第第頁6萬噸年產(chǎn)量的環(huán)己酮的生產(chǎn)設(shè)備設(shè)計與選型分析計算案例目錄TOC\o"1-3"\h\u123896萬噸年產(chǎn)量的環(huán)己酮的生產(chǎn)設(shè)備設(shè)計與選型分析計算案例 1197141.1塔設(shè)備 111171.1.1塔設(shè)備概述 1177041.1.2塔型比較 1253101.1.3板式塔性能比較 2274941.1.4設(shè)計實例 3263731.2反應(yīng)器 10179091.2.1設(shè)計任務(wù) 10162331.2.2反應(yīng)器的選型 10115721.2.3設(shè)計實例 11160091.3換熱器 13324711.3.1換熱器類型的選擇 1350471.3.2設(shè)計實例 131.1塔設(shè)備1.1.1塔設(shè)備概述作為化工中傳質(zhì)的主要設(shè)備，例如氣液間吸收塔、液液間的萃取塔或脫吸塔或用于干燥氣體的塔，塔設(shè)備在化企等行業(yè)中被廣泛應(yīng)用。其在化工生產(chǎn)中有著舉足輕重的地位。近代以來，隨著社會生產(chǎn)力的進步，人民對物質(zhì)美好生活的向往，為了滿足不同反應(yīng)與提純的需求衍生出了一批批形態(tài)各異的塔，相信未來塔設(shè)備也會陸續(xù)更新。但是，在已有的塔設(shè)備中，大體上可以根據(jù)塔內(nèi)部結(jié)構(gòu)的差異，將塔分為板式和填料式[14]兩大類。1.1.2塔型比較板式塔：在操作方式上，氣液兩相在每層塔板上成錯流流動，但對于整個塔來說，則氣上液下成逆流流動。塔板作為液體與氣體相互傳質(zhì)、傳熱的基礎(chǔ)裝置。兩相組成沿著塔高做階躍式變化。填料塔：屬于直立型圓筒，填料分為規(guī)整填料和散裝填料且分布在塔底支架之上。氣體從塔底通入，液體由分布器（或再分布器）淋灑在填料層表面，分散成液膜。填料的潤濕表面成為氣、液傳質(zhì)接觸的傳質(zhì)、傳熱的主要場所。兩相的組成沿塔高連續(xù)變化。表4-1板式塔與填料塔的對比序號板式塔填料塔1塔徑較小時安裝較困難造價一般比板式塔低2效率較為穩(wěn)定，且塔徑增大有利于分離塔徑增大不利于分離3空塔速度高空塔速度（生產(chǎn)能力）低4檢修清理操作相對容易檢修費用相對大5壓降相對大壓降小6氣液比大液相噴淋量決定傳質(zhì)效率7多數(shù)采用金屬材料制作，結(jié)構(gòu)較為復(fù)雜可用耐腐蝕非金屬材料制作，結(jié)構(gòu)簡單8持液量大持液量小1.1.3板式塔性能比較性能如下圖所示。圖4-1塔板性能比較注：0—不好；1—尚可；2—合適；3—較滿意；4—很好；5—最好1.1.4設(shè)計實例下面以醇酮分離塔T-202為例，進行塔設(shè)備的設(shè)計說明：醇酮分離塔T-202的操作壓力為4~6kpa，理論板數(shù)20（包括塔頂冷凝器和塔釜再沸器），于第12塊塔板上方進料，進出口物料見表4-2：表4-2丙烯回收塔物料表質(zhì)量流量W/（kg/h）密度/（kg/m3）體積流量V/（m3/h）進料11918.7897.2813.28塔頂產(chǎn)品7749.95909.048.52塔底產(chǎn)品4168.75891.121.68使用RadFrac模型進行塔內(nèi)件設(shè)計，取最大氣液負荷板的水力學(xué)參數(shù)，選擇浮閥塔盤類型FLEX-AO，初選擇塔板間距0.8m，塔徑2.4m進行模擬。得到塔內(nèi)件尺寸。