4 3 - 塔设备设计说明书

年产20万吨硫磺联产7000万立方米氢气酸性气体脱硫与资源化装置塔设备设计说明书目录第一章 塔设备的设计依据1第二章 塔设备概述22.1 塔设计的基本目标与原则22.2 塔类型的选择与初步设计22.3 塔设备选型方法说明7第三章 塔的工艺尺寸手工计算93.1 反应精馏塔内部反应特点93.2 Aspen 流程模拟过程说明93.3 塔设备参数手工计算14第四章 CUP-TOWER对板式塔的校核294.1 CUP-TOWER 软件概述。294.2 CUP-TOWER 校核结果29第五章 KG-TOWER 对填料塔的校核32第六章 SW6塔强度校核346.1 塔设备基本数据计算和校核346.2封头校核446.3 内压圆筒校核466.4 开孔补强47附件 塔设备一览表49第一章 塔设备的设计依据 塔设备主要有板式塔、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。塔选型参考标准如下：固定式压力容器GB 150-2011压力容器封头GB/T 25198-2010石油化工塔器设计规范SHT 3098-2011钢制化工容器结构设计规定HG/T 20583-2011工艺系统工程设计技术规范HG/T 20570-1995塔顶吊柱HG/T 21639-2005不锈钢人、手孔HG 21594-21604钢制人孔和手孔的类型与技术条件HG/T 21514-2005钢制塔式容器JB/T 4710-2005钢制管法兰、垫片、紧固件HG/T 2059220635-2009第二章 塔设备概述2.1 塔设计的基本目标与原则作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相充分接触，以获得较高的传质效率；同时还应保证塔设备的经济性。为此，塔设备应满足以下基本要求：1.生产能力大，弹性好。随着化工装置大型化，生产能力要求尽量地大，而根据生产经验，工艺流程中精馏往往是限制环节。很多精馏塔设计中考虑诸如造价、结构或压降、分离效率等因素较多，而常常未将塔的操作弹性放在重要位置，从而造成投产后设备不大适应工艺条件和生产能力的较大波动。2.满足工艺要求，分离效率高。工艺上要分离的液体有很多特殊要求，如沸点低、难分离、有腐蚀性、有污垢物等，对塔型要慎重选择。3.运转可靠性高，操作、维修方便。4.结构简单，加工方便，造价较低。5.塔压降小。对于真空塔或者要求塔压降低的塔来说，压降小的意义更为明显。但值得注意的是，通常选择塔型未必能满足所有的原则，应抓住主要矛盾，最大限度满足工艺要求。2.2 塔类型的选择与初步设计工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，如何从中选取一个合适的类型有很多方面需要考虑，很难简单的进行判断。考虑操作性能和成本费用，两种塔可以进行如下比较：表2.1 板式塔和填料塔的比较类型板式塔填料塔结构特点每层板上装配有不同型式的气液接触元件或特殊结构，如筛板、泡罩、浮阀等；塔内设置有多层塔板，进行气液接触塔内设置有多层整砌或乱堆的填料，如拉西环、鲍尔环、鞍型填料等散装填料，格栅、波纹板、脉冲等填料；填料为气液接触的基本元件操作特点气液逆流逐级接触微分式接触，可采用逆流操作，也可采用并流操作设备性能空塔速度（亦即生产能力）高，效率高且稳定；压降大，液气比的适应范围大，持液量大，操作弹性小大尺寸空塔气速较大，小尺寸空塔气速较小；低压时分离效率高，高压时分离效率低，传统填料效率较低，新型乱堆及规整填料效率较高；大尺寸压力降小，小尺寸压力降大；要求液相喷淋量较大，持液量小，操作弹性大制造与维修直径在600mm以下的塔安装困难，安装程序较简单，检修清理容易，金属材料耗量大新型填料制备复杂，造价高，检修清理困难，可采用非金属材料制造，但安装过程较为困难适用场合处理量大，操作弹性大，带有污垢的物料处理强腐蚀性，液气比大，真空操作要求压力降小的物料2.2.1 塔类型的选择原则类型选择时需要考虑多方面的因素，如物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔的制造、安装、运转和维修等。对于真空精馏和常压精馏，通常填料塔塔效率优于板式塔，应优先考虑选用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔内空间，提供的传质面积很大，使得汽液两相能够充分接触传质。