3-设备选型与典型设备设计

目 录第一章 总述11.1 过程设备的选型目的和基本要求11.2 过程定型设备与非标设备的分类11.3 过程设备设计与选型原则1第二章 塔设备设计32.1 设计规范32.2 设计要求32.3 塔的类型32.3.1 浮阀塔52.3.2泡罩塔62.3.3筛板塔62.3.4波纹穿流板塔62.4 塔设备设计步骤72.5 乙二醇精馏塔设计举例72.5.1设计条件说明72.5.2塔体工艺尺寸的设计计算112.5.3溢流装置172.5.4塔板布置及浮阀数目与排列182.5.5塔板流体力学验算212.5.6塔板负荷性能图242.5.7计算示例小结282.5.8风载荷计算292.5.9地震载荷计算312.5.10耐压试验校核322.6设备条件图342.7设计结果强度校核一览表352.8 塔设备设计一览表46第三章 换热器选型473.1换热器选型依据473.2换热器分类473.2.1 按工艺功能分类473.2.2 按传热方式分类483.3换热器选型原则503.4 换热器选型举例523.4.1 设计条件523.4.2换热器型式选择543.4.3基于EDR软件模拟设计换热器设备条件图573.5 异丁烯冷却器613.6设备条件图653.7设计结果强度校核一览表653.8换热器一览表75第四章 泵选型774.1泵类型和特点774.2泵选型原则804.3 泵选型举例834.3.1 计算过程834.3.2选泵的型号854.4泵选型一览表87第五章 储罐选型885.1储罐选型标准885.2储罐类型885.3储罐系列885.4产品储罐895.5储罐强度校核一览表905.6储罐一览表95第六章 反应器设计966.1反应器概述966.2反应器类型966.3 催化蒸馏反应器设计计算986.3.1 反应器总体设计参数986.3.2吸收段1006.3.3反应段1026.3.4 提馏段1036.3.5反应高度1056.3.6壁厚1066.3.7接管的计算1076.3.8溢流装置1086.3.9塔板布置及浮阀数目1096.4设备条件图1116.5强度校核一览表1116.6反应器一览表117第七章 工艺设备一览表117中国扬子石化-巴斯夫年产2万吨叔丁醇项目设备选型与典型设备设计- 30 -第一章 总述1.1 过程设备的选型目的和基本要求化工设备的工艺设计与选型是在物料衡算和热量衡算的基础上进行的，其目的是决定工艺设备的类型、规格、主要尺寸和数量，为车间布置设计、施工图设计及非工艺设计项目提供足够的设计数据。过程设备的第一个基本要求是能满足工艺要求。对于工艺上所要求的温度、压力、液位、流量等都需要过程设备来实现。在满足工艺要求的同时，过程设备也必保证有足够的强度，不会在操作过程中遭到破坏。还有一个基本要求，经济上要合理。在满足前一个基本要求之后，要考虑尽量降低设备的生产费用和操作费用，这样才能使企业获得更大的利益。1.2 过程定型设备与非标设备的分类化工设备从总体上分为两类，一类称定型设备或标准设备，这是由一些加工厂成批成系列生产的设备，通俗地说，就是可以买到的现成的设备，如泵、反应釜、换热器、大型储罐等；另一类称非定型设备或非标准设备，是指规格和材料都是不定型的、需要专门设计的特殊设备，如小的储罐、塔器等。本项目中催化蒸馏反应器为非标设备，其他设备均为标准设备。1.3 过程设备设计与选型原则(1) 合理性即设备必须满足工艺需求，与工艺流程、生产规模、工艺操作条件及工艺控制水平相适应，所选择的设备要确保产品质量达标并能降低劳动强度，提高劳动生产率，改善环境保护，在设备的许可范围内，能够最大限度地保证工艺的合理和优化并运转可靠。(2) 可靠性和先进性工艺设备的型式、牌号多种多样，实现某一化工单元过程，可能有多种设备，要求设备运行可靠。在可靠的基础上考虑先进性，便于连续化和自动化生产，转化率、收率、效率要尽可能达到高的先进水平，在运转的过程中，波动范围小，保证运行质量可靠，操作上方便易行，有一定的弹性，维修容易，备件易于加工等。(3) 安全性设备的选型和工艺设计要求安全可靠、操作稳定、无事故隐患，对工艺和建筑、地基、厂房等无苛刻要求，工人在操作时劳动强度小，尽量避免高温高压高空作业，尽量不用有毒有害的设备附件、附材，创造良好的工作环境和无污染。(4) 经济性设备的选择力求做到技术上先进，经济上合理。尽量采用国产设备，节省设备投资。选用的设备要易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，减少运行费用，便于购置等。