5-典型设备设计说明书

岳阳兴长石化年产1.5万吨叔丁胺项目典型设备设计说明书目录第一章 总述11.1过程设备的基本要求11.2过程设备设计的作用11.3过程设备设计与选型的主要内容1第二章 塔设备设计32.1塔设备设计依据32.2塔设备简介32.3 反应产物预分塔设计42.3.1塔设备选择要求42.3.2塔型选择一般原则42.3.3板式塔的塔盘种类和选型52.4塔设备设计（以T0301为例）72.4.1塔设备设计步骤72.4.2ASPEN设计82.4.3设计条件142.4.4塔径的计算152.4.5溢流装置172.5塔板结构设计202.6塔板流体力学验算212.6.1压力验算212.6.2塔板负荷性能图232.7 Cup-Tower 在塔盘工艺结构计算的运用262.8塔机械工程设计312.8.1塔高的计算312.8.2接管的计算332.8.3开孔方位及尺寸：342.8.4塔体和封头选材352.8.5筒体及封头壁厚计算352.8.6裙座的设计362.8.7人孔372.8.8地脚螺栓372.8.9塔设备附件372.9塔机械强度的校核372.9.1机械强度校核步骤372.9.2校核内容及结果412.9.3风载荷、地震载荷校核412.9.4耐压试验校核432.9.5封头校核442.9.6 筒体校核472.9.7裙座、地脚螺栓校核482.10设备条件图的绘制512.11设备详细条件图的绘制522.12新型双阀重波纹导向浮阀塔板的运用522.12.1设计依据522.12.2新型塔板简介522.13塔设备设计一览表错误!未定义书签。第三章 换热器设计543.1换热器设计依据543.2换热器简介543.3换热器选用原则543.3.1基本要求543.3.2介质流程553.3.3终端温差553.3.4流速确定563.3.5压力降563.3.6传热膜系数573.3.7污垢系数573.3.8换热管573.4换热器选型示例（以E0101为例）593.4.1选型用软件一览表593.4.2换热器设计条件593.4.3结构参数设计613.4.4EDR设计及优化653.4.5换热器强度计算673.4.6换热器机械强度校核683.5换热器强度校核683.6换热器设计说明书943.7设备条件图的绘制963.8新型封头的运用973.8.1设计依据973.8.2新型封头介绍97第四章 储罐及回流罐的选型984.1概述984.2储罐选型依据984.3储罐系列984.4储罐的选型994.5原料储罐的选型1004.5.1异丁烯储罐的选型1004.5.2甲醇储罐的选型1014.5.3液氨储罐的选型1024.6产品储罐的选型1024.6.1叔丁胺的基本性质1024.6.2工艺要求1034.6.3选型结果1034.7回流罐的选型1034.7.1 T0101回流罐1034.7.2 T0102回流罐1044.7.3 T0301回流罐1044.7.4 T0302回流罐1044.7.5 T0303回流罐105第五章 气液分离器的设计1065.1 设计依据1065.2 气液分离器的分类1065.2.1 立式和卧式重力分离器1065.2.2立式和卧式丝网分离器1065.3 设计目标1075.4 气液分离器的设计（V0303）1075.4.1 气液分离器工艺参数1075.4.2 类型选择1085.4.3 尺寸设计108第六章 泵的选型1116.1泵的概述错误!未定义书签。6.2泵的选型原则错误!未定义书签。6.3选型依据错误!未定义书签。6.4泵的类型及特点错误!未定义书签。6.5泵P0303A/B选型错误!未定义书签。6.5.1进出口流速错误!未定义书签。6.5.2扬程计算错误!未定义书签。6.5.3选型结果错误!未定义书签。第七章 压缩机选型1177.1概述及选型依据1177.2压缩机类型及特点1177.3选型原则1187.4选型示例（压缩机C0201）1187.4.1工艺条件1187.4.2工艺计算1197.4.3选型结果119第八章 反应器的设计120第一章 总述1.1过程设备的基本要求过程设备最基本的要求是满足安全性与经济性，安全是核心，在充分保证安全的前提下尽可能做到经济。经济性包括经济的制造过程，经济的安装、使用与维护，设备的长期安全运行本身就是最大的经济。在满足工艺要求的前提下，为了确保安全与经济，过程设备应满足以下基本要求。首先，结构合理，安全可靠。过程设备上所有部件都必须有足够的强度、刚度和稳定性，可靠的密封性和一定的耐久性。其次，设备必须具有先进的技术经济指标，技术经济指标是衡量过程设备优劣的重要参数。再次，运转性能好，操作简单，运转方便；最后，还要具有优良的环境性能。上述要求很难全部满足，设计选用时应针对具体问题具体分析，满足主要要求，兼顾次要要求。1.2过程设备设计的作用设备工艺设计是工程设计的基础。化工设备从工艺设计的角度可以分为两类：一类是标准设备或定型设备，是成批、成系列生产的设备，并可以从厂家的产品目录或手册中查到其规格及型号，可直接从设备生产厂家购买；另一类是非标设备或称非定型设备，是根据工艺要求、通过工艺计算及设备专业设计人员设计、需要专门设计的特殊设备，然后由有资格的厂家制造。