而对于加压精馏，若没有特殊情况，一般不采用填料塔。这是因为填料塔的投资大，耐波动能力差。具体来讲，应着重考虑以下几个方面：（1）与物性有关的因素易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。粘性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率太差。含有悬浮物的物料，应选择液流通道大的塔型，以板式塔为宜。操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。（2）与操作条件有关的因素若气相传质阻力大，宜采用填料塔。大的液体负荷，可选用填料塔。液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔。操作弹性，板式塔较填料塔大，其中以浮阀塔最大，泡罩塔次之。（3）其他因素对于多数情况，塔径大于800mm地，宜用板式塔，小于800mm时，则可用填料塔。但也有例外，鲍尔环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。一般填料塔比板式塔重。大塔以板式塔造价较廉。根据以上的初步原则，对本项目塔设备进行初步选型如下：表2.2 塔设备初步选型结果塔标选择类型T0101填料塔T0202填料塔T0301填料塔T0302筛板塔T0203填料塔2.2.2 板式塔的塔盘类型与选择板式塔主要有筛板塔、浮阀塔和泡罩塔。板式塔的设计主要是选择塔型、选择流体流动形式、操作状态鼓泡或喷射态等。板式塔一般认为用于大型塔是经济合理的，比一般填料塔具有效率高和能力大的优点。工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性能比较。表2.2 不同塔板性能比较塔盘类型优点缺点适用场合泡罩板较成熟、操作稳定结构复杂、造价高、塔板阻力大、处理能力小特别容易堵塞的物系浮阀板效率高、操作范围宽浮阀易脱落分离要求高、负荷变化大筛板结构简单、造价低、塔板效率高易堵塞、操作弹性较小分离要求高、塔板数较多舌型板结构简单且阻力小操作弹性窄、效率低分离要求较低的闪蒸塔表2.3 主要塔板性能的量化比较塔板类型生产能力塔板效率操作弹性压降结构成本泡罩板1.01.051复杂1浮阀板1.2-1.31.11.290.6一般0.7-0.9筛板1.2-1.41.130.5简单0.4-0.5舌型板1.3-1.51.130.8简单0.5-0.6为使塔板不同区域气液稳定、均匀分布及减少塔板“非活化区”对塔板效率的影响，本项目中反应精馏塔使用筛板塔，从而提高装置分离效率、减少生产能耗。2.2.3 填料塔的填料类型与选择塔填料是填料塔的核心构件，它为气液两相间热、质传递提供了有效的相界面，只有性能优良的塔填料再辅以理想的塔内件，才有望构成技术上先进的填料塔。因此，人们对塔填料的研究十分活跃。对塔填料的发展、改进与更新，其目的在于改善流体的均匀分布，提高传递效率，减少流动阻力，增大流体的流动通量以满足降耗、节能、设备放大、高纯产品制备等各种需要。表2.4 常用填料的分类与名称填料类型填料名称散装填料环形拉西环形拉西环，十字环，内螺旋环开孔环形鲍尔环，改进型鲍尔环，阶梯环鞍形弧鞍形，矩鞍形，改进矩鞍形环鞍形金属环矩鞍形，金属双弧形，纳特环其他新型塑料球形，花环形，麦勒环形规整填料波纹型垂直波纹型网波纹型，板波纹型水平波纹型Spraypak，Panapak非波纹型珊格形Glitsch Grid板片形压延金属板，多孔金属板绕圈形古德洛形，Hyperfil填料的几何特性数据主要包括比表面积、空隙率、填料因子等，是评价填料性能的基本参数。（1）比表面积单位体积填料的填料表面积称为比表面积，以a表示，其单位为m2/m3。填料的比表面积愈大，所提供的气液传质面积愈大。因此，比表面积是评价填料性能优劣的一个重要指标。（2）空隙率单位体积填料中的空隙体积称为空隙率，以表示，其单位为m3/m3，或以%表示。填料的空隙率越大，气体通过的能力越大且压降低。因此，空隙率是评价填料性能优劣的又一重要指标。（3）填料因子填料的比表面积与空隙率三次方的比值，即a/3，称为填料因子，以表示，其单位为1/m。它表示填料的流体力学性能，值越小，表明流动阻力越小。填料的选取包括确定其种类、规格、及材质等。颗粒填料包括拉稀环、鲍尔环、阶梯环等，规整填料主要有波纹填料、格栅填料、绕卷填料等。