第二章 塔设备设计2.1 设计规范化工设备设计基础规定 HG/T 20643钢制化工容器强度计算规定 20583-1998钢制化工容器结构设计规定 20581-1998石油化工塔型设备设计规范 SH 3030-19972.2 设计要求(1) 分离效率高，达到一定分离程度所需塔的高度低。(2) 生产能力大，单位塔截面积处理量大。(3) 操作弹性大，对一定的塔器，操作时气液流量的变化会影响分离效率。若将分离效率最高时的气液负荷作为最佳负荷点，可把分离效率比最高效率下降15%的最大负荷与最小负荷之比称为操作弹性，易于稳定操作。(4) 气体阻力小，可使气体的输送功率消耗小。对真空精馏来说，降低塔器对气流的阻力可减小塔顶、塔底间的压差，降低塔底操作的压强，从而可降低塔底溶液泡点，降低对塔釜加热剂的要求，还可防止塔底物料的分解。(5) 结构简单，设备取材面广便于加工制造与维修，价格低廉，适用面广。2.3 塔的类型工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，对于填料塔和板式塔的比较和选择见下表2-1。表2-1 板式塔和填料塔的比较项目填料塔板式塔塔径800mm以下，造价一般比板式塔低，直径大则造价高600mm以下时，安装较困难，一般推荐塔径大于800mm的塔压力降压降小，对阻力要求小的场合较适用（例如，真空操作）压降一般比填料塔大空塔气速空塔气速（生产能力）低空塔气速高塔效率用小填料时，小塔的效率高，塔较低；直径增大，效率下降，所需填料高度急增效率较稳定，大塔板效率比小塔板有所提高液气比对液体喷淋量有一定要求适用范围较大持液量较小较大安装检修大塔检修费用大，劳动量大检修清理比填料塔容易材料内部结构简单，便于非金属材料制作，可用于腐蚀较严重场合多数不便于非金属材料制作造价直径800mm以下，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加直径大时一般比填料塔造价低重量较重较轻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。同样，吸收过程也分为液膜控制、气膜控制和介于两者之间的共同控制吸收三种类型。气膜控制的吸收与真空精馏相似，应优先考虑选用高效规整填料塔；液膜控制的吸收与加压精馏相似，往往选用板式塔或汽液湍动大、持液量高的散装填料塔；介于两者之间的，宜采用比表面积大、持液量高、液相湍动大的填料塔，一般多采用散装填料塔。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时，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。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。(4) 本厂的实际情况叔丁胺腐蚀性较大；无固体悬浮物；非常压操作；塔径大小分布广；从分离效率、成本和操作维修等方面考虑，结合实际情况。选择结果如下表2-2：表2-2 塔设备型式塔标选择类型T0101萃取塔浮阀塔T0102乙二醇精馏塔浮阀塔T0201盐酸吸收塔填料塔T0202反应精馏塔浮阀塔T0203氨提馏塔浮阀塔T0301甲醇蒸馏塔浮阀塔T0302产品精制塔浮阀塔T0303精馏塔浮阀塔T0304叔丁胺精馏塔浮阀塔2.3.1 浮阀塔生产能力大，弹性大，分离效率高，雾沫夹带少，液面梯度较小，结构较简单，是新发展的一种塔。目前很多专家正力图对此改进提高，不断有新的浮阀类型出现。2.3.2泡罩塔泡罩塔是工业上使用最早的一种板式塔，气液接触有充分的保证，操作弹性大，但其分离效率不高，金属消耗量大且加工较复杂，应用逐渐减少。2.3.3筛板塔筛板塔是一种有降液管、板形式结构最简单的板式塔，孔径一般为48mm，制造方便，处理量大，清洗、更换、修理均较容易，但操作范围较小，适用于清洁的物料，以免堵塞。2.3.4波纹穿流板塔波纹穿流板塔是一种新型板式塔，气液两相在板上穿流通过，没有降液管，加工方便，生产能力大，雾沫夹带小，压降小，除污容易且不易堵塞，甚至在除尘、中和、洗涤等方面应用更为广泛。板式塔是在塔内有多层塔板，传热传质过程基本上在每层塔板上进行，塔板的形状、塔板结构或塔板上气液两相的表现，就成了命名这些他的依据，诸如筛板塔、舌形板塔、斜孔板塔、波纹形板塔、泡罩塔、浮阀塔、喷射板塔、波纹传流塔、浮动喷射塔。下面简单介绍一下几种常见的板式塔性能。国内常用浮阀有3种：F1型、V-4型和T型。