1.3过程设备设计与选型的主要内容（1）确定单元操作所用设备的类型。这项工作应与工艺流程设计结合起来进行。（2）确定设备的材质。根据工艺操作条件（温度、压力、介质的性质）和对设备的工艺要求确定符合要求的设备材质。这项工作应与设备设计专业人员共同完成。（3）确定设备的设计参数。设备的设计参数是由工艺流程设计、物料衡算、热量衡算、设备的工艺计算多项工作得到的。对不同的设备，它们有不同的设计参数。对塔设备，需要确定进出口物料的流量、组成、温度、压力塔径与塔的材质、填料类型与填料高度或塔板类型与塔板数等，对于精馏塔还要确定塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷、换热流体的种类等；对换热器，则需要知道热负荷、换热面积、冷热流体的种类及流量。（4）确定定型设备（即标准设备）的型号或牌号以及数量。定型设备是一些加工厂成批、成系列生产的设备，即那些可以直接向生产厂家订货或购买的现成设备。对已有标准图纸的设备，确定标准图的图号和型号。随着中国化工设备标准化的推进，有些本来用于非标设备的化工装置，已逐步走向系列化、定型化。这些设备包括换热器系列、容器系列、搪玻璃设备系列以及圆泡罩、F1型浮阀和浮阀塔塔盘系列等，它们已经有了国家标准。（5）对非标设备，向化工设备专业设计人员提出设计条件和设备草图，明确设备的型式、材质、基本设计参数、管口、维修安装要求、支承要求及其他要求（如防爆口、人孔、手孔、卸料口、液面计接口等）。（6）编制工艺设备一览表。在初步设计阶段，根据设备工艺设计的结果，编制工艺设备一览表，可按非定型工艺设备和定型工艺设备两类编制。初步设计阶段的工艺设备一览表作为设计说明书的组成部分提供给有关部门进行设计审查。第二章 塔设备设计2.1塔设备设计依据表2-1 塔设备设计依据内容出版日期及标准号化工设备设计全书塔设备2003-5压力容器GB 150-2016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 4736-20022.2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:表2-2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2.3 反应产物预分塔设计2.3.1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。2.3.2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。优先适用情况如下：表2-3 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。2.3.3板式塔的塔盘种类和选型2.3.3.1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。2.3.3.2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2-4如下：表2-4 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2-5给出了几种主要塔板性能的量化比较。表2-5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。2.3.3.3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，反应产物预分塔初步选择浮阀塔。2.4塔设备设计（以T0301为例）2.4.1塔设备设计步骤(1)使用ASPEN PLUS获得水力学数据和塔直径。(2)板式塔使用CUP-TOWER进行塔盘结构设计，并进行塔的水力学校核(3)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。表2-6 设计所用软件名称用途Aspen Plus V8.6初步估算CUP-TOWER塔盘结构设计SW6-2011机械强度设计与校核AutoCAD精馏塔平面布置图绘制2.4.2Aspen设计2.4.2.1塔设备操作参数优化优化目的：氨气回收率99.9%，在保证分离要求的前提下，尽量减少设备费用和操作费用。 1、DSTWU简洁模型计算参数设置为回收轻组分氨气为0.999，回收重组分异丁烯为0.001，回流比为最小回流比的1.5倍，进行简捷计算，压力为5bar。得到以下回流比与塔板数的关系曲线：图2-1 回流比与塔板数关系曲线图由上图选择塔板数为20块,此时回流比随塔板数增长变化较小。