4-设备选型与典型设备设计说明书

镇海炼化10万吨/年异丁烯资源化利用项目设备计算说明书目录目录2第一章 塔设备设计说明书51.1塔设备设计依据51.2塔设备简介51.3塔类型的选择61.3.1塔设备选择要求61.3.2塔型选择一般原则71.3.3板式塔的塔盘种类和选型71.4 T0101初馏塔的设计101.4.1初馏塔水力学核算101.4.2实际塔板数与塔径的计算141.4.3塔径的计算151.4.4溢流装置181.4.5塔板结构设计201.4.6塔板流体力学验算211.4.7塔板负荷性能图241.5 T0101初馏塔机械工程设计261.5.1塔高的计算261.5.2接管的计算271.5.3 T0101强度校核281.6 T0101设备条件图46第二章 换热器设计结果表472.1概述472.2设计依据472.3换热器的选型说明472.3.1类型与特点472.3.2物流流程的选择492.3.3换热管规格492.4换热器（E0101）选型512.4.1 E0101设计条件512.4.2 E0101换热器结构参数512.4.3 E0101校核结果522.4.4 E0101技术特性表542.4.5 E0101机械设计542.4.6 E0101设备条件图682.5 换热器（E0113）设计692.5.1 E0113设计条件692.5.2 选型结果692.5.3 温度702.5.4 压力702.5.5 传热系数702.5.6 尺寸702.5.7 详细结构712.5.8 E0113机械设计73第三章 泵设备选型说明743.1概述743.2选用要求753.3选型依据783.4泵（P101）的选型78第四章 储罐选型说明814.1储罐选型标准814.2储罐类型814.3储罐系列814.4选型原则824.5 MTBE储罐的选型834.5.1工艺要求834.5.2选型结果834.6 回流罐（V0104初馏塔回流罐）的选型844.6.1工艺要求844.6.2选型结果84第五章 压缩机选型说明855.1概述及选型依据855.2压缩机类型及特点855.3选型原则865.4压缩机（C301）的选型865.4.1工艺条件865.4.2压缩机选型86第六章 两相分离器的设计876.1设计依据876.2气液分离器（V0204）的设计876.2.1设计任务876.2.2分离器类型的选择876.2.3立式重力分离器的尺寸设计886.3 液液分相器896.3.1 概述896.3.2 设计步骤896.3.3 V0201设计实例91第七章 反应器设计说明书937.1 概述937.2 反应器类型937.2.1 固定床反应器937.2.2 流化床反应器947.2.3 移动床反应器967.2.4 各类反应器区别967.3异丁烯氧化反应器R0201设计987.3.1反应器选型987.3.2催化剂的选择987.3.3反应动力学分析997.3.4反应条件的选择1017.3.5反应器尺寸设计1057.3.6 机械强度的计算与校核1097.3.7 R0201设备条件图125第八章 管式加热炉的设计1268.1设计依据1268.2加热炉F0202设计实例126第一章 塔设备设计说明书1.1塔设备设计依据化工设备设计全书塔设备2003-5压力容器GB 150-2011塔式容器NB/T 47041-2014压力容器封头GB/T 25198-2010化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列HG/T 20553-2011钢制管法兰、垫片和紧固件HG/T 2059220635-2009补强圈JB/T 4736-20021.2塔设备简介塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有:精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。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)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。(2)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。两种塔型的比较见下表1-1:表1-1 填料塔与板式塔的比较塔型项目填料塔板式塔压降小尺寸填料，压降较大，大尺寸及规整填料，压降较小。较大空塔气速（生产能力）小尺寸填料气速较小，大尺寸及规整填料气速较大。较大塔效率传统填料，效率较低，新型乱堆及规整填料效率较高。较稳定、效率较高液-气比对液体量有一定要求。适用范围较大持液量较小较大安装、检修较难较容易材质金属及非金属材料均可一般用金属材料造价新型填料，投资较大大直径时造价较低1.3塔类型的选择1.3.1塔设备选择要求（1）生产能力大。在较大的气液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应能保证长期连续操作。（3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。1.3.2塔型选择一般原则选择时应考虑的因素有:物料性质、操作条件、塔设备性能及塔的制造、安装、运转、维修等。填料塔与板式塔优先适用情况如下表1-2:表1-2 填料塔与板式塔的优先适用情况填料塔板式塔在分离程度要求高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可采用新型填料以降低塔的高度。塔内液体滞液量较大，操作负荷变化范围较宽，对进料浓度变化要求不敏感，操作易于稳定。