三种浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用，我国已有颁布标准（JB1118-68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重阀，只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。3种阀的主要尺寸见下表2-3。表2-3 3种阀主要尺寸F1型（重阀）V-4型T型筛孔直径/mm393939阀片直径/mm484850阀片厚度/mm21.52最大开度/mm8.58.58静止开度/mm2.52.51.0-2.0阀片质量/mm32-3435-2630-32表2-4 各类塔板性能比较指标溢流式穿流式F形浮阀十字架形浮阀条形浮阀筛板舌形板浮动喷射塔板圆形泡罩条形泡罩S形泡罩栅板筛孔板波纹板液体和气体负荷高444444213444低555233333233弹性(稳定操作)555334434112压力降233324000433雾沫夹带量334343112444分离效率554433434444单位设备体积的处理量444444213444制造费用334443213553材料消耗444454223554安装和拆修434443113553维修333333213554污垢物料对操作的影响232123100244注：0不好；1尚可；2合适；3较满意；4很好；5最好2.4 塔设备设计步骤(1) 使用ASPEN PLUS获得水力学数据和塔直径。(2) 设计封头、裙座、筒体等，确定塔高，使用SW6-2011进行塔的强度校核。2.5 乙二醇精馏塔设计举例根据本项目工艺的特点，另外考虑设备的制造、投资和维修，9个塔设备分别选用8个浮阀塔、1个填料塔。现以萃取剂乙二醇精馏塔T0102为例进行设计计算：2.5.1设计条件说明根据Aspen工艺计算结果给出参数如下：表2-5 设计条件一览项 目数 值设计压力1MPa设计温度166.5介质名称及组成乙二醇（0.35），水（0.65）介质流量乙二醇（88kmol/h），水（220.552kmol/h）塔板数25加料板位置14（1）原料、塔顶及塔底液中乙二醇的摩尔分数乙二醇的摩尔质量为62.07kg/kmol，水的摩尔质量为18.02kg/kmol进料液组成：xF=0.35馏出液组成：xD=0.016釜残液组成：xW=1.000（2）原料、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：MF=0.34962.07+0.65118.02=33.39kg/kmol 塔顶物料平均摩尔质量：MD=0.01662.07+0.98418.02=18.72kg/kmol 塔底物料平均摩尔质量：Mw=1.00032.04+018.02=32.04kg/kmol（3）物料衡算原料液流量： F=248.728kmol/h 馏出液流量： D=164.161kmol/h 塔釜流量： W=84.568 kmol/h （4）回流比的确定R=0.16（5）塔板数的确定L=RD=0.16164.161=26.27kmol/hL,=L+qF=26.27+1248.728=275.00kmol/h精馏段操作线方程：y=RR+1x+1R+1xD=0.14x+0.003提馏段操作线方程：y，=L,L,-Wx,+WL,-WxW=1.44x，+0.444精馏段实际板层数Np，1=13进料板：N=14提馏段实际板层数Np，2=12实际塔板数 Np=Np，1+Np，2=13+12=25（不包括再沸器）（6）精馏塔的工艺条件及相关物性数据操作压强塔顶操作压力：pD=1000-134=948kPa每层塔板压降：p=4kPa进料板压力：pF=1000kPa 塔底操作压力：pW=1000+124=1048kPa 精馏段平均压力: p1=pD+pF2=948+10002=974kPa提馏段平均压力: p2=pW+pF2=1048+10002=1024kPa操作温度塔顶温度：tD=185.7进料温度：tF=166.5塔底温度：tW=294.3精馏段平均温度：t1=tD+tF2=185.7+166.52=176.1提馏段平均温度：t2=tW+tF2=294.3+166.52=230.4平均摩尔质量进料口液相平均摩尔质量：MFL,=0.34962.07+0.65118.02=33.39kg/kmol进料口气相平均摩尔质量：MFV,=0.15062.07+0.85018.02=24.63kg/kmol原料液平均摩尔质量：MF=0.34962.07+0.65118.02=33.39kg/kmol 塔顶液相平均摩尔质量：MDL=0.01662.07+0.98418.02=18.72kg/kmol 