5、典型设备计算说明书

中煤榆林能化公司年产30万吨烯烃联产3万吨甲硫醇含硫尾气资源化利用项目目录第一章 塔设备- 1 -1.1 概述- 1 -1.1.1 塔型选择- 1 -1.2 塔的软件计算及校核- 4 -1.3 塔的详细计算- 5 -1.3.1 塔的工艺参数- 5 -1.3.2 乙烯精制塔计算结果- 24 -1.4 CUP-Tower验证- 25 -1.4.1 设计- 26 -1.4.2工艺参数- 29 -1.4.3 乙烯精制塔校核结果- 32 -1.4.4降液管液位高度/板间距- 37 -1.5 设计压力及设计温度- 37 -1.5.1 设计压力- 37 -1.5.2设计温度- 37 -1.6 塔机械工程设计- 38 -1.6.1 筒体- 38 -1.6.2 人孔- 38 -1.6.3 裙座- 39 -1.6.4 封头- 40 -1.6.8 接管- 40 -1.7 筒体高度计算- 43 -1.8 壁厚计算- 44 -1.8.1 筒体壁厚- 45 -1.8.2 封头壁厚- 45 -1.8.3裙座壁厚- 45 -1.9乙烯精制塔设备条件图- 46 -1.10 SW6-2011校核- 47 -1.11 选型结果- 59 -第二章 换热器的选型- 60 -2.1概述- 60 -2.2换热器选型依据- 62 -2.3 换热器选型原则- 63 -2.4选型步骤- 67 -2.5丁烯精制塔塔顶冷凝器（E0412）设计示例- 69 -2.5.1类型选择- 69 -2.5.2管壳程选择- 70 -2.5.3温度- 70 -2.5.4压力- 70 -2.5.5传热系数- 70 -2.5.6换热管及折流板尺寸- 71 -2.5.7选型结果- 71 -2.5.8接管尺寸及方位- 72 -2.5.9换热器设备条件图及详细尺寸- 72 -2.5.10换热器性能表- 74 -2.5.11设备校核- 75 -2.6丙烯精制塔塔顶冷凝器（E0406）示例- 92 -2.6.1 类型选择- 93 -2.6.2 管壳程选择- 93 -2.6.3温度- 94 -2.6.4压力- 94 -2.6.5传热系数- 94 -2.6.6换热管及折流板尺寸- 94 -2.6.7选型结果- 95 -2.6.8接管尺寸及方位- 96 -2.6.9换热器设备条件图及详细尺寸- 96 -2.6.10换热器性能表- 97 -2.6.11设备校核- 98 -第三章 反应器设计- 117 -3.1反应器选型设计依据- 117 -3.2 反应器概述- 117 -3.3 反应器类型- 118 -3.4甲硫醇合成反应器（R0301）设计示例- 124 -3.3.1催化剂规格- 124 -3.4.2甲硫醇合成反应动力学方程- 125 -3.4.3甲硫醇合成反应器类型的选择- 125 -3.4.4甲硫醇反应器设计过程- 126 -3.5烯烃合成反应器设计示例- 157 -3.5.1 催化剂规格- 157 -3.5.2动力学方程- 157 -3.5.3反应器类型的选择- 158 -3.5.4烯烃反应器设计过程- 159 -第四章 膜分离装置- 191 -4.1膜分离原理- 191 -4.2膜分离特点- 191 -4.3膜分离技术应用- 192 -第五章 泵的选型- 196 -5.1选型依据- 196 -5.2概述- 196 -5.3工业常用泵情况介绍- 197 -5.4选用原则- 199 -5.5选型示例 甲醇加压精制塔进料泵- 203 -5.6 选型结果- 208 -第六章 压缩机选型- 209 -6.1设计选型依据- 209 -6.2 概述- 209 -6.3 选型原则- 209 -6.4压缩机特点及比较- 210 -6.5压缩机设计举例- 211 -6.6 选型结果- 212 -第七章 气液分离器- 213 -7.1概述- 213 -7.2 设计依据- 213 -7.3 设计目标- 213 -7.3 气液分离器类型- 213 -7.4 设计过程- 214 -7.4.1 V107气液分离器- 214 -7.4.2分离器尺寸计算- 214 -第八章 储罐选型- 217 -8.1 储罐选型依据- 217 -8.2 储罐选型原则- 217 -8.2.1立式平底筒形储罐的选型方法- 217 -8.2.2 球形储罐的选型方法- 218 -8.3甲硫醇储罐的选型- 218 -8.3.1工艺参数- 218 -8.3.2选型结果- 219 - 232 -第一章 塔设备1.1 概述塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也并流向下）流动，气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作状况下，气相为连续相，液相为分散相，气体组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。1.1.1 塔型选择工业上评价塔设备的性能指标主要有以下几方面：生产能力；塔效率；塔板降；材质要求；结构、制造及造价等。现就板式塔与填料塔的性能比较如下。