国内学者采用模糊数学方法对九种常用填料的性能进行了评价如表所示：表2.5 主要填料性能的量化比较填料名称评估值排序丝网波纹填料0.861孔板波纹填料0.612金属Intalox0.593金属鞍形环0.574金属阶梯环0.535金属鲍尔环0.516瓷Intalox0.417瓷鞍形环0.388瓷拉西环0.369填料的选择包括确定填料的种类、规格及材质等。所选填料既要满足生产工艺的要求，又要使设备投资和操作费用最低。本项目在塔设计的过程中使用IMTP填料，该填料是美国公司1978年推出的产品，由于其巧妙地综合了开孔环形填料和一般矩鞍形填料的结构特点，因此无论从传质性能还是流体力学性能，都有较高程度的提高。由于其独特的结构，因此具有较强的机械刚度与强度。IMTP的填料性能如下：表2.6IMTP填料特性表填料型号比表面积孔隙率/%堆积个数个/m3重量kg/m干填料F因子a/m-125#22596.013800023231020938#15197.05014024030012650#9898.0113101482208576#7898.04625120192632.2.4 塔型的结构与选择除了塔板结构之外，塔的其他附件也十分重要，塔设备的总体结构均包括：塔体、内件、支座及附件。塔体是典型的高大直立容器，多由筒节、封头组成。当塔体直径大于800mm时，各塔节焊接成一个整体；直径小的塔多分段制造，然后再用法兰连接起来。内件是物料进行工艺过程的地方，由塔盘或填料支承等件组成。支座常用裙式支座。附件包括人、手孔，各种接管、平台、扶梯、吊柱等。塔的详细结构及装配图详见装配图图册。图2.1A 板式塔说明图1吊柱；2排气口；3回流液入口；4精馏段塔盘；5壳体；6进料口；7人孔； 8提馏段塔盘；9进气口；10裙座； 11排液口；12裙座人孔图2.1B 填料塔说明图1吊柱；2排气口；3喷淋装置；4壳体；5液体再分配器；6填料；7卸填料人孔； 8支撑装置；9进气口；10排液口； 11裙座； 12裙座人孔2.3 塔设备选型方法说明塔内参数由多方面决定，尤其与工艺参数有着密切的关系。所以在设备选型中本着“两个标准，四个软件”的选型方法进行选型。表2.7 塔设备选型方法表项目工具来源作用两个标准化工设备设计全书 塔设备设计化学工业部设备设计技术中心站主编（1988）设计标准化工工艺设计手册中国石化集团上海有限公司主编（2003 年）设计标准四个软件Aspen Plus V8.8Aspen Tech 公司开发模拟水力学参数及选型结果核算KG-TOWERkoch-glitsch公司填料塔性能计算CUP-TOWER中国石油大学开发塔水力学设计SW6-2011全国化工设备设计技术中心站塔机械强度设计第三章 塔的工艺尺寸手工计算3.1 反应精馏塔内部反应特点碘化氢分解反应是气相反应，而且是可逆反应，存在反应平衡。另外，会发生碘负离子与碘单质结合形成三碘负离子的副反应，所以为提高分解效率，降低能耗，采用反应精馏塔，及时分离出产物氢气和碘，由塔顶回收利用氢气，塔底的碘和碘化氢循环到本森反应再利用，避免后续分离设备的使用，节约成本。由于与填料塔比较，板式塔的持液量大，又适用于较高压力操作，所以选择板式塔。3.2 Aspen 流程模拟过程说明3.2.1 反应原理及动力学1.碘化氢分解动力学反应方程式2HIH2+I2正反应动力学-12rHI=kHI2 k=108exp-36900RT逆反应动力学-12rHI=kHI2 k=15960exp-108000RT2. 考虑碘化氢与碘水互溶生成I3-的情况3.2.2 Aspen塔设备优化鉴于反应精馏塔结合热泵精馏来节能，同时将反应和分离放在一个设备当中进行，这不免存在更多的变化因素。首先从塔设备着手，主要研究进料位置，塔板数，回流比等因素对于反应精馏塔的影响，由于碘化氢具有腐蚀性，故而选择闭式热泵进行热量集成，在塔的灵敏度分析结束之后，通过分析热泵循环中工质与热量的关系，以实现节能。3.2.2.1 进料位置根据不同的进料位置进行灵敏度分析，作图如下。比较的热负荷是绝对值，因而冷量对比时需要加负号，在进料位置在3-9板的位置时，对塔顶塔釜温度进行灵敏度分析，结果如下：图3.1 T0302反应精馏塔进料位置对塔顶塔釜温度的影响由结果看出，当进料位置越来越低时，塔顶塔釜出口温度提高，但是整个流程当中塔釜塔顶温度差距不大，流股温度相差10度左右，这为热泵精馏提供可行性。同时对不同的进料位置对冷凝器和再沸器的负荷影响进行分析，结果如下图所示。