塔顶气相平均摩尔质量：MDV=0.9862.07+0.0218.02=61.19kg/kmol 塔底液相平均摩尔质量：MwL=162.07+018.02=62.07kg/kmol 塔底气相平均摩尔质量：MwV=062.07+118.02=18.02kg/kmol 精馏段液相平均摩尔质量：M1L=MDL+MFL,2=18.72+33.392=26.06kg/kmol 精馏段气相平均摩尔质量：M1V=MDV+MFV,2=61.19+59.872=60.53kg/kmol 提馏段液相平均摩尔质量:M2L=MWL+MFL,2=62.07+33.392=47.73kg/kmol 提馏段气相平均摩尔质量:M2V=MWV+MFV,2=18.02+24.632=21.33kg/kmol 表2-6 平均摩尔质量汇总表项 目液相平均摩尔质量/（kg/kmol）气相平均摩尔质量/（kg/kmol）塔顶18.7261.19进料33.3924.63塔釜62.0718.02精馏段26.0660.53提馏段47.7321.33乙二醇-水混合物的密度塔顶气相密度：v，1=0.654kg/m3进料口气相密度：v，2=1.537kg/m3 精馏段气相密度：V=1.096kg/m3提馏段气相密度：V=1.574kg/m3塔顶液相密度：L，1=922.10kg/m3进料口液相密度：L，2=965.16kg/m3精馏段液相密度：L=943.63kg/m3提馏段液相密度：L=957.01kg/m3精馏段气相体积流量：Vh=5784m3/h精馏段液相体积流量：Lh=7.33m3/h提馏段气相体积流量：Vh，=2616.96m3/h提馏段液相体积流量：Lh，=9.65m3/h表2-7 密度相关参数汇总表项 目精馏段提馏段气相密度/（kg/m）1.0961.574液相密度/（kg/m）943.63957.01气相体积流量/（m/h）5784.002616.96液相体积流量/（m/h）7.339.65乙二醇-水混合物的表面张力塔顶表面张力：D=40.0mN/m进料表面张力：F=34.3mN/m塔釜表面张力：W=23.8mN/m精馏段表面张力：1=37.2mN/m提馏段表面张力：2=29.1mN/m2.5.2塔体工艺尺寸的设计计算(1) 塔径a) 精馏段负荷系数C的计算精馏段气相体积流量Vh=5784m3/h精馏段液相体积流量Lh=7.33m3/h故 LhVh（LV）12=7.335784（943.631.096）12=0.04初选板间距HT=450mm，设hL=70mm,则HT-hL=450-70=380mm，根据史密斯关联图，C20=0.085，则C=C20（120）0.2=0.085（37.220）0.2=0.096m/s空塔气速u的计算最大允许气速为 umax=CL-VV=0.096943.63-1.0961.096=2.82m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.72.82=1.97m/s塔径D的计算D=4Vsu=4(57843600)1.97=1.02m 由浮阀塔板间距参考数值可知，当塔径在0.8m1.6m时，板间距为350mm450mm，故初选的板间距合理，将塔径按标准塔径圆整为D=1200mm。b) 提馏段负荷系数C的计算提馏段气相体积流量Vh，=2616.96m3/h提馏段液相体积流量Lh，=9.65m3/h故 Lh，Vh，（L,V,）12=9.652616.96（957.011.574）12=0.09初选板间距HT=450mm，设hL=70mm,则HT-hL=450-70=380mm，根据史密斯关联图，C20=0.077，则C=C20（220）0.2=0.077（29.120）0.2=0.083m/s空塔气速u的计算最大允许气速为 umax=CL-VV=0.083957.01-1.5741.574=2.04m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7umax=0.72.04=1.43m/s塔径D,的计算D,=4VS，u=4（2616.963600）1.43=0.81m由浮阀塔板间距参考数值可知，当塔径在0.8m1.6m时，板间距为350mm450mm，故初选的板间距合理，将塔径按标准塔径圆整为D=1000mm。由上述计算可知，精馏段与提馏段的塔径不同，为使塔的结构简化，两段采用相同的塔径，即D=1200mm。