设备设计与选型7.1全厂设备概况及主要特点全厂主要设备包括反应器6台，塔设备3台，储罐设备8台，泵设备36台，热交换器19台，压缩机2台，闪蒸器2台，倾析器1台，结晶器2台，离心机1台，共计80个设备。
本厂重型机器多，如反应器、脱甲苯塔、脱重烃塔，设备安装时多采用现场组焊的方式。
在此，对反应器、脱甲苯塔等进行详细的计算，编制了计算说明书。
对全厂其它所有设备进行了选型，编制了各类设备一览表（见附录）。
7.2反应器设计7.2.1概述反应是化工生产流程中的中心环节，反应器的设计在化工设计中占有重要的地位。
7.2.2反应器选型反应器的形式是由反应过程的基本特征决定的，本反应的的原料以气象进入反应器，在高温低压下进行反应，故属于气固相反应过程。
气固相反应过程使用的反应器，根据催化剂床层的形式分为固定床反应器、流化床反应器和移动床反应器。
1、固定床反应器固定床反应器又称填充床反应器，催化剂颗粒填装在反应器中，呈静止状态，是化工生产中最重要的气固反应器之一。
固定床反应器的优点有：①反混小②催化剂机械损耗小③便于控制固定床反应器的缺点如下：①传热差，容易飞温②催化剂更换困难2、流化床反应器流化床反应器，又称沸腾床反应器。
反应器中气相原料以一定的速度通过催化剂颗粒层，使颗粒处于悬浮状态，并进行气固相反应。
流态化技术在工业上最早应用于化学反应过程。
流化床反应的优点有：①传热效果好②可实现固体物料的连续进出③压降低流化床反应器的缺点入下：①返混严重②对催化剂颗粒要求严格③易造成催化剂损失3、移动床反应器移动床反应器是一种新型的固定床反应器，其中催化剂从反应器顶部连续加入，并在反应过程中缓慢下降，最后从反应器底部卸出。
反应原料气则从反应器底部进入，反应产物由反应器顶部输出，在移动床反应器中，催化剂颗粒之间没有相对移动，但是整体缓慢下降，是一种移动着的固定床，固得名。
本项目反应属于低放热反应，而且催化剂在小试的时候曾连续运行1000小时不发生失活，所以为了最大限度的发挥催化剂高选择性和高转化率的优势，减少催化剂损失，流程的反应器采用技术最成熟的固定床反应器。
7.2.3反应器体积计算本项目使用的是固定床列管式反应器，流体在床层内流动可视为平推流。
所以由于数据的匮乏，用平推流反应器来计算固定床反应器。
运用Aspen Plus进行反应器的设计如下：有文献查的甲苯甲醇烷基化的主反应表观活化能位67.79KJ/Kmol。
aspen plus中输入的动力学参数如图7-1所示：图7-1 aspen plus中输入的动力学参数aspen plus中输入的逆反应的动力学参数如图7-2所示：图7-2 aspen plus 中输入的逆反应的动力学参数Aspen plus 输出的结果如图7-3所示：图7-3 Aspen plus 输出的结果换成反应器的体积为：0.3152 ×π/4×10×20=15.59m 3催化剂一般装填整个反应器的50%~60%，此处我们选取50%装填量：317.315.059.15m V ==圆整体积，则反应器定型体积为：V=31.5m37.2.4反应器的直径和高度根据《工业催化》中规定，为了保证反应气流稳定，固定床反应器的长径比一般在6~12之间。
此处我们选取反应器长度：反应器直径＝7，则：H=7D=14R=14R3R=0.90此处选取反应器直径D=1.80m，固定床反应器长度H=12.6m7.2.5反应器筒体壁厚的设计1、设计参数的确定（1）设计压力的相关确定设计压力p：P=（1.05~1.10）P1此处我们取：P=1.1P1=1.1×0.3MPa=0.33MPa（2）设计温度的相关确定该反应器操作温度为460℃，取设计温度500℃，则选用材质为0Cr18Ni10Ti 的高合金钢钢板。
取焊接接头系数=1.0φ（双面焊对接接头，100％无损探伤），则查化工设备设计手册可知材料在0Cr18Ni10Ti 500℃时的许用应力[σ]t =103MPa ；腐蚀裕量21mm C =。
2、筒体的壁厚计算厚度 []mm p D p c t ic 443.133.011034180033.02=-⨯⨯⨯=-=φσδ 设计厚度 δd =δ+C 2=1.443mm+1=2.443mm已知钢板腐蚀裕量C 2=1.7mm ；负偏差10.8C mm =，则：名义厚度 δn =δd +C 1=4.0mm （圆整）3、筒体封头设计反应釜的封头选用标准椭圆型封头（JB1154-73），内径与筒体相同，封头采用0Cr18Ni10Ti 的高合金钢钢板材料制造。