Aspen提取的水力學(xué)參數(shù)如下圖4-2：圖4-2塔板物性參數(shù)（1）塔徑計算已知：汽相的平均質(zhì)量流量、平均密度和平均體積流率為：mV=5.836kg/sρv=0.1737kg/m3V=31.11m3/s液相的平均質(zhì)量流量和平均密度為：mL=5.155kg/sρL=900.2kg/m3L=0.005733m3/s液相表面張力為：σ=0.02838N/m則氣液兩相流動參數(shù)FP=mLmV（ρvρL）0.5初選塔板間距HT=0.8m，板上液層高度hL=0.05m，則HT-hL=0.75m查史密斯關(guān)聯(lián)圖，圖4-3史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.15氣相負荷因子C=C20/(20/σ)0.2=0.15/(20/28.38)0.2=0.161極限空塔氣速umax=CρL?ρvρ為了避免液泛，精餾設(shè)有安全系數(shù)，實際空速u=為極限空速的0.6～0.8倍，在此取安全系數(shù)0.7，空塔氣速u=0.7×11.59=8.113m/s，塔徑D=（4V/πu）0.5=(33.598/(0.785×8.113))0.5=2.297m，圓整后取2.4m。（2）堰設(shè)計本次設(shè)計選取單溢流弓形降液管，單流行l(wèi)w/D=0.5-0.7，取0.6進行設(shè)計。堰長lw=0.6×2.4=1.44m，L/lw2.5=20.64/1.442.5=8.29查弓形堰校正系數(shù)圖（圖4-4）得：E=1.03由弗朗西斯公式，堰上液層高度how=0.00284×E×(L/lw)2/3=0.00284×1.03×(20.64/1.44)2/3=0.0173m減壓塔塔高應(yīng)在15mm~25mm;取板上液層高度hL=0.04m,則堰高hw=hL-how=0.04-0.0173=0.0227m，圓整取23mm，符合減壓塔規(guī)定。圖4-4弓形堰校正系數(shù)降液管設(shè)計降液管底與板距離ho應(yīng)小于堰高，取降液管底隙高度ho=20mm。降液管的寬度Wd與截面積Af可由下圖查取。圖4-5弓形降液管的幾何關(guān)系取lw/D=0.6，由圖得：Wd/D=0.1;Af/AT=0.052。(AT=π.D2/4=1.524m2)所以，Wd=0.1×2.4=0.24m,Af=0.052×1.524=0.2354m2。（4）浮閥數(shù)目n及開孔率Φ取FLEX-AO浮閥的孔徑d0=35mm、按正三角形排列。塔板工作面積Aa指的是板上鼓泡得面積，因湍動可以擴散到邊沿，故此面積并不限于板上開孔的區(qū)域，多數(shù)設(shè)計中，可取Aa=AT-2Af故Aa=1.524-2×0.2354=1.053m2通?？扇】组g距t=（2.5-5）d0，故令t=2.6d0=2.6×0.035=0.091m。故浮閥數(shù)目n=1.155Aa/t2=1.155×1.053/0.0912=566開孔率Φ即：Φ=A0/AT=n(d0/D)2=566×(0.035/2.4)2=0.12在常壓塔、減壓塔中開孔率為0.1-0.14，設(shè)計滿足要求。（5）塔高計算實際塔板數(shù)N=20塊；取塔頂空間高度HD=1m；設(shè)有人孔處的塔板間距取H’T=0.8m；一般可以間隔5塊塔板開一個人孔，故S=4。進料段高度HF與物料狀態(tài)和塔盤結(jié)構(gòu)有關(guān)，且一般大于塔板間距，最終設(shè)定HF=1.0m；塔底空間高度的設(shè)定是為了起到塔液緩沖的作用，以保證塔底料液不至排完。對于塔底產(chǎn)量較大的塔，塔底容量可取小些，取3~5min的儲量。這里取塔底空間高度HB=1m。綜上可知塔總體高度H（不包括裙座）H=HD+(N-2-S)HT+S×H’T+HF+HB=1+(20-2-4)×0.8+4×0.8+1.0+1=17.4m將上述計算數(shù)據(jù)導(dǎo)入AspenPlus進行水力學(xué)校核，如下圖4-6：圖4-6塔板幾何尺寸得到塔板負荷性能圖，如下圖4-7。各塔板液泛率均在合理范圍之類，側(cè)壁降液管停留時間均在4s以上，所有塔板得操作點在正常區(qū)間范圍之類。