输入简捷计算中，得到计算结果：表2-7 简捷模型计算结果Minimum reflux ratio:0.0789723761-Actual reflux ratio:0.118458564-Minimum number of stages:4.7028998-Number of actual stages:18.3014208-Feed stage:9.37670086-Number of actual stages above feed:8.37670086-Reboiler heating required:5234.36834232kWCondenser cooling required:4903.05851961kWDistillate temperature:7.19691535CBottom temperature:59.7170567CDistillate to feed fraction:0.925495457-2、确定进料位置选用RadFrac进行详细计算，输入简捷计算的结果。 利用软件中的灵敏度分析功能，以进料板位置为自变量，分离效果为因变量做分析，得到下图：图2-2进料板与塔顶氨气纯度关系图由图可知，从26块板以下，塔顶出口氨气纯度达到了本项目所需要的纯度，可认为氨气的回收率已经到达99.9%，即进料板的选择在16块板以下。在设计规定的前提下，进行进料板位置的确定，塔进料位置要求尽量不影响塔板上的组成，否则会造成分离效果变差。首先选择第16块板为进料板，得到塔板上的组成曲线：图2-3 塔板上各组成分析（FN=16）可以看到此时从16块板进料，对板上组成影响较大，影响分离效果。此时塔板上的组成具体如下：表28 塔板物料组成表塔板数叔丁胺异丁烯氨气11.8069903E-060.1074589740.89253919422.53651228E-050.1794577630.82051675539.95537436E-050.2228605550.77703963440.0003041946080.2392251890.76047016450.0008480344780.2438425520.75530855860.002256593710.2438624080.75387649870.00456269040.546808130.44862055880.006910502450.8237907460.16928512390.007970145740.9417022940.0503112081100.008424375990.9777210120.0138362891110.009063823470.9871917320.00372248712120.01129269310.9876813120.00099456467130.02003067920.9796480620.00026417484140.05332650670.9464803826.89816742E-05150.164006130.8357023031.69722136E-05160.4134585280.5860470213.56233179E-06170.7023037270.2970708365.91697396E-07180.8801439020.1191570378.27879017E-08190.9560300960.04284446481.07034138E-08200.98192690.01467821761.33783218E-09可以看到第5块组成与进料相似，因此，该塔应在第6块板上进料。将进料板位置改为6块后得到的塔板组成图：图2-4塔板上各组成分析（FN=6）可以看到，此时塔板上的组成变化相对平稳，因此进料板位置选择为第6块，塔顶采出则根据设计规定确定为774.735021kmol/hr。3、确定回流比在此利用软件中的灵敏度分析功能，以回流比为自变量，分离效果为因变量做分析，得到下图：图2-5回流比分析曲线图可知随着回流比增大，精馏塔分离效果变好，但相应的设备操作费增加，故选用一点使得回流比的变化影响较小。 由图可知，当回流比为0.21之后，分离效果达到要求且变化不大，故采用回流比为0.21。4、进行设计规定本精馏塔的目的是进行原料预分离，因此要保证氨气的回收率。 在设计规定中将氨气的回收率定为0.999，变量为塔顶采出比，进行软件计算，最终得到的塔顶采出比为0.964116574。表2-9 T0301物料衡算结果进出口进料口塔顶采出塔底采出流股信息原料及产品混合物原料产品温度/-7.1636124.01087599.19284压力/bar5.455.8总摩尔流量/(kmol/hr)803.5699774.73528.83484叔丁胺摩尔流量/(kmol/hr)28.316930.019651228.29728异丁烯摩尔流量/(kmol/hr)139.1714139.03220.1391714氨摩尔流量/(kmol/hr)635.6831635.68314.61508E-09由表可知,进料中的原料回收率达到99.9%，达到了良好的分离效果，原料回收率高。2.4.2.2 塔设备水力学数据优化当精馏塔的精馏段、提馏段的塔径按照各自段内上升蒸汽量进行计算，由于进料热状况的不同，致使两段塔径会有一些差异，若差异不大，圆整后尺寸相同，则全塔采用等径塔，反之，两段塔径差异很大，则用变径塔。