表1-1板式塔与填料塔比较项目板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适于压力降小的场合空塔气速（生产能力）空塔气速较大新型填料空塔气速大塔效率效率较稳定，大塔板效率比小塔的有所提高直径1.5m以下效率高，塔径增大，效率常会下降，但新型规则填料例外液气比适用范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低直径在800mm以下，一般比板式塔便宜，直径增大。造价显著增加重量较轻重具体来讲，应着重考虑以下几个方面：1.与物性有关的因素对于一个具体的分离过程，设计中选择何种塔型，应根据生产能力、分离效率、塔板降、操作弹性等要求，并结合制造、维修、造价等因素综合考虑。例如：（1）对于热敏性物系的分离，要求塔板降尽可能低，选用填料塔较为合适；（2）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；（3）对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔；（4）对于液体喷淋密度较小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔；（5）对于易发泡物系的分离，因填料层具有破碎泡沫的作用，宜选用填料塔。2.与操作条件有关的因素（1）若气相传质阻力大，宜采用填料塔。（2）大的液体负荷，可选用填料塔。（3）液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔。（4）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（1）对于多数情况，塔径大于800mm的，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。（2）一般填料塔比板式塔重。（3）大塔以板式塔造价较廉。（4）填料塔用于吸收和解吸过程，可以达到很好的传质效果，它具有通量大、阻力小、传质效率高等性能。因此实际过程中，吸收、解吸和气体洗涤过程绝大多数都使用填料塔。表1-2 塔型选择顺序表考虑因素选择顺序考虑因素选择顺序塔径800mm以下，填料塔800mm以上，板式塔真空操作（1）规整填料塔（2）乱堆填料塔（3）筛板塔（4）斜孔板塔（5）浮阀塔具有腐蚀性的物料（1）填料塔（2）穿流式塔污浊液体（1）大孔径筛板塔（2）穿流式塔（3）喷射型塔（4）浮阀塔（5）泡罩塔大液气比（1）多降液管筛板塔（2）导向筛板塔塔（3）填料塔（4）喷射型塔（5）浮阀塔（6）筛板塔操作弹性（1）浮阀塔（2）泡罩塔（3）筛板塔存在两液相的场合（1）穿流式塔（2）填料塔设计举例乙烯精制塔（T0405）1.2 塔的软件计算及校核图1-1 塔径的初步估算输入图1-2 塔径的初步估算结果图1-3 塔的校核输入图1-4 塔的校核结果1.3 塔的详细计算1.3.1 塔的工艺参数通过Aspen plus7.3软件对乙烯精制塔（T0405）的设计，得到各塔板上的物性参数，选取塔板上气液相负荷最大的第14块塔板进行手工计算和校核，然后再用CUP-Tower进行软件计算，通过比较来检查计算的正确性。第14块塔板的物性参数如表1-3所示，各塔板上的物性参数如表1-4所示。表1-3 第14块塔板的物性参数气相流量cum /s液相流量cum /s气相密度kg/ cum液相密度kg/ cum表面张力Nm/m0.49470.0124912.8328492.897710.7536表1-4 各塔板上的物性参数板序号液相温度/气相温度/液相体积流量/ (cum/sec)气相体积流量/ (cum/sec)液体密度/（kg/ cum）气体密度/（kg/ cum）液体粘度/（cP）液体表面张力/（Nm/m）1-98.29-62.750.0095280.410184551.97113.28870.1336814.686792-62.75-60.710.0127650.475846496.05613.71030.0918710.991963-60.71-60.470.0129820.4793859493.29813.75870.0911810.792354-60.47-60.430.0130080.479660492.98513.76920.0911110.769005-60.43-60.420.0130120.479556492.92913.77520.0910910.765146-60.42-60.410.01301440.4794076492.90613.78050.0910810.763667-60.41-60.400.01301570.4792521492.88913.78580.0910710.762478-60.40-60.390.01301690.4790960492.87513.79120.0910610.761309-60.39-60.380.01301800.4789396492.86413.79660.0910510.7601210