ECHO-工艺设备设计

中石油西南油气田分公司18万吨/年高硫天然气净化尾气脱硫及深度开发项目设备选型与典型设备设计华东理工大学 ECHO 团队李天越，沈迪，崔海峰，蔡颖，闫瀚钊华东理工大学 ECHO 团队李天越，沈迪，崔海峰，蔡颖，闫瀚钊目录一、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1二、塔设备设计32.1 设计规范32.2 塔设备设计要求32.3 塔设备选型基本原则32.4 塔类型的选择42.4.1 板式塔的具体选择62.4.2 填料塔的具体选择92.4.3 塔设备选型方法112.5 塔主要结构尺寸的确定112.5.1 塔板间距112.5.2 塔的顶部、底部空间及裙座高度122.6 塔设备设计结果132.6.1 T101塔流体力学计算结果182.6.2 T101塔设计数据（以精馏段为例）212.6.3 T101精馏塔塔高设计242.6.4 T101精馏塔管口设计252.6.5 T101脱碳塔强度校核272.6.6 T101设备条件图462.6.7 T301吸收塔流体力学计算结果及设计数据472.7塔设备设计一览表55三、反应器设计563.1 概述563.2一级克劳斯反应器设计过程583.2.1反应器选型583.2.2催化剂选择583.2.3反应压力的确定583.2.4反应温度的确定583.2.5反应原理583.2.6反应器工艺设计593.2.7 反应器强度校核663.2.8 接管口尺寸计算723.2.9 反应器设备条件图723.3超优克劳斯反应器设计过程733.3.1反应器选型733.3.2催化剂选择733.3.3反应压力的确定733.3.4反应温度的确定733.3.5反应原理743.3.6反应器工艺设计753.3.7 反应器强度校核823.3.8 接管口尺寸计算883.3.9 反应器设备条件图893.4超级克劳斯反应器设计过程903.4.1反应器选型903.4.2催化剂选择903.4.3反应压力的确定903.4.4反应温度的确定903.4.5反应原理903.4.6反应器工艺设计913.4.7 反应器强度校核973.4.8 接管口尺寸计算1033.4.9 反应器设备条件图1033.5尾气加氢反应器设计过程1053.5.1反应器选型1053.5.2催化剂选择1053.5.3反应压力的确定1053.5.4反应温度的确定1053.5.5反应原理1053.5.6反应器工艺设计1063.5.7 反应器强度校核1123.5.8 接管口尺寸计算1183.5.9 反应器设备条件图1183.6硫聚合反应器设计过程1193.6.1反应器选型1193.6.2反应压力的确定1193.6.3反应温度的确定1193.6.4反应原理1193.6.5反应器工艺设计1193.6.6 反应器强度校核1243.6.8 接管口尺寸计算1313.6.9 反应器设备条件图132四、换热器选型1334.1换热器选型设计依据1334.2换热器简介1334.3换热器选型原则1374.4换热器选型144换热器各部件边沿内力方程组右端载荷项167换热器各部件边沿内力方程组右端载荷项1844.5 换热器结果197五、泵选型2005.1 概述2005.2 选型原则2005.3 泵选型2015.4 选型结果206六、压缩机与鼓风机选型2086.1 C101选型2086.2 C102选型2096.3 C201 选型2116.4 C202选型2136.5 C203选型2136.6 C204选型2146.7 C301选型2146.8 压缩机选型一览表2156.9 鼓风机选型一览表215七、储罐选型设计2167.1储罐选型依据2167.2储罐选型原则2167.2.1 立式平底筒形储罐的选型方法2167.2.2 球形储罐的选型方法2177.3原料储罐2177.4产品储罐2197.5缓冲和回流罐2207.6 储罐选型一览表222八、气液分离器2248.1 设计依据2248.2 气液分离器类型2248.3 V102设计过程2248.4 V103设计过程2288.5 V104设计过程2328.6 V303设计过程2358.7 V306设计过程2398.7 V307设计过程2428.4 闪蒸器设计结果一览表246九、燃烧炉设计2479.1 燃烧炉的fluent模拟2479.2燃烧炉内流场模拟及优化2489.3 FLUENT模拟结果2499.4 燃烧炉参数设计2499.5 燃烧炉设计结果26227018万吨/年高硫天然气净化尾气脱硫及深度开发项目-工艺设备设计 一、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。