圖4-7塔板負荷性能圖（6）設(shè)計結(jié)果匯總見下表。表4-3環(huán)己酮與環(huán)己醇分離塔設(shè)計結(jié)果名稱數(shù)值塔型浮閥塔塔徑D2.4m塔板間距HT0.8m溢流型式單溢流空塔氣速u08.113m/s堰型平直堰堰長lw1.44m外堰高hw0.023m板上清液層高度hL0.04m降液管底與板距離h00.02m孔徑d00.035m孔間距t0.091m開孔區(qū)邊緣與塔壁距離Wc0.05m開孔區(qū)邊緣與堰距離Ws0.1m孔數(shù)n566開孔面積A0.5446m2塔高H（不包括裙座）17.4m1.2反應(yīng)器1.2.1設(shè)計任務(wù)本次設(shè)計反應(yīng)器的的主要設(shè)計任務(wù)是選擇反應(yīng)器的類型和操作方法，然后根據(jù)反應(yīng)操作條件和物料性質(zhì)，計算所需反應(yīng)溫度、反應(yīng)壓力、反應(yīng)空速及反應(yīng)器體積，進而進行反應(yīng)器內(nèi)部構(gòu)件的選型與尺寸的計算，此外還應(yīng)考慮經(jīng)濟的可行性和環(huán)境保護等方面因素，即應(yīng)符合“合理、綠色、經(jīng)濟”的原則。1.2.2反應(yīng)器的選型反應(yīng)器是化工生產(chǎn)的關(guān)鍵裝置。由于化學(xué)反應(yīng)有所不同，為了適配各種反應(yīng)的機理，反應(yīng)器的類型同樣繁多。優(yōu)良的反應(yīng)裝置可以提高反應(yīng)轉(zhuǎn)化率，簡化反應(yīng)過程，此外對原料和產(chǎn)品的處理、分離速率也會有所提高。本次設(shè)計使用的催化劑為固體催化劑（Cu基氧化鋁催化劑），原料的物理狀態(tài)為氣態(tài)，常見的氣固反應(yīng)裝置主要有兩類：固體床與流化床。固定床反應(yīng)器作為氣固反應(yīng)裝置在我國被廣泛應(yīng)用，技術(shù)也較為成熟。其催化劑按照一定的堆積方式固定在床層上。氣體原流料經(jīng)床層在催化劑表面進行反應(yīng)，產(chǎn)物隨即離去，床層具有一定的壓降。該反應(yīng)器主要又分為軸向、徑向絕熱式反應(yīng)器和列管式固定床反應(yīng)器。前兩種絕熱裝置適用于反應(yīng)熱不大的場合，并不適合此次設(shè)計。而列管式固定床反應(yīng)器適用于反應(yīng)熱效應(yīng)大的場合。流化床反應(yīng)器，適用于氣固或液固相反應(yīng)的過程。氣體或液體通過催化劑固體層使固體顆粒懸浮，并在流動過程氣體在活性位點進行反應(yīng)。該反應(yīng)器主要應(yīng)用于有催化劑快速失活需要將其及時采出的過程或則催化劑性質(zhì)較為穩(wěn)定的流體相加工過程。由于流化床反應(yīng)器返混嚴重，導(dǎo)致氣體反應(yīng)不夠完全。本次設(shè)計環(huán)己醇脫氫催化反應(yīng)熱效應(yīng)較大，同時固定床反應(yīng)器操作較容易、技術(shù)較成熟。綜上所述，本設(shè)計采用列管式固定床反應(yīng)器。1.2.3設(shè)計實例設(shè)備操作條件：壓力1bar，溫度225℃，液體空速為1h-1。催化劑為球形催化劑[15]dp=5mm,床層孔隙率ε=0.6。設(shè)計生產(chǎn)能力為6萬噸/年；生過程安全系數(shù)：1.05；年操作時間：8000小時。設(shè)備進出口物料的物性參數(shù)見表4-4。表4-4反應(yīng)釜R-101進出物料表質(zhì)量流量W/(kg/h)密度ρ/(kg/m3)體積流量V/(m3/h)溫度℃進口物料12149.32.45112.88217出口物料12149.31.5821611.69225催化劑體積與床層截面積催化劑總體積VR（m3）是決定反應(yīng)器主要尺寸的基本依據(jù)，其計算公式如下所示:VR=V總/Sv式中：V總——原料液體流量，m3/hSv——空速，h-1進入反應(yīng)器得液體原料體積由AspenPlus數(shù)據(jù)可知為：V總=12.88m3/h故VR=12.88÷1=12.88m3床層截面積A計算：A=VR/H式中：H——催化劑床層高度，m。