对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔。液相负荷较小。具有腐蚀性的物料，可选用填料塔。因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、塑料等。含固体颗粒，容易结垢，有结晶的物料，因为板式塔可选用液流通道较大的塔板，堵塞的危险较小。容易发泡的物料，宜选用填料塔。在操作过程中伴随有放热或需要加热的物料，需要在塔内设置内部换热组件，如加热盘管，需要多个进料口或多个侧线出料口。这是因为一方面板式塔的结构上容易实现，此外，塔板上有较多的滞液以便与加热或冷却管进行有效地传热在较高压力下操作的蒸馏塔仍多采用板式塔。综合考虑，本项目采用板式塔。1.3.3板式塔的塔盘种类和选型1.3.3.1板式塔的塔板种类根据塔板上气、液两相的相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。目前板式塔大多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定，很少使用。1.3.3.2各种塔盘的性能比较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列表1-3如下:表1-3 几种主要塔板的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、塔板阻力小操作弹性窄、效率低分离要求较低的闪蒸塔浮动喷射板压降小、处理量大浮板易脱落、效率较低分离要求较低的减压塔表1-4给出了几种主要塔板性能的量化比较。表1-4 几种主要塔板性能的量化比较塔盘类型塔板效率处理能力操作弹性压降结构成本泡罩板1.01.051.0复杂1.0筛板1.21.41.430.5简单0.40.5浮阀板1.21.31.590.6一般0.70.9舌型板1.11.21.530.8简单0.50.6由上面两个表可知，浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，现在已成为国内应用广泛的精馏塔塔型之一，并且在石油、化学工业中使用最为普遍。1.3.3.3浮阀塔的优点（1）生产能力大由于浮阀塔板具有较大的开孔率，而且气流是水平喷出的，减少了液沫夹带，故其生产能力比泡罩塔高20%40%，与筛板塔近似。（2）操作弹性大由于阀片可随气体负荷变化而升降，使阀片与塔板的间隙大小得以自动调整，阀孔气速几乎不随气体负荷的变化而变化，在较大的气体负荷范围内，可以保证气液间的良好接触，故操作弹性比泡罩塔和筛板塔都宽，可以达到79。（3）塔板分离效率高因上升气体以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而液沫夹带量较小，板效率较高，比泡罩塔高10%左右。（4）气体压强降及液面落差较小因为气体通道比泡罩塔简单得多，塔板上没有复杂的障碍物，所以塔板上的气流分布较均匀，气液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压强降及板上的液面落差都比泡罩塔板小。（5）塔的造价较低因构造简单、易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%80%，但比筛板塔的造价贵，为筛板塔的120%130%。尽管浮阀塔具有上述诸多优点，但浮阀塔不易处理易结焦或黏度大的系统，因为结焦或黏度大的流体会妨碍浮阀升降的灵活性。但对于黏度稍大或有一般聚合现象的系统，浮阀塔尚能正常操作。从以上各点可以看出:浮阀塔在蒸汽负荷、操作弹性、效率和价格等方面都比泡罩塔优越，结合本项目实际情况，初步选择浮阀塔。1.4 T0101初馏塔的设计表1-5 使用软件列表名称用途来源Aspen Plus V8.4工艺优化设计Aspen Tech公司SW6-2011塔体强度结构设计全国化工设备设计技术中心站AutoCAD2013精馏塔平面布置图绘制Autodesk公司1.4.1初馏塔水力学核算1.4.1.1初馏塔Traying Sizing计算表1-6 T0101 Traying Sizing ResultSection starting stage:2Section ending stage:35Column diameter:1.4meterDowncomer area/Column area0.1Side downcomer velocity0.06m/secFlow path length0.99meterSide downcomer width0.23meterSide weir length1.04meter表1-7 T0101 Traying Sizing ProfileStageDiameterTotal areaActive area per panelSide downcomer areametersqmsqmsqm21.44 1.62 1.30 0.16 31.37 1.47 1.17 0.15 41.35 1.43 1.14 0.14 51.33 1.40 1.12 0.14 61.30 1.33 1.07 0.13 71.27 1.26 1.01 0.13 81.22 1.17 0.93 0.12 91.24 1.21 0.97 0.12 101.23 1.20 0.96 0.12 111.22 1.17 0.94 0.12 121.21 1.16 0.93 0.12 131.21 1.15 0.92 0.11 141.21 