-60.38-60.360.01301910.4787831492.85613.80200.0910410.7589011-60.36-60.350.01302010.4786261492.85413.80750.0910310.7576512-60.35-60.340.01302100.4784672492.85913.81310.0910210.7563513-60.34-60.330.01302160.4783047492.87213.81880.0910210.7549914-60.33-49.150.01249030.4946773492.89712.83280.0910210.7535515-58.54-58.540.00951580489.32500.0897310.57264（1）塔径的计算计算塔径时，首先要选择板间距HT，它与塔高、塔径、物性性质、分离效率、塔的操作弹性以及塔的安装高度、检修等都有关。查化工原理课程设计（王国胜编制）表1-5，塔板间距的经验数值选取：表1-5 塔板间距与塔径的关系塔径 D/m塔板间距 HT/mm0.30.52003000.50.83005000.81.63505501.62.04506002.02.46008002.4800参考上表，初选板间距:HT=0.4m，设溢流堰的高度：hw=50mm堰上清液层高度：how=50mm板上液层高度：hL=50+50=100mm气液两相流动参数为：LSVSLV12=0.012490.4947492.897712.832812=0.156则分离空间 HT-hL=0.4-0.1=0.3m图1-5 史密斯关联图查史密斯关联图得 C20=0.052校正到物系表面张力为10.7536 Nm/m时气体负荷系数C=C20200.2=0.05210.7536200.2=0.046最大空塔气速umax=CL-VV=0.046492.8977-12.832812.8328=0.5814m/s为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般取 u=0.60.8umax在此取安全系数为0.7，则：空塔气速 u=0.7umax=0.70.5814=0.407m/s故塔径为：D=4VSu=40.49473.140.407=1.2443m根据aspen初算结果，塔段的直径相差不大，因此取得所有塔段的值一致，将精馏塔塔径D圆整为D=1.4m，其对应板间距范围为350550mm，满足条件，假设成立，符合设计要求。则实际空塔气速为u实=4VSD2=40.49473.141.42=0.3215m/su实umax=0.32150.5814=0.5534s故降液管尺寸适宜。（4）溢流堰设计已知：LSLW2.5=0.0124936000.982.5=47.2933又因lwD=0.7由图1-7所示，查的液流收缩系数E=1.062图1-7 液流收缩系数计算图计算塔径时，设溢流堰的高度hw=50mm，堰上清液层高度how=50mm由弗朗西斯公式，堰上清液层高度 ：how=0.00284ELSlw23=0.002841.0620.0124936000.9823=0.04m=40mm与假设相差不大，计算合理。选择平堰，堰高hw=hL-how=0.1-0.04=0.06m（5）底隙高度设计由前面计算得降液管面积Af=0.1431m2；降液管宽度Wd=0.2142m；并且用液体在降液管中停留时间来检验降液管面积可知此降液管设计合理降液管底隙高度h0：降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，用h0来表示。为使溢流液通畅地流入下层塔板，并防止沉淀物堆积或堵塞，降液管下端与塔板间要有一定间距。同时，底隙要有良好的液封作用，因此，底隙高度h0也不能太大，防止气体通过降液管造成短路。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm，但应低于出口堰高度hW，设计时对于小塔，h0可取2530mm；对于大塔，h0取40mm左右，最大可达150mm。最大间隙速度 uO 取值范围为0.070.4m/s，易起泡的物质取低值。在此取uO=0.3m/s，则h0=LslWu0=0.012490.980.3=0.04248mhW-h0=0.06-0.04248=0.01752m0.06m故降液管底隙高度设计合理（6）受液盘设计塔板上接受降液管流下液体的那部分区域称为受液盘。根据化工工艺设计手册，对于塔径800mm以上的精馏塔，目前常用倾斜的降液管及凹形受液盘，凹形受液盘的深度一般在50mm以上，并且受液盘深要大于等于降液管底隙高度，通常规定单流程塔盘受液盘的深度一般为50mm，125mm，160mm三种。双流程塔盘受液盘的深度取值：当直径为22003000mm时取100mm，当直径为32003400mm时为125mm，当直径为36003800mm时为140mm，当直径为4200mm时为160mm。因为直径为1400mm，因此选择受液盘深度为50mm。