发现，当进料位置高度降低（靠近塔釜）的过程中，冷凝器和再沸器的热负荷都相对减小，但是减小的幅度并不是很大。由于液体进料，为了精馏的合理性，选择第六块塔板进料。图3.2 T0302反应精馏塔进料位置对冷凝器再沸器能量负荷的影响3.2.2.2 回流比回流比的提高有助于产物的分离，但是过大的回流比会加重整个设备的能量使用，因此要综合两者考虑，进行不同的灵敏度分析。由于塔顶最终产品为氢气，故而提高分离效果最有效的方式就是改变回流比，因此考察回流比的变化对塔顶产品中碘和氢气含量的影响，结果如下：图3.3 T0302反应精馏塔回流比对塔顶组分含量的影响可以看出，当回流比从0.6增大至2的过程中，塔顶氢气在0.7-0.9存在最高平台，塔顶的碘的量也相应的减少。这说明回流比的增加的确增加了分离效果，但是相对的，由于精馏段和提馏段都是都存在反应精馏段，回流比的增大也减少了产物的回收率。因而回流比选择在0.75-0.9是合理的。精馏塔当中的回流比会大大影响塔顶塔釜的热负荷，在进行热泵精馏模拟的过程中也会有体现。因此对不同回流比下冷凝器和再沸器的能量负荷进行分析，结果如下：图3.4 T0302反应精馏塔回流比对冷凝器再沸器能量负荷的影响可以看出，当回流比超过1.5的时候，所需要的能量太高，冷量达到450GJ/h，显然超过实际可承受的范围。根据上文的分析，增加回流比会大大增加能耗费用，因此在维持生成氢气产品的量最大的基础上，选择回流比0,75符合生产要求和经济性要求。3.2.2.3 综合比较在单独调整回流比和进料位置之后，需要综合考虑两者因素，进行比较，主要从产品的产率和能量的比较方面进行，因为在整个反应精馏当中最关心的是氢气的含量。因此针对氢气流量进行灵敏度分析,为了方便识别和统计，使用MATLAB软件进行三维作图，得到一张三维网格图如下所示，图3.5 T0302反应精馏塔多参数对产生氢气总量的影响可以看出，在回流比为0.75的情况下整个氢气的生成量出现峰值，进料位置在4-6板处极佳，这样可以得到较高的碘化氢分解转化率。在对总量有一定的了解之后，加入能量的考量，因为在上文中，发现进料位置越高，回流比越大，对冷凝器和再沸器的负荷越大，因此计算每产生1kmol 氢气所需要的能量，这里的能量包含冷量和热量的总合（热负荷+冷负荷的倒数），即每kmol 氢气所需要的能量W符合以下公式W=FH2QH+(-QC)其中：FH2塔顶氢气摩尔流量，单位 kmol/h QH塔釜再沸器热负荷，单位 GJ/h QC塔顶冷凝器冷负荷，单位 GJ/h得到如下ASPEN灵敏度结果，并在Matlab里面完成三维作图。图3.6 T0302反应精馏塔多参数对能耗的影响通过结果可以表明，当回流比大于1的时候，使用的能耗明显加大（分母变大，W明显减小），当进料位置降低的时候，能耗也有所上升。综合两者考虑，确定塔板数10块，进料位置第六块塔板，回流比0.75。3.2.3 物料衡算结果在确定反应精馏塔的基本参数之后，经过ASPEN模拟给出结果如下：1. 基本参数：反应温度：176反应压力：12bar塔板数：82. 物料组成变化：进料量F=51408.42kmol/h 进料摩尔组成xF,HI=0.1 xF,H2O=0.51 xF,I2=0.39塔顶组成xD,H2=0.038 xD,H2O=0.886 xD,I2=0.076塔釜组成xB,I2=0.475 xB,H2O=0.525物料进出口情况Aspen数据表如下：表3.1反应精馏塔物料平衡表FEEDTOPBOTTOMTemperature C176186.2200.2Pressure bar121212Vapor Frac010Mole Flow kmol/hr56203.599889.04841481.02Mass Flow kg/hr6801140350077.36451110Volume Flow cum/hr2377.68129800.92009.703Enthalpy Gcal/hr-1706.64-483.35-1256.7Mass Flow kg/hrH2O516541.2157816.3271647H3O+0091960.34H20754.709traceI25570280191506.34246870I3-001840470HI714319.40161.6863.3 塔设备参数手工计算3.3.1 反应操作条件回流比、持液量的确定运用stage composition