1.14 0.92 0.11 151.21 1.14 0.91 0.11 161.20 1.14 0.91 0.11 171.20 1.14 0.91 0.11 181.20 1.14 0.91 0.11 191.20 1.14 0.91 0.11 201.20 1.14 0.91 0.11 211.20 1.14 0.91 0.11 221.20 1.14 0.91 0.11 231.20 1.14 0.91 0.11 241.20 1.14 0.91 0.11 251.20 1.14 0.91 0.11 261.20 1.14 0.91 0.11 271.20 1.14 0.91 0.11 281.20 1.14 0.91 0.11 291.20 1.14 0.91 0.11 301.20 1.14 0.91 0.11 311.20 1.14 0.91 0.11 321.20 1.14 0.91 0.11 331.20 1.14 0.91 0.11 341.20 1.13 0.91 0.11 351.20 1.13 0.90 0.11 1.4.1.2初馏塔Traying Rating核算将结果代入Traying Rating中去，输入塔径与塔板间距、降液管底隙高度进行初馏塔T0503提馏段的核算，得到结果如表1-8，1-9，1-10所示：表1-8 T0101 Traying Rating ResultSection starting stage:3Section ending stage:35Column diameter:1.4meterMaximum flooding factor:0.801Stage:3Panel:Panel ASection pressure drop:0.165bar表1-9 T0101 Traying Rating ResultMaximum backup / Tray spacing:0.354Stage:3Location:SIDEBackup:0.160meterMaximum velocity / Design velocity:0.661Stage:9Velocity:0.071m/sec表1-10 T0101 Traying Rating ProfileStageFlooding factorDowncomer velocityVelocity / Design velDowncomer backupBackup / Tray spacePressure dropDowncomer res. timem/secmeterN/sqmsec30.80 0.05 0.48 0.16 0.35 0.01 8.80 40.78 0.05 0.45 0.15 0.34 0.01 9.38 50.76 0.04 0.42 0.15 0.33 0.01 10.07 60.73 0.04 0.37 0.14 0.31 0.01 11.46 70.69 0.03 0.31 0.13 0.30 0.01 13.42 80.64 0.07 0.66 0.15 0.33 0.01 6.40 90.66 0.07 0.66 0.15 0.33 0.01 6.37 100.66 0.07 0.63 0.15 0.33 0.01 6.64 110.64 0.07 0.61 0.14 0.32 0.00 6.90 120.63 0.06 0.59 0.14 0.31 0.00 7.08 130.63 0.06 0.59 0.14 0.31 0.00 7.19 140.63 0.06 0.58 0.14 0.31 0.00 7.26 150.62 0.06 0.58 0.14 0.31 0.00 7.30 160.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.33 170.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.34 180.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.35 190.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.35 200.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.35 210.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 220.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 230.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 240.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 250.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 260.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 270.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 280.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 290.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 300.