由于塔的操作既要满足分离效率高同时又要满足塔的负荷性能的优化。因此利用Aspen Plus V8.4的Sizing 和Rating对T0301精馏塔进行分段设计和校核，分段校核结果如下表所示:图2-6 第一段塔板的校核结果图2-7 第二段塔板的校核结果图2-8 第一段塔板的校核结果图2-9 第二段塔板的校核结果由校核结果可知每块塔板液泛因子（Flooding factor）均介于0.60.85之间，每块塔板降液管液位高度/板间距（Backup/Tray space）均介于0.20.5之间，降液管停留时间（Downcomer res. time）均大于4s，塔的初步设计与校核满足传质效率要求和负荷性能要求。2.4.3设计条件根据aspen工艺计算结果确定设计条件：（1） 设计压力该塔工作压力为5bar，设计压力取其工作压力1.1倍，因此设计压力为0.55MPa。（2） 设计温度该塔工作温度最高为100，因此设计温度取100+15=115。（3） 设备直径该塔上下两段圆整后均为2米，为便于塔的机械制造，初取该塔直径为2米。（4） 介质名称、组成和流量见表2-8塔进出口流股信息（5） 塔板数及进料板位置该塔理论塔板数为20块，理论进料板位置为第6块。（6） 计算长度见2.8.1塔高的计算表2-10 设计结果表项目设计压力/MPa设计温度/设备直径/mm理论塔板数理论加料板位置T03010.551152000206表2-11 塔进出口流股信息进口塔顶出口塔底出口摩尔流量 kmol/hr803.095774.90228.193质量流量 kg/hr20686.6218600.812085.813体积流量 cum/hr32.70831.4743.465各组分质量流量 kg/hr叔丁胺2002.8162.4板距HT/mm200300300350350450450600500800600综合考虑取板间距HT600mm。（4）板上液层高度hL一般常压塔取hL=50100mm，减压塔取hL=2530mm，故取板上液层高度hL=80mm，则液滴沉降高度为HT-hL=520mm。查取史密斯关联图可知：液相表面张力时的气体负荷因子C20=0.081m/s，由于所处理的液相表面张力为=0.0104213N/m，则需矫正：C=C20l0.020.2=0.081(0.01042130.02)0.2=0.071m/s则可求得泛点气速为：uf=CL-VV=0.071561.632-11.992611.9926=0.71m/s取，即u=0.57m/s，则可求得塔径为：D=4VSu=41.4543.140.57=1.923m塔径圆整后，D=2.0m。2.4.5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形流、单流型、双流型、阶梯流型。下表列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间的关系。 表2-14 液体负荷与板上流型的关系塔径（mm）液体流量（m3/h）U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下110250250400600011以下110以下110250250450根据塔体液相负荷和初算塔径2m，所以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）弓形降液管尺寸计算可得：图2-11 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=0.60.8，双流型可取lwD=0.50.7，对易起泡物系可取更高些，以保证液体在降液管中有较长的停留时间。本次可取lwD=0.7。因此可查得AfAT=0.12，WdD=0.175,则：实际塔板截面积AT=4D2=422=3.14m2;弓形降液管面积Af=0.12AT=0.123.14=0.377m2;弓形降液管宽度Wd=0.15D=0.152=0.3m2。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=AfHTLS=0.3770.60.0321=5.704S3S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lw=0.7D=0.72=1.4m采用平直堰，求得横坐标Lhlw2.5=0.032136001.42.5=65查液体收缩系数计算图：图2-12 液体收缩系数计算图可得，E=1.05，则堰上液层高度how可由下式计算how=2.841000ELhlw23=2.8410001.050.032136001.423=0.061m出口堰高hw=hL-how=0.08-0.061=0.019m取降液管低隙处液体流速uo=0.2m/s则降液管底隙高度为：ho=LSlwuo=0.03211.260.2=0.127m2.5塔板结构设计a.