lines（SCLs）方法设计反应精馏精馏段组成关系：yn+1,i=RnRn+1xn,i+RnRn+1xD,i提馏段组成关系：xm+1,i=SmSm+1ym,i+SmSm+1xB,i在两板间进料存在组成关系：xs,m,i=xr,n+1,iys,m,i=yr,n+1,i式中，Rn=(R1D+1)ry-1rx=R1 Sm=(S1sy+1)sx-1=S1R1塔顶回流比 S1塔底再沸率由于TOT=0，则sy=1-TOTTref-1ys,m,ref1-TOTTref-1xB,ref=1，其它值同理可知为1n表示精馏段塔板，m表示提馏段塔板，i表示组分运用图解法确定反应精馏设计条件，由以上关系得到塔板组成线与组成分布的交点确定可行的设计条件，其中一个可行条件是图3.7 反应2HI=H2+I2的一个可行操作条件确定回流比为0.75（这与ASPEN 模拟结果一致），再沸率为0.086物料衡算关系式F=B+D-TOTTOTFxFi=BxBi+DxDi-iTOT式中 计量系数TOT=0解得反应深度 TOT=413.5kmol/h B=41499.7kmol/h D=9908.72kmol/h0.8TOTr+s+f1.2TOT碘化氢反应动力学方程式r=kHI2 k=1011exp-370008.314449.15=4.98106全塔进行反应和分离，精馏段的各塔板持液量相等，提馏段的各塔板持液量相等由模拟结果可得精馏段两板间浓度变化取 c13-c23=3.5410-3 (kmolm3)3提馏段两板间浓度变化取 c13-c23=2.4110-3 (kmolm3)3r=NrrHr=44.98106c2c1c2dcHr=44.981063.5410-33Hr=2090Hrs=(Ns-1)rHs=34.98106c2c1c2dcHs=34.981062.4110-33Hs=1560Hsf=rHs=4.98106c2c1c2dcHs=4.981062.4110-33Hs=526Hs则有330.8300.8Hs+293.8Hr496.2可取Hr=0.06m3 Hs=0.08m33.3.2 塔径与塔高的计算塔径的计算步骤如下：1. 进料板、塔顶及塔釜液中平均摩尔质量气相MDV=26.6g/mol MFV=42.02g/mol MBV=32.16g/mol 精馏段MrV=MDV+MFV2=34.31g/mol提馏段MsV=MBV+MFV2=34.31g/mol液相MDL=36.88g/mol MFL=110.04g/mol MBL=220.96g/mol 精馏段MrL=MDL+MFL2=73.46g/mol提馏段MsL=MBL+MFL2=165.5g/mol2. 计算气相密度rv=pMrvRT=10.96kg/m3 sv=pMsvRT=11.68kg/m33. 计算液相密度D=1519.3kg/m3F=2857kg/m3B=3640kg/m3精馏段rL=D+F2=2188.2kg/m3提馏段sL=B+F2=3248.5kg/m34. 计算液体表面张力D=42.18mN/mF=40.09mN/mB=35.46mN/m精馏段rL=D+F2=41.14mN/m提馏段sL=B+F2=37.78mN/m5. 塔径计算精馏段气体流量V1=(R+1)D=2057.25kmol/h，液体流量L1=RD=1371.5kmol/h进料状态q=0.054提馏段气体流量V2=V1-(1-q)F=877.76kmol/h，液体流量L2=L1+qF=1438.83kmol/h精馏段塔径计算：Vrh=V1Mrvrv=6440.17m3/hLrh=L1MrLrL=46.04m3/h取塔板间距HT=0.50m 板上液层高度hL=0.06m HT-hL=0.44m图3.8 史密斯关联图横坐标：X=LrhVrhrLrV=0.101查史密斯关联图：C20=0.06C=C20(rL20)0.2=0.069最大允许气速： um=CrL-rVV=0.97m/su=0.7um=0.68m/s塔径D=4Vrh36000.68=1.83m 圆整至D=2.0m提馏段塔径计算：同上Vsh=2787.34m3/h Lsh=73.30m3/h取塔板间距HT=0.50m 板上液层高度hL=0.08m HT-hL=0.42m横坐标X=LshVshsLsV=0.44查史密斯关联图C20=0.03C=C20(sL20)0.2=0.034最大允许气速um=CsL-sVV=0.56m/su=0.7um=0.39m/s塔径D=4Vsh36000.68=1.59m 圆整至D=1.60m精馏段与提馏段塔径不等但比较接近，为了便于塔设备加工，塔径取2.0m。