相关结构参数如下：公称直径DN=1800mm曲面高度H 1=525mm 直边高度H 2=30mm 内表面积F=4.65m 3容积V=1.1m 34、封头壁厚的设计对于标准椭圆形封头，其计算厚度按下式计算：[]20.5it pD t mm p σφ=-经计算得t=2.88mm7.3换热器设备设计7.3.1概述在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称换热器。
在换热器中至少要有两种温度不同的流体，一种流体温度高，放热；另一种流体温度低，吸热。
在工程实践中有时也会有两种以上流体参加换热的换热器，但其基本原理与前一致。
化工、石油、动力、食品等行业中广泛使用各种换热器，它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。
随着工业的迅速发展，能源消耗量不断增加，能源紧张已成为一个世界性问题。
为缓和能源紧张的状况，世界各国竞相采取节能措施，大力发展节能技术，已成为当前工业生产和人民生活中一个重要课题。
换热器在节能技术改造中具有很重要的作用，表现在两方面：一是在生产工艺流程中使用着大量的换热器，提高这些换热器效率，显然可以减少能源的消耗；另一方面，用换热器来回收工业余热，可以显著地提高设备的热效率。
7.3.2选型依据表7-1换热器的设计依据换热器包括过程流股的加热器，塔的再沸器和冷凝器。
根据工艺衡算和工艺物料的要求，掌握物料流量、温度、压力、化学性质、物性参数等特性，结合Aspen Energy Analyzer得出的有关设备负荷、传热面积、流程中的位置等来明确设计任务，选择换热器型式。
在设计过程中，需满足如下几个方面的要求：（1）合理地实现所规定的工艺条件。
（2）结构安全可靠。
（3）便于制造、安装、操作和维修。
（4）经济上合理。
7.3.3热量供应根据工艺条件，热蒸汽使用201℃（0.8MPa），450℃（4MPa）和545℃（12MPa）的饱和蒸汽，作为热公用工程。
同时，选择温度为25℃的冷却水作为冷公用工程。
一般情况下冷却水出口温度不高于35℃，避免结垢严重，高温端的温差不应小于20℃，低温端的温差不应小于5℃。
当在两工艺物流之间进行换热时，低温端的温差不应小于20℃。
当采用多管程、单壳程的管壳式换热器，并且用水作为冷却剂时，冷却水的出口温度不应高于工艺物流的出口温度。
7.3.4物流流程的选择对于高温物流一般走管程，从而节省保温层和减少壳体厚度，但是有时为了物料的散热，增强冷却效果，也可以使高温流体走壳程；对于压力较高的物流应该走管程；粘度较大的流体应该走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数；对于压力降有特定要求的工艺物流应走管程，因管程的传热系数和压降计算误差较小；流量较小的物流应走壳程，易使物流形成湍流状态，从而增加传热系数；对于具有腐蚀性的物流走管程，否则对壳程和管程都会造成腐蚀；对于有毒流体宜走管程，使泄漏机会减少。
7.3.5换热管1、换热管规格在选择管道规格时，通常选用Φ19mm的管子；对于易结垢的物料，为方便清洗，采用外径Φ25mm或Φ38mm的管子；对于有气液两相流的工艺物流或者物流流量较大工艺物流，一般选用较大的管径。
2、管长在满足设计要求的前提下，尽量选用较短的管子，以降低压降。
3、管程数随着管程数增加，管内流速和传热系数均相应的增加，因此一般选在1～2或者4管程，不宜选用太高的管程数，以免压力降过大。
4、换热管中心距管心距为管径的1.25～1.5倍。
5、排列方式正三角形排列更为紧凑，管外流体的湍动程度高，给热系数大，而正方形排列的管束清洗方便，对易结垢流体更为适用，如将管束旋转45℃放置，也可提高给热系数。
6、折流板折流板可以改变壳程流体的方向，使其垂直于管束流动，获得较好的传热效果。
7、裕量对于工艺物流间的换热，留有40% −50%的裕量；对于工艺物流与公用工程间的换热，留有15% −25%的裕量。