则塔截面面积为： AT=4D，2=4（1.20）2=1.13m2精馏段与提馏段的实际空塔气速分别为： u=VSAT=578436001.13=1.42m/s u=VS,AT=2616.9636001.13=0.64m/s表2-8 塔径设计相关参数一览表项 目精馏段提馏段 负荷系数/（m/s）0.0960.083 空塔气速/（m/s）1.971.43 实际空塔气速/（m/s）1.420.64最终圆整塔径/m1.201.20塔截面面积/1.131.13(2) 塔高塔高应该包括塔顶空间高度、塔底空间高度、进料板高度、人孔高度及普通塔板高度等部分。a) 人孔高度为了便于安装、检修或清洗设备内的部件，需要在设备上开设人孔或手孔，直径大于或等于800mm时，需采用人孔。人孔的数目依据物料性质及塔板安装是否方便而定。若处理不需要经常清洗的物料体系，可隔68块板设置一个人孔；对于易结垢、结焦及需要经常清洗的物系，则每隔35块板安装一个人孔。此外，在塔顶、进料板及塔釜处必须设置人孔。本项目中精馏段所需塔板数为13块，进料板为第14块，提馏段为12块，故所需人孔4个，每个人孔高度为0.6m。H1=40.6=2.4mb) 塔顶空间高度塔顶空间高度HD是指塔内最上层塔板到塔顶封头最下端的距离，通常取HD=(1.52.0）HT，本项目取HD=1.7HT=1.70.45=0.765m。c) 塔底空间高度塔底空间高度HB是指塔内最下层塔板到塔底封头最上端的距离，由塔底的储液高度和安全高度组成。塔底的储液高度计算式为h1=（V-V封头）/AT总储液量计算式为V=WMW60W3600=84.56832.041560957.013600=0.708m当塔径为1.2m时，由椭圆形封头的内表面积和容积表可知，V封头=0.272m，则 h1=V-V封头AT=0.708-0.2721.13=0.39m塔的正常操作要求塔底液面至最下层板间留有一定的空间，一般情况下，该值取12m，本项目取2m，故HB=h1+h2=0.39+2=2.39md) 普通塔板高度H2=N-NF-NP-1HT=(25-1-4-1)0.45=8.55m（NP为人孔数，NF为进料板数)。e) 进料板高度如果是液相进料，进料板的板间距HF应稍大于一般的板间距。由于进料板一般安装有人孔，因此进料板的板间距还应同时满足安装人孔的需要。通常，该值不应小于0.6m，本项目取H2=0.8m，则筒体高度为H,=H1+HD+HB+H2+HF=2.4+0.765+2.39+8.55+0.8=14.905mf) 裙座高度塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。基础环内径：Dib=Dis-160400=1000mm基础环外径：Dob=Dis+160400=1400mm取裙座高：H3=2.5mg) 封头高度封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-2002，其内表面积A=1.6552m2 ，容积V=0.2545m3，封头高度H4=325mm。h) 塔高H=H,+H3+H4=14.905+2.5+0.325=17.73m圆整为18m。(3) 壁厚a) 筒体壁厚筒体计算厚度=pcDi2t-pc=mm腐蚀裕量C2=4mm筒体设计厚度d=+C2=8.95mm圆整后取d=10mmb) 封头壁厚该精馏塔采用标准椭圆形封头封头计算厚度=pcDi2t-0.5pc=4.01mm腐蚀裕量C2=4mm封头设计厚度d=+C2=8.01mm圆整后取d=10mmc) 裙座厚度参照塔体厚度，裙座厚度取es=10mmd) 地脚螺栓大小及个数地脚螺栓承受最大的拉应力为B=maxMw0-0+MeZb-mmingAb，ME0-0+0.25Mw0-0+MeZb-m0g-FV0-0AbME0-0设备底部截面地震弯矩，NmmFV0-0项仅在最大弯矩为地震弯矩参与组合时计入B0，设备自身足够稳定，为了固定塔设备的位置，选取4个螺栓公称直径为30mm，螺纹小径为26.211mm的地脚螺纹，该地脚螺纹仅用于固定。(4) 开孔尺寸的计算a) 原料液进口段管路体积流量 VS=ws=23.97248.7283600939=0.002m3/s查阅某些液体在管道中的常用流速范围表可得，水及低黏度液体的流速范围在1.53.0m/s，取u=1.5m/s。根据d=4Vsu计算管径，即 d=40.0021.5=0.041m=41mm 查阅管子规格表，选用50mm3mm的管子，其内径为 d=50-32=44mm重新核算流速，即 u=4VSd2=40.0020.0442=1.32m/s。