鼓泡区：塔板上气、液接触构建（浮阀）设置在此区域内，为气、液传质的有效区域；b.无效区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用；c.破沫区：在液体进入降液管之前设置不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带泡沫进入降液管；d.溢流区：降液管及受液盘所占的区域为溢流区；于此处考虑，由经验可知：a.浮阀选用F1重型浮阀，其阀孔为do=0.039m；b.塔径较小时，无效区宽度取Wc=0.05m；c.当D1.5m时，破沫区宽度Ws=0.06m；d.根据之前计算可知，降液管宽度为Wd=0.15m。（1）浮阀数初取阀孔动能因数F0=12，阀孔气速为uo=FoV=126.03563=3.47m/s每层塔板上浮阀数目为：N=Vs4do2uo=1.4543.1440.03923.47=335.8可取N=336个。（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Wd=0.15m，破沫区宽度Ws=0.06m,边缘区宽度Wc取为0.05m。单溢流塔板鼓泡区面积计算公式如下：Aa=2xR2-x2+180R2arcsinxR其中x=D2-Wd+WS=0.9-0.15+0.06=0.69mR=D2-WC=0.9-0.05=0.85m带入数据得Aa=20.690.852-0.692+3.141800.852arcsin0.690.85=1.71m2浮阀的排列方式采用等腰三角形叉排，使相邻的浮阀容易吹开，鼓泡更匀。取同一横排的阀孔中心距t=75mm，则相邻两排间的距离为t=AaNt=1.713360.075=0.068m由于塔直径D=2m，按同一横排的阀孔中心距，相邻两排间的距离t=70mm的等腰三角形叉排方式得到最终的浮阀数。可排出阀孔数为330个，重新衡算一下参数：阀孔气速：uo=VS4do2N=1.45440.0392164=3.69m/s动能因数：Fo=uoV=3.6911.9926=12.78塔板的开孔率为：=NdoD2=3300.03922100%=13.4%14%根据经验，塔的开孔率应14%,所以塔板设计满足要求。2.6塔板流体力学验算2.6.1压力验算（1）塔板压降塔板压降可用下式计算：hp=hc+hl+h临界孔速：uoc=1.87573.1V=1.87573.111.9926=2.62m/s因阀孔气速u0=3.69m/s ,大于其临界阀孔气速u0c，故干板阻力计算式为：hc=5.34Vuoc22Lg=5.3411.99262.6222561.6329.81=0.0399m可取充气系数为o=0.4，为则板上气液层阻力为hl=ohL=0.40.08=0.032m由于表面张力引起的阻力较小，此处忽略不计。单板压降：hp=hc+hl=0.0399+0.032=0.0719mP=hpLg=0.0719561.6329.81=396.14Pa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HdHT+hW，忽略液面落差的影响，不设进口堰，可利用下式计算：Hd=hp+hL+hd与气体通过塔板的压力降所相当的液柱高度hp=0.0719m液体通过降液管的压头损失:hd=0.153LSlwho2=0.1530.03211.260.1272=0.0061m板上液层高度hL=0.08m,则Hd=hp+hL+hd=0.0719+0.08+0.0061=0.158m取降液管中泡沫层相对密度为=0.5，则有：HT+hW=0.50.50+0.019=0.259m显然，0.1580.259 满足HdHT+hW，符合溢流液泛要求。（3）雾沫夹带量校核依下式分别计算泛点率F，即：F=VSVL-V+1.36LSZLKCFAb100%其中有ZL=D-Wd=2-0.15=1.85mAb=AT-2Af=2.543-20.305=1.933m2由泛点符合因子图：图2-13泛点符合因子图得CF=0.12，并查物性系数表取K=1.0，将以上数据代入上式，得：F=VSVL-V+1.36LSZLKCFAb100%=1.45411.9926561.632-11.9926+1.360.03211.6510.121.933100%=58.8% 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，故可知雾沫夹带能够满足要求。2.6.2塔板负荷性能图（1）气相负荷下限线即漏液线，对于F1 型重阀，取阀孔动能因子时的气体负荷为操作的下限值。与之相应的气相流量：VSmin=4do2NFoV=40.0392330511.9926=0.37m/s（2）气相负荷上限线即过量液沫夹带线，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：VS11.9926561.632-11.9926+1.36LS1.6510.121.933=0.8整理得VS=1.46-15.16LS雾沫夹带线为直线，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，就可作出液相负荷下限线取E=1.08，代入数值，则可求得：LSmin=0.0060.002841.08321.263600=0.000956m3/s据此方程可以作出液相负荷下限线。