6. 塔高计算全塔设置三个人孔，分别在塔顶、塔釜和进料板塔板间距HT=0.50m塔顶空间高度HD=2HT=1m进料板高度取HF=1.2m塔底空间高度HB=h1+h2塔底料液停留时间t=5min，DN=2000mm的封头容积为1.1257m3h1=4BMBt60B-V封头D2=0.55m塔底页面至最下层塔板间距取h2=1.5m则HB=0.55+1.5=2.05mH=N-1-1HT+HD+HF+HB=8-1-10.50+1.0+1.2+2.05=7.25m7.反应时间的计算精馏段气体流量Vrh=V1Mrvrv=6440.17m3/h；液体流量Lrh=L1MrLrL=46.04m3/h精馏段气相停留时间为rv=3600Nr（D24HT-Hr）Vrh=36004(3.142240.5-0.06)6440.17=3.4s；液相停留时间为rl=3600NrHrLrh=360040.0646.04=18.8s提馏段气相体积流量Vsh=2787.34m3/h ；液相体积流量 Lsh=73.30m3/h提馏段气相停留时间sv=3600Ns（D24HT-Hs）Vsh=36004(3.142240.5-0.08)2787.34=7.7s；液相停留时间sl=3600NsHrLsh=360040.0873.30=15.7s3.3.3 溢流装置液体在塔板上的流动路径是由降液管的布置方式决定的。常用的布置方式有以下几种形式：U型流、单溢流、双溢流、多溢流。降液管主要有弓形、圆形和矩形三种。目前多采用弓形，因其结构简单，特别适合于塔径较大的场合。考虑分块塔板固定区域取D=2.0m，所以根据经验与工艺要求，溢流装置定为单溢流。1.弓形降液管尺寸降液管面积由化工原理（下）（叶世超等编.科学出版社）图11.19弓形降液管的参数图查得。图3.9 弓形降液管的参数对于堰长与塔内径D的比值，一般单流型可取lwD=0.6-0.8以保证液体在降液管中有较长的停留时间。精馏段可取lwD=0.6，提馏段取lwD=0.7因此可查得精馏段AfAT=0.055，WdD=0.1；提馏段AfAT=0.09，WdD=0.15。则：实际塔板截面积AT=4D2=3.1444=3.14m2，故：弓形降液管面积精馏段Af=0.055AT=0.17m2，提馏段Af=0.09AT=0.28m2弓形降液管宽度精馏段Wd=0.1D=0.2m，提馏段Wd=0.15D=0.3m为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求不应小于35s，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此，必须进行校核。则液体在降液管的停留时间为精馏段 =3600AfHTLh=36000.170.546.04=6.65s3s提馏段=3600AfHTLh=36000.280.573.3=6.88s3s由于停留时间，故降液管尺寸设合理。2.溢流堰尺寸溢流堰长精馏段lw=0.6D=0.62.0=1.2m提馏段lw=0.7D=0.72.0=1.4m采用平直堰，根据设计经验取液流收缩系数E=1，则堰上液层高度可由下式计算精馏段hOW=2.841000ELhlw23=2.841000146.041.223=0.032m提馏段hOW=2.841000ELhlw23=2.841000173.301.423=0.040m出口堰高精馏段hw=hL-how=0.06-0.032=0.028m提馏段hw=hL-how=0.08-0.040=0.040m取降液管低隙处液体流速uoL=0.25m/s这降液管底隙高度为精馏段hO=LSlwuoL=46.04/36001.20.25=0.0426m提馏段hO=LSlwuoL=73.3/36001.40.25=0.058m3.3.4 塔板结构设计a.受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积Af计；b.边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用；c.入口安定区和出口安定区，通常宽度相等；d.有效传质区：余下的塔板上有筛孔的区域。于此处考虑，有经验可知：a.塔径D900mm，采用分块组装式；b.塔径在2.5m以下，边缘宽度取WC=0.05m；c.溢流堰前安定区宽度取0.08m，入口堰后安定区宽度取0.08m; d.