體參6-2-1公稱容積計算容積儲罐內徑儲罐高度拱頂高度總高罐底壁厚罐底面積根據二乙二醇MSDS的要求，二乙二醇應按易燃液體標準。設裝填系數為0.85，則儲罐容積應為V實際=362.09m3。由于選擇HG21502.1-92304，具體參數如6-2-1公稱容積計算容積儲罐內徑儲罐高度拱頂高度總高罐底壁厚6罐底面積閃蒸罐的工藝6-4-1操作溫度氣相流量將上表數據輸入到“立式氣-液分離工藝計算.xls”工作界面，結果6-4-2立式氣-液分離工藝計算.xls6-4-2立式氣-液分離工藝計算.xls6-4-3設計溫度設計壓力壁厚8高度罐體內徑儲罐與閃蒸罐選型一6-5 設計壓力操作壓力1不銹1不銹4不銹1不銹1不銹1不銹1不銹81不銹51不銹4不銹1不銹管道選型依

《鋼制管法蘭類型與參數（II系列 GB/T9112-《管道等級號及管道材料等級表 HG20519.38-《管道儀表流程圖管道編號及標注 HG20559.4-《管道儀表流程圖管道編號及標注 HG20559.4-《化工裝置管道材料設計工程規定 HG/T20646.2-《管道儀表流程圖上的物料代號和縮寫詞 HG20559.5-《工業金屬管道設計規范 GB50316-《壓力管道規范工業管道 GB/T20801-設計要流速一般不宜超過4m/s；氣體流速一般不超過其臨界速度的85%，真空下最大不超過100m/s；含有固體的流體，其流速不應過低，以免固體沉積在管內而堵管道選型方在工藝流程中，每股物流的流量都是一定的，在此情況下，管徑d與成反7-3-1常用流速范圍易燃易爆的低壓氣體（如乙炔等40~60、 d=2×1000×

√ √= Qm3/h；dmmum/s。根據本工藝的生產條件（液相、氣相物料粘度較1m/s（100mm時）1.5m/s（100mm時流股流速則均取20m