二、塔设备设计2.1 设计规范化工设备设计基础规定HG/T 20643-2012钢制化工容器强度计算规定20582-2011钢制化工容器结构设计规定20583-2011石油化工塔型设备设计规范SH 3030-2009钢制压力容器GB 150-2011钢制塔制容器JB/T 4710-20052.2 塔设备设计要求塔设备主要用于传质过程，因此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。为了满足工业生产的需求，塔设备应满足以下基本要求： （1）气液两相充分接触，相际传热面积大； （2）生产能力大，即气液相处理能力大；在较大的气（汽）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。 （3）操作稳定，弹性大； （4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压力降小； （5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易； （6）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。2.3 塔设备选型基本原则（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。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。2.4 塔类型的选择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 填料塔和板式塔的比较项目填料塔板式塔塔径适宜于大小塔径的塔，但对大塔要解决液体再分布的问题一般推荐使用塔径大于800mm的大塔压力降压力较小，较适于要求压力降小的场合压力降一般比填料塔大空塔气速空塔气速较大空塔气速大塔效率分离效率高，塔径1.5m以下效率高，随着塔径增大，效率常会下降效率较稳定，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较困难较容易材料可用非金属耐腐蚀材料一般用金属材料造价直径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。 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）本厂实际情况的选择 硫化氢、二氧化硫腐蚀性较大 无悬浮物 常压及加压操作 液气比波动大 从分离效率、成本和操作维修等方面考虑，结合实际情况，我们在设备选择过程中优先考虑采用板式塔，控制设备投资成本和操作成本，既有较高的操作弹性，同时操作维修也较为方便，但对于吸收操作，我们考虑选用填料塔。 具体选择结果如下：表2.2 塔设备初选结果设备位号选择类型T101板式塔T301填料塔T302板式塔下面分别对填料塔与板式塔进行具体介绍。2.4.1 板式塔的具体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。其中，浮阀塔具有以下优点： 允许的蒸汽速度大，因此生产能力大，约比泡罩塔提高20%40%，与筛板塔相近。 由于浮阀的开启高度可随着汽速的大小自动进行调节，因此操作弹性大，在较宽的汽速变化内板效率变化范围较小，其操作弹性范围可认为达到79（即最大负荷与最小负荷之比）。 由于气液接触良好，以及汽从水平方向吹出雾沫夹带量小，因此塔板效率较高，比泡罩塔效率可高出15%左右。 塔板上没有复杂结构的障凝物，因此液面梯度较小，蒸汽分配均匀。此外，塔板的压降比泡罩塔小。 塔板的结构简单，安装容易。制造费用约为泡罩板的6080%。 对于黏度较大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。对于普通分馏塔来说，长期以来最常用的塔盘是F1型浮阀塔盘。其基本原理是让汽相沿塔盘横向流过泡沫层，造成强烈的汽液混合，从而在两相之间产生良好的传热传质过程。但是浮阀塔盘的制造成本相对较高，过去往往采用单个面积较大的浮阀。大浮阀的使用使得流过单一浮阀的气速截面积过大，汽相接触的比表面积降低，反过来会影响传质效率。ADV高性能浮阀塔盘，正是在F1型浮阀塔板的基础上，吸取其有利因素，并克服其缺点而开发的，在浮阀结构和塔板结构上有其独特之处，具体如下：（1）ADV微分浮阀结构示意见图2.1。在浮阀顶平面上增加了3个切口，相当于小阀孔，消除传统F1型浮阀顶部传质死区，使气体分散更加细密均匀匀，气液接触更充分。此外，由于部分气流经阀顶小孔喷出，降低了阀周边喷出的气速，并减少了高负荷时各阀间的气流对冲，从而减少雾沫夹带，相应提高了气相处理量。