（7）塔板布置塔板有整块式塔板和分块式塔板，对于小直径塔板（直径小于800mm），通常采用整块式塔板，当直径大于800mm时，人已能在塔内进行装拆，常用分块式塔板。表1-8 塔板分块数与塔径的关系塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456由于塔径D=1400mm800mm,故塔板采用分块式。由表1-8查得塔板分块数为6。在板上的传质区域与堰之间需要一个不开孔的区域，称为安定区。入口堰与传质区之间设入口安定区Ws(50100mm)，可使降液管底部流出的清液能均匀地分布在整个塔板上，避免入口处因液压头引起的液体泄漏。溢流堰与传质之间设出口安定区Ws（一般与Ws相等），以避免大量泡沫进入降液管。塔板靠近塔壁部分需留出一圈边缘区域Wc：D2.5m的塔，Wc=60mm在此设计中，选择安定区Ws=Ws=0.06m，Wc=0.05m（8）塔盘设计F1重型浮阀的孔径d0=39mm，一般在正常负荷情况下希望浮阀处在刚全开时操作，在不同操作条件下的工业试验结果。阀孔动能因子F0与操作状态的关系见表1-9：表1-9 动能因子与操作状态之间的关系操作状态阀孔漏液点浮阀全开正常操作范围最大负荷F05691281718201.浮阀数在此取阀孔动能因数F0=12，则阀孔气速u0=F0V=1212.8328=3.35m/s每层塔板上浮阀数目为N=4VSu0d02=40.49473.143.350.0392=123.6个在此圆整，取浮阀数N=126个2.浮阀排列由于选择的是单溢流塔板，则塔板上的鼓泡面积由下式计算：AP=2xr2-x2+180r2arcsinxr其中：x=D2-Wd+Ws=1.42-0.2142+0.06=0.4258r=D2-WC=1.42-0.05=0.65则AP=2xr2-x2+180r2arcsinxr =20.42580.652-0.42582+3.141800.652arcsin0.42580.65 =0.5111m2由于浮阀有顺排和叉排两种形式，而叉排时相邻浮阀容易吹动液层，鼓泡均匀，故在此选择浮阀为叉排的排列型式。此次设计的脱乙烷塔为分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。取同一横排的阀孔中心距 t=0.075m，则相邻两排间的距离为t=APNt=0.51110.075126=54.1mm按同一横排的阀孔中心距t=0.075m ，相邻两排间的距离t=54.1mm 的等边三角形叉排方式得到最终的浮阀数为126个。由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算的个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：阀孔气速u0=4Vsd02N=40.49473.140.0392126=3.2883m/s阀孔动能因数F0 F0=u0V=3.288312.8328=11.78阀孔动能因数变化不大，仍在912范围内，所以阀孔数N=126设计合理。空塔速度u=VsAT=0.49471.5386=0.3215m/s所以，塔板开孔率=uu0=0.32153.2883100%=9.7%由5%900mm，故选择比较的F应小于80%。泛点百分率F由经验式F=VsVL-V+1.36LsZAbCFK100%F=VsVL-V0.78ATCFK100%进行计算表1-10 系统因数K系统K值无泡沫正常系统1.00氟化物（如BF3，氟利昂）0.90中等起泡沫系统（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85多泡沫系统（如胺及乙二醇吸收塔）0.73严重泡沫系统（如甲乙酮装置）0.60形成稳定的泡沫系统（如碱再生塔）0.15图1-8 泛点负荷因子图Z=D-2Wd=1.4-20.2142=0.9716mK为系统因数，由表1-10查得K=1泛点负荷系数CF由图1-4查得CF=0.133，则F=VsVL-V0.78ATCFK100%=0.494712.8328492.8977-12.83280.781.53860.1331=50.67%Ab=AT-2Af=1.5386-20.1431=1.2524m2F=VsVL-V+1.36LsZAbCFK=0.494712.8328492.8977-12.8328+1.360.012490.97161.25240.1331=58.47%80%因此，此塔板不易发生雾沫夹带。3.液泛校核为防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足HdHT+hW对一般液体取泡沫层相对于清液层的密度为0.5降液管中清液层高度为Hd=hp+hd+hL+h式中， h克服液面落差所需清液层的高度，其值较小，一般忽略不计； hd克服液体在溢流管内流动阻力所需的液层高度，由下式计算：hd=0.153LslWh02则 HT+hW=0.50.4+0.06=0.23m hd=0.153LslWh02=0.1530.012490.980.042482=0.01377m降液管中清液层高度为Hd=hp+hd+hL+h =0.0979+0.01377+0.1=0.2117m0.23m因此，不会发生溢流液泛现象。