（4）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5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则LSmax=AfHT5=0.3050.605=0.0466m/s（5）溢流液泛线由HT+hW=hp+hL+hd=hc+hl+h+hL+hd确定液泛线，将各式代入得HT+hW=5.34Vuo2L2g+0.153LSlwho2+1+ohW+2.841000E3600LSlw23又有uo=VS4do2N整理变形，得：VS2=8.4-13400LS2-50LS23由以上方程得到以下板式塔塔板性能负荷图：图2-14负荷性能曲线由此可见，此塔板操作负荷点位于合适的范围内。现将浮阀塔精馏段塔板工艺设计结果列于表2-12：表2-15 浮阀塔精馏段塔板工艺设计计算结果项目数值及说明备注塔径D/m2.0-塔间距HT/m0.60-塔板型单溢流降液管适宜气速u/ms-13.47-溢流堰长lw/m1.4-溢流堰出口高hw/m0.019-板上液层高度hL/m0.08-降液管底隙高度ho/m0.127-浮阀数/个330等腰三角形叉排阀孔气速uo/ms-13.69-阀孔动能因数Fo12.78-临界阀孔气速uoc/ms-12.62-孔心距t/m0.075同一排的中心线距离排间距t/m0.07相邻二横排的中心线距离单板压降Pp/Pa396.14-液体在降液管内停留时间/s5.704-降液管内清液层高度Hd/m0.1258-泛点率%58.8-液相负荷上限（LS）max/m3s-10.0466-液相负荷下限（LS）min/m3s-10.0009562.7 Cup-Tower 在塔盘工艺结构计算的运用初步计算得到T0301塔径为2000mm，选定塔间距为600mm，开孔率选用13.4%，溢流堰选用平口堰，降液管选用斜式降液管。将其水力学数据输入Cup-Tower中，其操作界面如下所示。（1）塔板信息输入图2-15 塔板信息输入CupTower示意图（2）工艺条件输入图2-16工艺条件输入CupTower示意图（3）塔板结构参数输入图2-17 T0301塔板结果参数输入CupTower示意图图2-18 T0301塔板平面总示意图（4）浮阀校核结果Cup Tower 校核T0301塔结果如下图所示。图2-19 Cup Tower 校核T0301塔板工艺参数结果图2-20 Cup Tower 校核T0301塔板结构参数结果针对上述选取的流体力学数据，使用CUP-Tower进行塔的主体结构设计，计算结果以及计算说明书如下：表2-16浮阀校核结果塔板编号(实际)#塔板层数1塔内径，m2.板间距，mm600液流程数1d/t,%8.8开孔率,%13.4堰长，mm1400堰高，mm50底隙/侧隙，mm30降液管宽，mm286受液盘宽，mm286受液盘深，mm50堰型平堰塔板形式圆形浮阀溢流强度，m3/mh65.60停留时间，s6.48降液管液泛，%74.12阀孔动能因子，(m/s)(kg/m3)0.58.78单位塔板压降，Pa532.53降液管内线速度,m/s0.09降液管底隙速度,m/s0.64表2-17 水力校核结果正常操作110%操作80%操作空塔气速m/s0.27020.29720.2161空塔动能因子m/s(kg/m3)0.51.17681.29440.9414空塔容量因子m/s0.04640.05100.0371孔速m/s2.01602.21771.6128孔动能因子m/s(kg/m3)0.58.78189.66007.0254漏点气速m/s1.14791.14791.1479漏点动能因子m/s(kg/m3)0.55.00005.00005.0000相对泄露量kg液/100kg液-溢流强度m3/(h.m)65.600172.160152.4801流动参数/0.17760.17760.1776板上液层高度m0.09620.09920.0898堰上液层高度m0.04620.04920.0398液面梯度m-板上液层阻力m液柱0.04810.04960.0449干板压降m液柱0.03400.03860.0327总板压降m液柱0.08210.08820.0776雾沫夹带kg液/kg气0.00650.00940.0025降液管液泛%74.118380.976663.8355降液管内液体高度m0.24090.26320.2075降液管停留时间s6.47955.89048.0993降液管内线速度m/s0.09260.10190.0741降液管底隙速度m/s0.63970.70370.5118降液管底隙阻力m液柱0.06260.07580.0401稳定系数/1.7