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 310.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 320.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 330.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.36 340.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.37 350.62 0.06 0.57 0.14 0.31 0.00 7.38 由Traying Rating Profile可以看出，（降液管液位高度/板间距）Backup / Tray space介于0.20.5之间，每块塔板的液泛因子（Flooding factor）均应介于0.60.85之间，初馏塔结构设计合理。1.4.2实际塔板数与塔径的计算1.4.2.1物性参数提取Aspen plus各塔板上的物性参数，选取单流型，因提馏段气相流量较大，故以提馏段数据确定全塔塔径更为安全可靠。第31块物性参数如表1-6:表1-11 筛板塔板参数液相体积流量Lcum/h气相体积流量Vcum/h液相密度Lkg/ m3气相密度Vkg/ m3混合液表面张力N/m33.93335.4679.950.01491.4.2.2塔设计条件根据灵敏度分析确定进料板位置为：第8块板回流比为1.8时即满足分离要求根据灵敏度分析发现理论塔板数36时上升平缓，选取理论板数36块。表1-12 塔设计条件表设计压力MPa设计温度塔内介质进料板数理论板数板效率实际板数0.60130甲醇、异丁烯、MTBE等8360.7501.4.3塔径的计算a.塔板间距HT:塔板间距HT的选取与塔高、塔径、物性性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表1-8列出的塔板间距的经验数值选取。表1-8塔间距参考数值塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板距HT/mm200300300350350450450600500800600通过估算可以塔径为1.4米左右，取板间距HT=450mm 。b.板上液层高度hl一般常压塔取,减压塔取,故取板上液层高度hl=50mm ,则液滴沉降高度为:HT-hl=400mm气液相流动参数:FLV=LhVhLV=33.93335679.95=0.1185查图1-1史密斯关联图图1-1史密斯关联图可得液相表面张力=0.02N/m时的气体负荷因子C20=0.09,由于所处理的液相表面张力为=0.0149N/m，则需矫正。气体负荷因子:C=C20200.2=0.0848液泛气速:uf=cl-vv=0.986m/s塔板计算中，通常是以泛点气速uf作为u的上限。一般取uuf=0.60.8,本例取:uuf=0.7实际气速: u=0.7uf=0.69气体流通截面积:A=VSu=1.34m2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=1.8m，所以根据经验与工艺要求，溢流装置定为单溢流。降液管面积由化工原理（下）（潘艳秋 吴雪梅等编.化学工业出版社）弓形降液管的参数图1-2查得。图1-2 弓形降液管的参数图对于堰长与塔内径D的比值，一般单流型可取lWD=0.60.8 本例选取:lWD=0.7查图1-2弓形降液管参数图可得:AdAT=0. 09bDD=0.14对于上述有降液管的塔板，气体的流通截面积A并非塔的总截面积，而是塔板上方空间的截面积，即塔的截面积AT与降液管截面积Ad之差，对于单流型塔板:AT=A1-AdAT=1.341-0.09=1.47m2进而求得塔的直径DD=4AT=41.47=1.37m按照塔设备系列化标准圆整取塔径为: D=1.4m因此，塔板真实的截面积:AT=D24=1.54m2降液管截面积:Ad=0.139m2气体的流通截面积: A=AT-Ad=1.401m2实际操作气速为:u0=VhA=0.671ms实际泛点率为:u0uf=0.6710.986=0.671.4.4溢流装置（1）弓形降液管尺寸由上节可知本例选择单流型溢流装置:lWD=0.7AdAT=0. 09bDD=0.14实际塔板截面积:AT=D24=1.539m2弓形降液管面积:Ad=0.139m2弓形降液管宽度:bD=0.141.4=0.196m（2）溢流堰尺寸溢流堰长:lW=0.7D=0.98m采用平直堰，求得横坐标:LSlw2.5=20.08查图1-3液体收缩系数计算图：图1-3 液体收缩系数计算图可得:E=1.03堰上液层高度hOW可按弗朗西斯公式计算,即:hOW=2.8410-3ELhlW2/3=2.8410-333.90.982/3=0.031m出口堰高:hW=hL-hOW=0.08-0.031=0.049m降液管底隙hb，为防止气体从降液管底部窜入,降液管底隙hb=40mm流体流经降液管底部流速ub:ub=LSlWhb=0.24m/s一般ub值不大于0.30.5m/s,校核通过。1.4.5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Ad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：余下的塔板上有浮阀孔的区域。于此处考虑，由经验可知：a.