4.漏液校核取动能因数的下限值，即取F0=5，算出相应的气相最小负荷Vs,min，即：u0,min=F0V=512.8328=1.3958m/s则Vs,min=4d02Nu0,min=3.1440.03921261.3958 =0.21m3/s900mm，故选择比较临界点为泛点百分率F=0.8。泛点百分率F由经验式F=VsVL-V+1.36LsZAbCFK 进行计算Z=D-2Wd=1.4-20.2142=0.9716mAb=AT-2Af=1.5386-20.1431=1.2524m2K为系统因数，由表1-8查得K=1泛点负荷系数CF由图1-4查得CF=0.133，则：F=VsVL-V+1.36LsZAbCFK=0.8Vs12.8328492.8977-12.8328+1.36Ls0.97160.1331.25241=0.8整理得：Vs=-8.082Ls+0.8153在操作范围内，任取几个Ls值，按上式算出对应的Vs值列于下表：表1-11Ls m3/s00.0050.010.0150.020.0250.030.035Vs m3/s0.81530.774890.73450.69410.65370.61330.57280.5324根据表中的数据，作Vs-Ls图，则此塔板的雾沫夹带线如图1-9中的线（1）所示。2.漏液线取动能因数的下限值，即取F0=5，算出相应的气相最小负荷Vs,min，即：u0,min=F0V=512.8328=1.3958m/s则：Vs,min=4d02Nu0,min=3.1440.03921261.3958=0.21m3/s此塔板的漏液线如图1-9中的线（2）所示3.液泛线为防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足HdHT+hW，临界条件为Hd=HT+hW，对一般液体取泡沫层相对于清液层的密度为0.5降液管中清液层高度为Hd=hp+hd+hL+h式中， h克服液面落差所需清液层的高度，其值较小，一般忽略不计； hd克服液体在溢流管内流动阻力所需的液层高度，由下式计算：hd=0.153LslWh02hW=0.06 HT+hW=0.50.4+0.06=0.23m hd=0.153LslWh02=0.153Ls0.980.042482=88.2816Ls2 hOW=2.841000ELhlW2/3=2.8410001.062Ls36000.982/3=0.7181Ls2/3由 hC=5.34u02V2gLu0=4Vsd02N 化简得 hC=0.3131Vs2hl=0.5hW+hOW=0.50.06+0.7181Ls2/3=0.03+0.3591Ls2/3hP=hc+hl=0.3131Vs2+0.03+0.3591Ls2/3hL=0.5hW+hOW=0.03+0.3591Ls2/3则 HT+hW=Hd=hp+hd+hL=hc+hl+hd+hL 0.23=0.3131Vs2+0.03+0.3591Ls2/3+88.2816Ls2+0.06+0.7181Ls2/3化简得 Vs2=0.4471-3.44Ls23-281.96Ls2在操作范围内，任取几个Ls值，按上式算出对应的Vs值列于下表：表1-12Ls m3/s00.0050.010.0150.020.025Vs m3/s0.44710.33950.25920.17450.0808-0.02324根据表中的数据，作Vs-Ls图，则此塔板的液泛线如图1-9中线（3）所示4.液相符合上限线当停留时间取最小时，LS为最大，求出上限液体流量LS值（常数），在VS-LS图上，液相负荷上限为与气体流量VS无关的竖直线。以=3s作为液体在降液管中停留时间的下限，因Af=0.1431m2 HT=0.4m =HTAfLS所以Ls,max=HTAf=0.40.14313=0.01908m3/s此塔板的液相负荷上限线如图1-9中线（4）所示5.液相负荷上限线由于堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。故取平堰、堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，则： how=2.841000E3600LS,minlW2/3=0.006其中E=1.052，lw=0.98m代入数据得：Ls=0.0007747m3/s精馏段的液相负荷下限线如图1-9中线（5）所示6.