取5.6m。故A=12.88÷5.6=2.3m2反應(yīng)管數(shù)選定38mm×3mm的無縫鋼管。反應(yīng)管內(nèi)徑：d=38-3×2=32mm反應(yīng)管根數(shù)：n=VR/(0.785d2.H)=12.88÷(0.785×0.0322×5.6)=2862，采用正三角形排列。反應(yīng)器內(nèi)徑反應(yīng)管三角形排列，取管心距t=1.4d0=1.4×0.038=0.0532m，則管排總截面積為：At=n.t2sin60°=2862×0.05322×0.866=7.015m2反應(yīng)器內(nèi)徑為：D=4At/π+2e=4×7.015/床層壓降查得壓降公式如下：?P=fm.ρ.u02H.(1-ε)/(ε3.2dp)修正系數(shù)：fm=150/Rem+1.75其中，Rem=dpu0ρ/(μ.(1-ε))式中，fm——修正得摩擦系數(shù)；u0——空塔線速，m/s；ρ——流體密度，kg/m3；dp——催化劑顆粒直徑，m；ε——床層孔隙率；H——床層高度，m；μ——流體的絕對粘度，pa.s；取u0=1.2m/s，ε=0.6，ρ=2.451kg/m3，μ=1.194×10-5pa.s，dp=5mm故Rem=0.005×1.2×2.451/(1.194×10-5×(1-0.6))=3079修正系數(shù)：fm=150/Rem+1.75=150/3079+1.75=1.799床層壓降：?P=1.799×2.451×1.22×5.6×(1-0.6)/(0.63.2×0.005)=6582Pa壓降小于反應(yīng)總壓力0.1MPa的0.15，所以可行。設(shè)計結(jié)果匯總見下表。表4-5反應(yīng)器設(shè)計結(jié)果項目參數(shù)溫度℃225壓力Mpa0.1催化劑顆粒密度g/ml1.3-1.4催化劑裝填系數(shù)f0.8床層孔隙率0.6床層體積/m312.88床層截面積/m22.3床層高度/m5.6反應(yīng)管長度/m7.0床層壓降/Pa6582反應(yīng)器內(nèi)徑/m3.2列管根數(shù)2862列管尺寸38×3mm1.3換熱器1.3.1換熱器類型的選擇換熱器利用流體溫差在不相互接觸的情況下實現(xiàn)熱量的傳遞，為人熟知的換熱器有塔頂冷凝器和塔底再沸器。在一個反應(yīng)體系引入換熱裝置，一個方面是為滿足生產(chǎn)工藝條件，另一個方面是提高系統(tǒng)的熱效率，例如將高溫產(chǎn)物與低溫原料進行熱交換，節(jié)省了物料加熱或冷卻所需的能源。間壁式換熱器在如今的化工企業(yè)使用頻率最高。該換熱器中兩種流體在兩種管道中流動，通過管壁進行熱交換。間壁式換熱器按照結(jié)構(gòu)不同可分為管殼式、板式、管式、液膜式等型式。其中管殼式換熱器又可以細分為固定管板式、浮頭式與U形管式換熱器?；どa(chǎn)過程中如果冷熱流體的溫差不大時，可采用固定管板式換熱器，當溫差較大時殼體可以增設(shè)膨脹節(jié)或者采用浮頭式換熱器。U形管式換熱器由于其清洗管道較為困難且損壞不易換置、熱效率較低等因素成為次要選擇。本次設(shè)計流程中，冷熱物料換熱溫差均不太大，大多可采用固定管板式換熱器，存在個別換熱溫差較大的情況，則采用浮頭式換熱器或者通過增設(shè)殼體膨脹節(jié)、改變材料、增設(shè)殼體厚度等方式實現(xiàn)固定管板式換熱器的可行性。1.3.2設(shè)計實例本次設(shè)計中所用到的換熱器類型有E-102冷凝器、E-103再沸器、蒸發(fā)器、冷卻器和流體間換熱器。下面以換熱器E-102為例，進行選型。