b) 塔顶蒸气出口段管路体积流量 VS=VMDV3600=164.16(0.16+1)61.1936001.096=2.95m3/s查阅某些液体在管道中的常用流速范围表可得，一般气体流速范围在10-20m/s，取u=15m/s。根据d=4Vsu计算管径，即 d=42.9515=0.500m=500mm 查阅管子规格表，选用560mm9mm的管子，其内径为d=560-92=542mm重新核算流速，即 u=4VSd2=42.890.5422=12.53m/s。c) 塔顶回流液管路体积流量 VS=LMDL3600=0.16164.0618.723600943.63=0.0001m3/s查阅某些液体在管道中的常用流速范围表可得，水及低黏度液体的流速范围在1.53.0m/s，取u=1.5m/s。根据d=4Vsu计算管径，即 d=40.00011.5=0.009m=9mm 查阅管子规格表，选用13mm2mm的管子，其内径为d=13-22=9mm重新核算流速，即 u=4VSd2=40.00010.0092=1.57m/s。d) 塔底上升蒸气管路体积流量 VS=V,MWV3600=2616.9618.0236001.574=8.32m3/s查阅某些液体在管道中的常用流速范围表可得，一般气体的流速范围在10-20m/s，取u=20m/s。根据d=4Vsu计算管径，即 d=48.3220=0.728m=728mm 查阅管子规格表，选用760mm20mm的管子，其内径为d=760-202=720mm重新核算流速，即 u=4VSd2=48.320.7202=20.43m/s。e) 塔底回流液管路体积流量 VS=L,MWL3600=9.6562.073600957.01=0.0002m3/s查阅某些液体在管道中的常用流速范围表可得，水及低黏度液体的流速范围在1.53.0m/s，取u=1.5m/s。根据d=4Vsu计算管径，即 d=40.00021.5=0.013m=13mm 查阅管子规格表，选用18mm2mm的管子，其内径为d=18-22=14mm重新核算流速，即 u=4VSd2=40.00020.0142=1.30m/s。2.5.3溢流装置(1) 降液管的类型与溢流方式及受液盘的选择a) 降液管的类型：降液管有圆形和弓形两类，圆形降液管一般只用于小直径塔，对于直径较大的塔，常用弓形降液管。本项目塔径为1.20m,故采用弓形降液管。b) 溢流方式：常用的溢流方式有：U形流、单溢流、双溢流和阶梯式双溢流。目前，凡直径在2.2m以下的浮阀塔，一般用单溢流，故本项目采用单溢流。c) 受液盘：受液盘有平受液盘和凹形受液盘两种结构形式。对于直径800mm以上的大塔，目前多采用凹形受液盘，故本项目采用凹形受液盘。综上所述，塔径为1.20m,采用单溢流弓形降液管及凹形受液盘。(2) 溢流堰堰长精馏段：取lW=0.75D=0.751.20=0.9m提馏段：取lW=0.75D=0.751.20=0.9m(3) 溢流堰高度假设精馏段与提馏段都选用平直堰，且两段的板上液层高度为0.06m，则精馏段：how=2.841000E（Lhlw）23=2.8410001（7.330.9）23=0.011m0.006m溢流堰高度：hw=hL-how=0.06-0.011=0.049m提馏段：how，=2.841000E（Lh，lw）23=2.8410001（9.650.9）23=0.014m0.006m溢流堰高度：hw，=hL-how，=0.06-0.014=0.046m堰上液层高度太小会造成液体在堰上分布不均，影响传质效果，设计时应使堰上液层高度大于6mm。此外，溢流堰高度应在0.03-0.05m范围内。经检验，精馏段与提馏段的堰上液层高度与溢流堰高度均符合要求。(4) 弓形降液管宽度和降液管截面面积精馏段：由弓形降液管宽度和截面积关系图得，当lwD=0.75时，AfAT=0.11，WdD=0.17，则 Wd=0.17D=0.171.20=0.204m；Af=0.11AT=0.111.13=0.124提馏段：由弓形降液管宽度和截面积关系图得，当lwD=0.75时，AfAT=0.11，WdD=0.17，则 Wd=0.17D=0.171.20=0.204m；Af=0.11AT=0.111.13=0.124(5) 验算液体在降液管内的停留时间精馏段：=3600AfHTLh=36000.1240.457.33=27.4s提馏段：=3600AfHTLh，=36000.1240.459.65=20.8s降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间，使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离，为此液体在降液管内的停留时间不应小于3-5s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。