负荷性能图图1-9 浮阀图负荷性能图1.3.2 乙烯精制塔计算结果表1-13 乙烯精制塔计算结果项目名称数值或说明设计变量气相流量 VS0.4947 m3/h液相流量 LS0.01249 m3/h气相密度 V12.8328 kg/m3液相密度 L492.8977 kg/m3表面张力 10.7536 mN/m设计结果塔型浮阀塔塔径 D1.4 m塔板间距 HT0.4 m塔截面 AT1.5386 m2溢流型式单溢流空塔气速 u0.3215 m/s堰型平堰堰长 lw0.98 m堰高 hw0.06 m堰上液层高度 how0.04 m板上清液层高度 hL0.1 m降液管底与板距离 ho0.04248 m孔径 d00.039 m孔心距 t0.0541 m排孔距 t0.075 m安定区 WS0.06 m边缘区 WC0.05 m阀孔数 N126个开孔率 9.7%阀孔气速 u03.2883 m/s阀孔动能因数 F011.78液体在降液管停留时间 4.58 s降液管面积 Af0.1431 m2溢流堰宽度 Wd0.2142 m干板压降 hC0.0479 m液柱板上液层有效阻力 hl0.05 m液柱液体表面张力阻力 h0塔板压降 hp0.0979 m液柱泛点百分率 F58.47%1.4 CUP-Tower验证CUP-Tower是中国石油大学（华东）分离研究中心开发的一款塔设备计算软件，可用于塔板、填料以及萃取塔的工程设计，包括：（1）塔板浮阀：圆阀、条阀。固阀。垂直筛板：新垂直筛板、EJT喷射塔板。斜喷型：固舌、浮舌、斜孔、网孔。筛孔：普通筛板、大孔筛板、导向筛板、复合筛板。泡罩。无溢流塔板。多降液管塔板。旋流板。（2）填料散堆填料：鲍尔环、环矩鞍、阶梯环。规整填料：板波纹、丝网、格栅。（3）萃取塔填料萃取塔：鲍尔环、环矩鞍、阶梯环、板波纹、丝网。筛板萃取塔。CUP-Tower可以直接将Pro和Aspen Plus的工艺计算结果输入到CUP-Tower中，而塔的设计和校核结果可以直接生成Excel文件和Word文件。1.4.1 设计工艺条件与初估条件输入，选择塔盘类型为圆形浮阀，塔径设定最初是根据Aspen模拟得到的塔径进行的，当设定塔径之后，再设定其他结构参数，如溢流形式、浮阀类型，开孔率大小、塔板间距、降液管宽度、溢流堰长、溢流堰高度、降液管底隙高度等参数，其最初设的依据是根据化工设备设计全书一塔设备的结构进行设计要求进行设计的，每个设定框被点击后都会给出该项参数的规定范围，如图1-10所示：图1-10工艺条件与初估条件输入利用CUP-Tower计算得到塔板结构参数与塔板工艺参数，如图1-11所示：1-11 塔板结构与工艺1.4.2工艺参数通过CUP-Tower软件的设计得到了乙烯精制塔的相关数据如下：基本信息1项目名称7校核人2装置名称8日期2017/6/113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塔板形式圆形浮阀12分段说明工艺设计条件液相气相1质量流量kg/h22163.357质量流量kg/h22853.142密度kg/m3492.908密度kg/m312.833体积流量m3/h44.979体积流量m3/h1780.844粘度cp0.0910粘度cp0.015表面张力dyn/cm10.7511安全因子/0.826体系因子/1.0012充气因子/0.60塔板结构参数1塔径m1.406孔数#160.122板间距m0.40007开孔密度#/m2168.363塔截面积m21.53948溢流程数/14开孔区面积m20.95119堰的形式/平堰5开孔率%12.42溢流区尺寸两侧中心1降液管面积比%10.672堰径比%74.003降液管顶部宽度m0.22924弯折距离m0.08695降液管底部宽度m0.14226受液盘深度m0.04057受液盘宽度m0.22928堰高m0.04659降液管底隙m0.040510降液管顶部面积m20.164311降液管底部面积m20.082012顶部堰长m1.036013底部堰长m0.845914进口堰高度m15进口堰宽度m圆形浮阀参数1浮阀孔径M0.03952单阀重量Kg0.03363748工艺计算结果正常操作120%操作70%操作1空塔气速m/s0.32130.29520.30622空塔动能因子m/s(kg/m3)0.51.15121.05761.09683空塔容量因子m/s0.05250.04830.05014孔速m/s2.58742.58742.58745孔动能因子m/s(kg/m3)0.59.26899.26899.26896漏点气速m/s1.39581.39581.39587漏点动能因子m/s(kg/m3)0.55.00005.00005.00008相对泄露量kg液/100kg液-9溢流强度m3/(h.m)43.402946.839036.430310流动参数/0.15650.15650.156511板上液层高度m0.08160.08190.081712堰上液层高度m0.03510.03690.031213液面梯度m-14板上液层阻力m液柱0.04760.04850.046015干板压降m液柱0.04770.04770.047716总板压降m液柱0.09530.09620.093717雾沫夹带kg液/kg气0.01220.00870.009718降液管液泛%73.615176.320569.307319降液管内液体高度m0.19720.20380.187320降液管停留时间s5.26225.19475.009121降液管内线速度m/s0.07600.07700.079922