直接使用Aspen Exchange Design & Rating进行辅助设计：对E0101选型结果如图7-4所示：图7-4 EDR软件选型结果7.4塔设备设计7.4.1设计依据表7-2塔设备设计依据7.4.2概述石化行业是国民经济中能耗较高的产业部门，其能耗占工业能耗接近1/5，占全国总能耗的14%左右。
而在化工生产中分离的能耗占主要部分，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.93%。
塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多。
7.4.3塔型的选择塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。
（1）填料塔与板式塔的比较：a．板式塔。
塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板）接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。
b．填料塔。
塔内装有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动；气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。
综合考虑，本项目采用板式塔。
对T0101精馏塔用cup-tower进行筛板设计，塔板工艺参数图如图7-5所示图7-5 塔T0101塔板工艺参数图7-6 T0101塔板结构参数表7-3 T0101工艺计算结果工艺计算结果筛板设计单位正常操作90%操作110%操作1 空塔气速m/s 0.445 0.4378 0.44962 孔气速m/s 19.2875 19.126 19.43623 溢流强度m3/(h.m) 34.0717 30.5318 35.91734 板上液层高度m 0.0709 0.0713 0.0715 干板压降m液柱0.1177 0.1158 0.11966 雾沫夹带量Kg(L)/kg(V) 0.0004 0.0004 0.00047 降液管内液体高m 0.2542 0.2475 0.25928 降液管内线速度m/s 0.0733 0.0619 0.07419 流量参数0.0356 0.0356 0.0356 1液面梯度m 0.0001 0.0001 0.0001 1空板动能因子m/s(kg/m3)^0.5 0.8199 0.8065 0.8283 1孔动能因子m/s(kg/m3)^0.5 35.533 35.2355 35.807 1漏点气速m/s 6.2364 6.249 6.2387 1堰上液层高度m 0.0298 0.0277 0.0309 1总板压降m液柱0.1659 0.1641 0.16781降液管停留时间s 8.1856 9.6878 8.1026 1降液管液泛% 79.3203 76.9335 81.0074 1降液管底隙速度m/s 0.337 0.2818 0.3657 1稳定系数 3.0927 3.0607 3.1154负荷性能图参数1 操作点横坐标m3/h 62.3612 操作点纵坐标m3/h 26.4853 操作上限百分90.00%4 操作下限百分110.00%X液相体积流量m3/hY气相体积流量10^3*m3/h0-操作线1-液相下限线2-液相上限线3-漏液线4-雾沫夹带线5-液泛线表7-4 T0101塔板结构参数塔板结构参数塔盘信息1 塔径（m） 4.6 6 普通筛孔数（#）305152 板间距（m）0.6 7 普通筛孔密度2004.883 塔截面积（m2）16.619 8 进料位置（板数）114 开孔区面积15.2201 9 人孔位置（板数）3,11,195 开孔率（%） 2.31溢流区尺寸（两侧）1 降液管顶部宽0.192 8 降液管顶部面积0.23762 弯折距离（m）0.0703 9 降液管底部面积0.12053 降液管底部宽0.1217 1顶部堰长（m） 1.844 受液盘深度0.035 1底部堰长（m） 1.47655 受液盘宽度0.192 1进口堰高度（m）07.5储罐设备设计7.5.1设计依据表7-5储罐设备设计依据7.5.2储罐类型贮罐根据形状来划分，有方形贮罐、圆筒形罐、球形罐和特殊形贮罐（如椭圆形、半椭圆形）每种型式又按封头形式不同，分为若干种型式。