根据之前计算可知，降液管宽度为Wd=0.2m和0.3m；e筛孔孔径d0选择0.005m；f筛板厚度0.003mm。g筛孔排列及孔中心距，筛孔一般按正三角形排列，取孔中心距t/d0=3，则t=0.015m。h筛孔数计算筛孔按正三角形排列，筛孔数n计算公式n=1.155Aat2=1.1552.80.0152=14374式中，开孔区面积Aa=2.8m2i.开孔率=0.907（d0t）2=0.907（0.0050.015）2=10.08%3.3.5 塔板流体力学验算以精馏段为例1.塔板压降计算塔板压降可用下式计算：hf=hd+hl+h由于筛孔气速u0=0.68m/s，通过查干板流量系数图可知C0=0.78干板压降u0=Vs0.785nd02=6440.1736000.785143740.0052=6.34m/shd=0.051vlu0C02=0.05110.962188.26.340.782=0.0169m液柱取充气系数为，则板上气液层阻力为hl=hw+how=0.40.032+0.028=0.024m液柱由于表面张力引起的阻力较小，此处忽略不计。单板压降：hf=hd+hl=0.0169+0.036=0.0529m液柱P=hfLg=0.05292188.29.81=1135.6Pa可知压降在合理范围内。2.溢流液泛校核为防止降液管液泛现象发生，需控制降液管内液层高度Hd5可见不会发生严重漏液。6. 塔板负荷性能图a.气相负荷下限线即漏液线uow=4.4C00.0056+0.13hL-hl/v=4.40.780.0056+0.130.014-0=0.296m/sb.气相负荷上限线即过量液沫夹带线，根据前面液沫夹带校核可知，对于直径0.8m以上的大塔，取泛点率F1=0.8，则：0.8=1.361.8Ls+Vs10.962188.2-10.96 10.1302.889整理变形，得：VS=4.23-34.48LS雾沫夹带线为直线，由两点即可确定。c.液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度how=0.006m，就可作出液相负荷下限线hOW=2.841000E（Ls）minlw23取E=1.0，代入数值，则可求得：LSmin=0.0060.002841321.23600=1.0210-3m3/s据此方程可以作出液相负荷下限线。d.液相负荷上限线亦称气泡夹带线，液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，取3s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则（Ls）min=HTAf=0.50.173=0.028m3/sf.液泛线由公式求得液泛线方程。已知：Hd=HT+hw=0.50.5+0.028=0.264mhOW=2.841000ELhlw23=0.591Ls23hf=hd+hlhl=hw+how=0.0128+0.236Ls23hd=0.051vlu0C02=0.0053Vs2塔板不设进口堰时，h=0.153(Lslwh0)2=0.153(Ls1.20.0426)2=58.55Ls2联立上式可得：VS2=42.11-11047LS2-156.04LS23图3.11 塔板的负荷性能图上述各线围成的区域为稳定操作区，操作点在稳定操作区适中位置，有较好的操作弹性。综上所以T0202精馏段设计合理。3.3.6 塔机械工程设计1.裙座高度选用圆筒形群座，裙座高度H=2+1.5D2=3.5m2.封头选择封头选取EHA椭圆形封头，根据公称直径2000mm，选取封头容积1.1257m3，总深度525mm，内表面面积4.4930m23.接管的计算a塔顶蒸汽接管取塔顶蒸汽流速u=30m/s,提取Aspen数据V=24048.5m/h，则管径d=V36000.785u=0.532m圆整后选取管子规格为630x9mm实际流速u=V0.7853600d2=22.7m/sb.回流管取回流液体流速u=0.3m/s，液相体积流量L=180.4m/h，则回流管径为d=L36000.785u=0.462m圆整后取管子规格为480x9mm实际流速u=L0.7853600d2=0.30m/s。c.进料管取进料管液体流速为u=2m/s，液相体积流量为L=1980m/h，则进料管d=L36000.785u=0.592m圆整后管径630x9mm实际流速u=L0.7853600d2=1.87m/s。d.