经检验，精馏段与提馏段液体在降液管内的停留时间均大于5s。(6) 降液管底隙高度取液体通过精馏段和提馏段的降液管底隙时的流速u0，=0.08m/s，则精馏段：h0=Lh3600lwu0，=7.3336000.90.08=0.028m提馏段：h0=Lh，3600lwu0，=9.6536000.90.08=0.037m降液管底隙高度一般不宜小于20-25mm，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。设计时对小塔h0可取为2530mm，对大塔取h0为40mm。经检验，精馏段与提馏段降液管底隙高度均符合。2.5.4塔板布置及浮阀数目与排列(1) 塔板布置塔板有整块式和分块式两种。直径在800mm以内的小塔采用整块式塔板；直径在1200mm以上的大塔通常采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。本项目塔径为1.2m，故选择分块式塔板。浮阀在塔板鼓泡区内的排列有正三角形与等腰三角形两种方式，按照阀孔中心连线与液流方向的关系又有顺排和叉排之分。对于分块式塔板，宜采用等腰三角形叉排，此时常把同一横排的阀孔中心矩定为75mm，而相邻两排间的中心距可取为65mm、80mm、100mm。(2) 浮阀数目与排列 取气体通过阀孔时的动能因数F0=12kg12/（sm12），则精馏段：阀孔气速 u0=F0V=121.096=11.46m/s 阀孔数 N=VS4d02u0=578436004（0.039）211.46=118由塔径为1.20m，取边缘区宽度WC=0.06m，破沫区宽度WS=0.07m ，则R=D2-WC=1.202-0.06=0.54mx=D2-Wd+Ws=1.202-0.204+0.07=0.326m则鼓泡区面积为 Aa=2xR2-x2+180R2arcsinxR=0.66相邻两排间的中心距为t，=AatN=0.660.075118=0.074m=74mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用74mm，而因小于此值，故取65mm。按t=75mm、t，=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，得阀数为118个。按N=118重新核算孔速及阀孔动能因数： u0=VS4d02N=5784360040.0392119=11.3m/sF0=V=11.31.096=11.8根据工业生产装置的数据，对F1型浮阀（重阀）而言，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0的数值常在9-12之间。经验算，阀孔动能因数F0仍在9-12范围内。塔板开孔率=uu0=1.4211.3100%=11.5%图1 精馏段浮阀数目图提馏段：阀孔气速 u0=F0V=91.574=7.17m/s 阀孔数 N=VS4d02u0=2616.9636004（0.039）27.17=84由塔径为1.20m，取边缘区宽度WC=0.06m，破沫区宽度WS=0.07m，则R=D2-WC=1.202-0.06=0.54mx=D2-Wd+Ws=1.202-0.204+0.07=0.326m则鼓泡区面积为 Aa=2xR2-x2+180R2arcsinxR=0.66相邻两排间的中心距为t，=AatN=0.660.07584=0.105m=105mm考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用105mm，而因小于此值，故取100mm。按t=75mm、t，=100mm，以等腰三角形叉排方式作图，得阀数为82个。按N=82重新核算孔速及阀孔动能因数： u0=VS4d02N=2616.96360040.039282=7.4m/sF0=u0V=7.41.574=9.3根据工业生产装置的数据，对F1型浮阀（重阀）而言，当板上所有浮阀刚刚全开时，F0的数值常在9-12之间。经验算，阀孔动能因数F0仍在9-12范围内。塔板开孔率=uu0=0.647.4100%=8.6%。