塔径D900mm，采用分块组装式;b.塔径在2.5m以下，边缘宽度取bc=0.05mc.出口安定区宽度取bs=0.07m;入口安定区宽度取取bs=0.07m;d.根据之前计算可知，降液管宽度为bd=0.252m。e.浮阀选用F1重型浮阀，其阀孔直径为d0=0.039m。（1）浮阀数计算取阀孔动能因子F0=12,则孔速:u0=F0V=5.37m/s阀孔数n:n=VS0.785d02u0=144.57圆整取n=160（2）浮阀排列现按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排，从而确定出实际的阀孔数。已知降液管宽度bd=0.196m，取入口安定区宽度bs=0.07m出口安定区宽度bs=0.07m，边缘区宽度bc=0.05m。单溢流塔板鼓泡区面积计算公式如下:Aa=2xr2-x2+r2sin-1xr其中x=D2-bd+bs=0.434mr=D2-bc=0.65m带入数据得Aa=20.4340.652-0.4342+0.652sin-10.4340.65=1.04浮阀的排列方式采用错排，使相邻的浮阀容易吹开，鼓泡更匀。由于2x=0.868m，阀孔中心距t=75，相邻两排间的距离t=65.0mm浮阀排数=2xt=13.35取13排，左半边从左至右依次13个，共计169个。可排出阀孔数为221个，重新衡算一下参数:阀孔气速:u0=LVS0.785d02n=4.59m/s动能因子:F0=u0V=10.265在适应的范围8-12内。塔板的开孔率为:=nd0D2=13.11%根据经验，加压塔的开孔率14%,所以塔板设计满足要求。1.4.6塔板流体力学验算（1）液沫夹带量校核泛点率F1可按下列二式计算，并取其中较大者核算是否满足上述要求。F1=VSVL-V+1.36VSZLAbKCF或F1=VSVL-V0.785ATKCF其中对单流型有ZL=D-2bd=1.008Ab=AT-2Ad=1.26查图1-4泛点符合因子图：图1-4泛点符合因子图得CF=0.13，并查物性系数表取K=1.0，将以上数据代入上式，得：F1=VSVL-V+1.36VSZLAbKCF=0.5646F1=VSVL-V0.785ATKCF=0.5076对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率F11.52对于浮阀塔，一般取F0=5时u0=F0V=2.23m/s所以k=u0u0=2.05故严重漏液校核通过。1.4.7塔板负荷性能图（1）严重漏液线关系式即气相负荷下限线，对于F1型重阀，取阀孔动能因子F0=5时的气体负荷为操作的下限值。与之相应的气相流量：u0=F0VVh=3600A0u0=3600n4d02u0=1624.3m3/h（2）过量液沫夹带线即气相负荷上限线，根据前面雾沫夹带校核可知，对于直径0.8m以上的大塔，取泛点率F1=0.8，则:F1=VSVL-V+1.36VSZLAbKCF代入数据整理变形，得：Vh=5490.7-15.92Lh过量液沫夹带线为直线，由两点即可确定。（3）液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度hOW必须要大于0.006m。取hOW=0.006m，即可作出液相负荷下限线hOW=2.8410-3ELhlW2/3=0.006m取E=1.03，代入数值，则可求得：Lh=0.0060.002841.033/20.98=2.88m3/s据此方程可以作出液相负荷下限线。（4）液相负荷上限线为保证液体中夹带的气相全部释放，液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于5s，当=5s时，降液的最大流量为:Lh=3600AdHT5=44.89m3/s据此方程可以作出液相负荷上限线。（5）溢流液泛线由Hd=hW+hOW+hf+hd公式求得液泛线方程。已知：hW+hOW+hf+hd=Hd=HT+hOWhf=h0+hlhl=0hW+hOWhOW=2.8410-3ELhlW2/3hd=1.1810-8LhlWhb2h0=5.34VLu022g联立上式可得： Vh2=-3281.98+633580.12Lh23+48295329.51得到的板式塔塔板负荷性能曲线图：图1-5 负荷性能曲线1.5 T0101初馏塔机械工程设计1.5.1塔高的计算（1）塔顶空间高HD塔顶空间高度的作用时安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取1.01.5m，这里取HD=1m。（2）塔板间距HTHT=0.5m（3）开设人孔的板间距HT设有人孔的上下两塔板间距应大于等于600mm，这里取HT=0.8m（4）人孔数S这里取10块板设置一个人孔，理论板数36块，取板效率0.7，实际塔板50块，所以开6个人孔（包括塔顶和塔底人孔数）。（5）进料段空间高度HF进料段高度取决于进料口结构形式和物料状态，一般HF要比HT大，HF=1m（6）塔底空间高度HB塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有1015min的储量，以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，取25min的储量。提取Aspen数据塔底料液出口体积流量 V=9.375m3/h ，塔径D=1.4m，t=5minHB=Vt0.785D2=9.3755600.7851.42=0.51m（7）塔筒体高度H H=HD+N-2-SHT+SHT+HF+HB=24.80m（8）裙座高度筒体高度大于10m，塔径1.8m1m，故采用圆柱形裙座，裙座高度为: H=2+1.5D2=2+1.51.42=3.05m结合工艺条件，裙座高度定为3m。