塔底液体出料管径取料液流速为u=2m/s，液相体积流量L=2519m/h，则出料管d=L36000.785u=0.944m圆整后取管子规格1000x9mm实际流速u=L0.7853600d2=0.92m/s4.塔体和封头选材综合考虑材料性能，选取S30403做为塔体和封头的材料。5.裙座的设计A.选材裙座材料选用取S30403。B.裙座的结构a裙座与筒体的连接当直径较大时，为了制造方便，裙座一般选用圆筒形，与筒体的连接采用对接，焊缝采用全焊透连续焊。焊接长度：l=2n=20mm裙座筒体上端面至塔釜椭圆封头切线距离查塔设备书得D=2000，壁厚n=10mm时，h=80mm裙座筒体缺口尺寸：当封头厚度为10-18mm时，宽度K=100mm，半径R=50mm。b排气管塔内温度约176，故设置保温层，保温层的厚度为50mm，密度为300kg/m3。 塔内氢气等介质为易燃物质，故考虑裙座的防火问题，由于裙座直径大于1000mm，在裙座的内外层敷设防火层。防火层厚度50mm，防火层材料为石棉水泥层。基于以上的结构，根据系列标准，设置4个排气管，规格为，排气管距裙座筒体上部的距离为180mm。c.引出管通道引出管公称直径为250mm时，采用卷焊管，通道内径管规格400mm。C.地脚螺栓地脚螺栓座位外螺栓做结构型式，当直径为2000mm时，数目为1220个，这里取20个。螺栓规格为，材料为16Mn。基础环的厚度为18mm。3.3.7.塔设备附件1.除沫器由于丝网除沫器具有比表面积大、重量轻、空隙率大以及使用方便等优点。特别是它具有除沫器效率高，压力降小的特点。所以这里选用丝网除沫器。具体尺寸请见塔器设计、丝网除沫器一书。2.吊柱安装在室外、无框架的整体塔设备，为了安装及拆卸内件，更换或补充填料，往往在塔顶设置吊柱。具体尺寸请见HG/T21693。第四章 CUP-TOWER对板式塔的校核以反应精馏塔T0202为例，从Aspen plus中导出水力学数据，将塔分为精馏段与提馏段进行设计校核。选择流量最大的板进行CUP-TOWER塔校核设计，T0202校核设计结果如下。（CUP-TOWER设计校核数据与CUP-TOWER源文件见CUP-TOWER文件夹）4.1 CUP-TOWER 软件概述。CUP-TOWER对各类板式塔、筛板萃取塔、散装填料塔、规整填料塔、和填料萃取塔的设计进行全面分析，具有设计和校核的功能，支持多种方式的输入、输出，支持负荷性能图和塔板布置图（CAD）的自动生成，能够帮助用户直观的分析塔设备的操作情况，具有较高的实用价值。1.选取方法筛板塔的设计方法有很多，CUP-TOWER设计给出三种设计方法： （1）化学工程手册中给出的计算方法 （2）Prubhu法（特性速度法） （3）Rocha法（直接计算法） 2.板间距的确定板间距由分散相的液层高度和连续相液层高度所决定，为了保证塔的正常操作，必须保证一定的分散相液层高度。分散相液层高度由两相流动所需的压头决定。为了使两相在筛板上良好接触，并获得较大的接触面积，一般取板间距为分散相液层高度的三倍以上。实际上，筛板塔板间距一般根据经验选取。通常不超过300mm，特殊情况，板间距可以高达600mm，为了使两相能在筛板上分层，工业萃取塔的板间距最好不要小于150mm。4.2 CUP-TOWER 校核结果以反应精馏塔T0202为例，从Aspen plus中导出水力学数据，将塔分为精馏段与提馏段进行设计校核。选择流量最大的板进行CUP-TOWER塔校核设计，T0202校核设计结果如下。（CUP-TOWER设计校核数据与CUP-TOWER源文件见CUP-TOWER文件夹）表4.1CUP-TOWER 校核表基本信息1项目名称7校核人2装置名称8日期2017-7-33塔的名称9说明4塔板编号(实际)#10计算选用的理论版#5塔板层数111塔板编号(理论)#6塔板形式普通筛孔12分段说明工艺设计条件液相气相1质量流量kg/h334379.507质量流量kg/h684392.812密度kg/m31727.268密度kg/m313.093体积流量m3/h193.599体积流量m3/h52268.584粘度cp0.1710粘度cp0.025表面张力dyn/cm39.9711安全因子/0.826体系因子/0.9012充气因子/0.60塔板结构参数1塔径m3.406孔数#86699.982板间距m0.60007开孔密度#/m212760.663塔截面积m29.07928溢流程数/14开孔区面积m26.79439堰的形式/平堰5开孔率%12.00溢流区尺寸两侧中心