图2 提馏段浮阀数目图表2-9 溢流装置相关参数一览表项 目精馏段提馏段塔径/m1.2001.200板间距/m0.4500.450浮阀数/个11882溢流堰长/m0.900.90溢流堰高度/m0.0490.046弓形降液管宽度/m0.0240.024降液管截面面积/m20.1240.124降液管底隙高度/m0.0280.037实际空塔气速/（m/s）11.37.4液体在降液管停留时间/s27.420.82.5.5塔板流体力学验算(1) 干板阻力精馏段：由 hc=19.9u00.175L和 hc=5.34Vu022Lg 得 uoc=1.82573.1V=1.82573.11.096=9.99m/s u0=11.3m/su0c，故hc，1=5.34Vu022Lg=5.341.09611.322943.639.81=0.04m液柱提馏段：由 hc=19.9u00.175L和 hc=5.34Vu022Lg 得 uoc=1.82573.1V=1.82573.10.87=8.19m/s u0=7.4m/su0c，故hc，2=19.9u00.175L=19.97.40.175957.01=0.03m液柱(2) 板上充气液层压力充气因数0反映板上液层充气程度，当液相为水时，取0.5；当液相为油时，取0.2-0.35；当液相为碳氢化合物时，取0.4-0.5。本项目取0=0.35。精馏段：hl，1=0hL=0.350.06=0.021m液柱提馏段：hl，2=0hL=0.350.06=0.021m液柱(3) 液体表面张力所造成的阻力由于浮阀塔的h通常很小，计算时可以忽略。(4) 气体通过浮阀塔板的压力降精馏段：hP，1=hc，1+hl，1+h=0.04+0.021=0.061m液柱则单板压降PP=hPLg=0.061943.639.81=565Pa提馏段：hP，2=hc，2+hl，2+h=0.03+0.021=0.051m液柱则单板压降PP=hPL,g=0.051957.019.81=479Pa(5) 液泛为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液层高度Hd用来克服相邻两层塔板间的压力降hp、板上液层阻力hL和液体流过降液管的阻力hd。进口堰需要占用较大的塔面，还易使沉淀物淤积于此处造成堵塞，故多数不采用进口堰。当塔板上不设进口堰时，精馏段hd，1=0.153（Lslwh0）2=0.153（7.3336000.90.028）2=0.001m液柱Hd，1=hp，1+hL+hd，1=0.061+0.060+0.001=0.122m液柱为防止塔内发生液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不超过上层塔板的出口堰，即Hd，1（HT+hw）。乙二醇-水属于一般物系，取=0.35，则HT+hw=0.350.45+0.049=0.175m液柱0.001m液柱经检验，本设计精馏段不会发生液泛。提馏段hd，2=0.153（Lslwh0）2=0.153（9.6536000.90.037）2=0.001m液柱Hd，2=hp，2+hL+hd，2=0.057+0.060+0.001=0.118m液柱为防止塔内发生液泛，应保证降液管中泡沫液体总高度不超过上层塔板的出口堰，即Hd，2（HT+hw，）。乙二醇-水属于一般物系，取=0.35，则HT+hw，=0.350.45+0.046=0.174m液柱0.118m液柱 经检验，本设计提馏段不会发生液泛。(6) 雾沫夹带通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带的指标，此比值称为泛点率，泛点率在一定的数值范围内时，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标。对于本项目中的精馏塔为大塔，要求泛点率小于80%。精馏段a）物性系数K：乙二醇-水属于发泡系统，取物性系数K=0.85；b） V=1.096kg /m， HT=0.45m ，查泛点负荷系数图可知CF=0.104m；c）板上液流面积Ab=AT-2Af=1.13-20.124=0.882d）板上液体流径长度ZL=D-2Wd=1.20-20.204=0.792m代入数据得， 泛点率=VSVL-V+1.36LSZLKCFAb100%=73.1%80% 泛点率=VSVL-V0.78KCFAT 100% =70.3%80% 经检验，本设计精馏段的雾沫夹带量在规定范围内。提馏段a）物性系数K： 乙二醇-水属于发泡系统，取物性系数K=0.85；b） V=1.574kg /m， HT=0.45m ，查泛点负荷系数图可知CF,=0.112m；c）板上液流面积Ab=AT-2Af，=1.13-20.124=0.882