（9）封头高度封头选取标准椭圆形封头，根据GB/T 25198-2012，取直边段h=25mm，曲面高度H=350mm。1.5.2接管的计算（1）塔顶蒸汽接管取塔顶蒸汽流速uv=20m/s,提取Aspen数据V=3800m/h，则管径dv=V0.785uv3600=259mm圆整后选取接管公称直径为D=250mm，接管型号为2738。实际流速uv=V0.785dv23600=19.04m/s（2）回流管取回流液体流速uR=1.5m/s，液相体积流量L=33m/h，则回流管径为dR=V0.785uR3600=88.0mm圆整后选取接管公称直径为D=80mm，接管型号为894.5。实际流速uR=V0.785dR23600=1.82m/s（3）进料管取进料管液体流速为uF=2m/s，液相体积流量为L=31.46m/h，则进料管dF=V0.785uF3600=74.61mm圆整后选取接管公称直径为D=80mm，接管型号为894.5。实际流速uF=V0.785dF23600=1.76m/s（4）塔底液体出料管径取料液流速为uL=1.5m/s，液相体积流量L=9.97m/h，则出料管dL=V0.785uL3600=48.50mm圆整后选取接管公称直径为D=50mm，接管型号为573.5。实际流速uL=V0.785dL23600=1.41m/s（5）塔底气体进料管径取气体流速为ub=20m/s，气相体积流量L= 3300m/h，则进料管db=V0.785ub3600=241mm圆整后选取接管公称直径为D=250mm，接管型号为2738。实际流速ub=V0.785db23600=18.7m/s表1-9接管汇总表项目名称公称直径DN/mm外径/mm壁厚/mm材料型号dv250273820dR80894.520dF80894.520dL50573.520db2502738201.5.3 T0101强度校核1.5.3.1塔体和封头选材精馏塔内操作压力为0.5MPa，最低操作温度为43.2，最高操作温度111.9。根据HG 20652-1998塔器设计技术规定 选取Q345R做为塔体和封头的材料。这里采用SW6-2011进行塔体的强度计算，封头采用标准椭圆封头，输入参数如系列图所示:图1-6 筒体数据输入图1-7 塔板数据输入图1-8 附件数据输入图1-9上封头数据输入图1-10下封头数据输入图1-11载荷数据输入图1-12裙座数据输入图1-13裙座数据图1-14裙座数据塔设备计算数据如下：表1-10输入数据值项目设计压力/MPa设计温度/设备直径/mm计算长度/mm备注输入数据0.6130140024800见表1-13由SW6-2011计算校核结果如下：表1-11核算内容表核算内容核算结果备 注风载荷计算合格见表1-14地震载荷计算合格见表1-14表1-12计算结果表项目计算结果/mm备注设备筒体壁厚10见表1-15下封头壁厚10见表1-16上封头壁厚10见表1-16裙座壁厚12见表1-17地脚螺栓大小及个数16/ M56见表1-17130 塔 设 备 校 核计 算 单 位大连理工大学（盘锦校区）烯望之烃计 算 条 件塔 型 板式容 器 分 段 数（不 包 括 裙 座） 1压 力 试 验 类 型 液压封头上 封 头下 封 头材料名称 Q345R Q345R名义厚度(mm) 10 10腐蚀裕量(mm) 2 2焊接接头系数 0.9 0.9封头形状 椭圆形 椭圆形圆筒设计压力(Mpa)设计温度()长度(mm)名义厚度(mm)内径/外径(mm)材料名称(即钢号)10.613024800101400Q345R圆筒腐蚀裕量(mm)纵向焊接接头系数环向焊接接头系数外压计算长度(mm)试验压力(立) (Mpa)试验压力(卧)(Mpa)120.90.900.750.996967表1-13 表1-14风 载 及 地 震 载 荷00AA裙座与筒体连接段11(筒体)11(下封头)2233操 作 质 量 49728.748654.643845.143845.1最 小 质 量 40729.739655.634846.134846.1压 力 试 验 时 质 量13875013767643845.143845.1风 弯 矩 1.757e+091.683e+091.503e+091.503e+09Mca (I) 3.278e+083.159e+082.862e+082.862e+08Mca (II) 顺风向弯矩 (I)7.485e+077.163e+076.38e+076.38e+07顺风向弯矩 (II)0000组合风 弯 矩 1.757e+091.683e+091.503e+091.503e+09地 震 弯 矩 注:计及高振型时,此项按B.24计算0000偏 心 弯 矩 0000最 大 弯 矩 需横风向计算时 1.757e+091.683e+091.503e+091.503e+09垂 直 地 震 力 0000应 力 计 算35.0635.068.898.709.889.8871.1768.1976.7276.727.857.8543.8343.8324.8124.629.889.8821.3520.4623.0223.02st189.00189.00189.00189.00B125.11125.11102.36102.36组合应力校核(内压),(外压)101.91101.91许 用 值204.12204.12(内压),(外压)80.0776.8984.5784.57许 用 值150