換熱器E-102熱流股為反應(yīng)器產(chǎn)品氣相混合物，冷流股為回流的環(huán)己醇與原料的液相混合物。設(shè)定熱流股出口氣相分率為1，換熱過程冷、熱流股均無相態(tài)轉(zhuǎn)變。物性條件如下表所示：表4-6換熱器E-102流股物性項目殼程管程物流產(chǎn)品蒸汽液相原料進口溫度/℃22558.14出口溫度/℃131.6123.1殼程定性溫度：（T1+T2）/2=179.8℃管程定性溫度：（T1+T2）/2=90.62℃由AspenPlus模擬數(shù)據(jù)可知：表4-7殼程與管程物性參數(shù)物性殼程管程溫度/℃179.890.62密度/kg.m-31.6855.9定壓比熱容kJ.kg-1.K-12.02.8熱導(dǎo)率W/(m.k)0.04820.1264黏度mpa.s0.0121.06體積流量m3/h785611.2換熱器初選由Aspen得到該冷凝器熱負荷為：Q=601.984KW；平均傳熱溫差：假定傳熱系數(shù)K=150W/(m2.K)，則換熱面積：初選換熱管規(guī)格為Φ19×2mm假定管內(nèi)液體流量為u=1m/s，則理論所需管數(shù)為n=L/(0.785u.d2i)=11.2/(0.785×1×0.0152)=23根假定為單管程，則理論換熱管長為L=A/(π.d0.n)=45.3/(π×0.019×23)=33.0m顯然，應(yīng)該使用多管程，現(xiàn)取管長l=9m，則需管程數(shù)為4，則總管數(shù)NT=4n=23×4=92根實際換熱面積Ac=π×d0.l.NT==49.3m2由于本設(shè)計中殼程流量較大，故選擇單管程較為合適。一般管心距t為管徑的1.25-1.5倍，這里取t=1.3d0=21.7mm，取整25mm。折流板數(shù)目和間距按照下表的推薦值設(shè)定（見表4-8）由殼體體積流量可以估定，初選：殼體公稱直徑DN=1800mm，折流板間距B=600mm。則折流板數(shù)NB：NB=傳熱管長/折流板間距-1=9/0.6-1=14表4-8折流板間距公稱直徑DN/mm管長/mm折流板間距/mm≤500≤3000100200300450600—4500-6000—600-8001500-1600150200300450600—900-1300<6000—200300450600—7500，90007501400-16006000——3004506007507500，9000—1700-18007500，9000———450600750（2）傳熱系數(shù)校核①殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)由克恩法計算：α0=0.36(λc/de)Re00.55Pr1/3(μ/μw)0.14式中，λc——管程流體熱導(dǎo)率W/(m.K)de——當量直徑，mRe0——殼程流體雷諾數(shù)Pr——普朗特數(shù)μ——黏度，Pa.sμw——壁溫下的黏度，Pa.s換熱管當量直徑：de=4(3/2t2-π/4d02)/(πd0)=0.0173m殼程流通面積：S0=BD(1-d0/t)=0.1944m2殼程流量為V0=2.16m3/s，則殼程流速:u0=V0/S0=11.1m/s殼程流體的雷諾數(shù):Re0=deu0ρ0/μ=25640普朗特數(shù)：Pr=Cp.μ/λc=0.498粘度矯正：(μ/μw)0.14≈1故殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為：α0=0.36(λc/de)Re00.55Pr1/3(μ/μw)0.14=211.5W/(m2.K)②管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)由《化工原理》[16]下冊查得計算：αi=0.023Rei0.8Pri0.4λi/d