图2.1 ADV浮阀塔盘示意图（2）ADV微分浮阀具有特殊的阀腿和阀孔结构，使浮阀不能旋转，只能上下浮动，对气流具有一定的导向作用，可以减少返混，有利于消除塔板上液体滞流区，使液流分布均匀，从而提高效率（见图2.2、图2.3）。图2.2 ADV微分浮阀和传统浮阀鼓泡状况图2.3 塔盘上液体的流动状态（3）采用铰接式塔板连接结构，使塔板连接处也可布阀，增大了塔盘的开孔率，提高了整个塔盘的阀孔排列均匀度，进一步提高了塔板效率和处理能力，同时缩短了塔盘安装时间。（4）在液体人口区安装鼓泡促进器。其原理是减薄液层，降低液体人口处的液体静压，使气泡更易形成，同时使气体分布也趋于均匀，从而提高了传质效率。（5）采用新式降液管，可有效降低受液面积，从而增加鼓泡区面积，提高塔盘处理量。ADV浮阀塔盘与F1浮阀塔盘具有相同的浮阀尺寸，因此F1浮阀塔盘的设计程序和方法完全适用于ADV浮阀塔盘的常规设计。只需要用ADV浮阀一对一替换F1浮阀，而不必改变其他塔盘参数和阀孔排列，就可减少安装时间，节约投资，并且塔板性能就会有如下变化： 塔板处理能力提高40%； 塔板效率提高10%以上； 塔板的泄漏率大幅下降，约降低60%以上； 塔板的操作弹性由5提高至10； 高气速下，雾沫夹带量大幅下降；10%夹带点气速提高约2030%；2.4.2 填料塔的具体选择填料是填料塔的核心元件，它提供了气液两相接触传质与换热的表面，与塔内件一起决定了调料塔的性能。目前，填料的开发与应用仍沿着散装填料与规整填料两个方向进行，常用填料的分类情况列于下表：表2.3 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而目前，我国塔盘的研究进展迅速，技术创新成果卓越。而苏尔寿公司生产的Mellapak是板波纹填料的代表，其结构特征是：板波填料的波纹片上有若干压延小孔,孔刺向外突出,能起毛细管的作用，有利于填料的湿润与液体的均布。波纹片上打有若干的小孔起压力均衡作用，有利于汽液的均匀分布。它与网波填料相比，造价低，具有较强的抗污能力，与散堆填料相比，有更好的操作性能。图2.4 MELLAPAK系列填料实物图 图2.5 MELLAPAK系列性能图表2.4 MELLAPAK系列技术数据Mellapak250.X250.Y170.X170.YSpecific surface area250m2/m3250m2/m3170m2/m3170m2/m3Element height(approx)500mm400mm500mm800mmSurface structuresmoothMaterial thickness0.5 to 2mmMaterialCeramic,plastic,stainless steel 对于本厂区使用的填料塔，我们使用性能更为优异的250Y 型波纹板填料。2.4.3 塔设备选型方法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，五个软件”的选型方法进行选型。表2.5 塔设备选型方法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（2002年）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）设计标准五个软件Aspen Plus V8.4Aspen Tech公司开发模拟水力学参数及选型结果核算Sulpak3.0Sulzer Chemtech公司开发填料塔性能计算CUP-TOWER中国石油大学开发塔水力学校核SW6-2011全国化工设备设计技术中心站塔机械强度设计与校核KG-TOWERkoch-glitsch板式塔水力学校核2.5 塔主要结构尺寸的确定2.5.1 塔板间距塔板间距与塔高相关，且计算塔径时也必须预定塔板间距。选择塔板间距时，主要考虑以下几个因素： （1）雾沫夹带：在一定的气液负荷和塔径条件下，适当增加塔板间距，可减少雾沫夹带量。 （2）物料的起泡性：易起泡物料的塔板间距应选得大些。 （3）操作弹性：要求操作弹性较大时，可选较大的塔板间距。 （4）安装和维修要求：例如开人孔处的塔板间距不小于 600mm。由于塔板间距与处理能力、操作弹性及塔板效率以及塔径大小都密切相关，选用较大的塔板间距可允许较高的空塔气速，这样塔径可小些，但塔高增加了。对于塔板数较多或放在室内的塔，可选用较小的塔板间距，以适当增加塔径来降低塔高。当然，塔板间距的合理选择应通过塔盘液体力学计算和经济核算来确定，但从经济上看，增加塔高往往比增加塔径有利。表2.6 浮阀的塔板间距（mm）塔径D塔板间距HT6007003003504508001000350450500600120014003504505006008001600300045050060080033004200600800 不推荐采用2.5.2 塔的顶部、底部空间及裙座高度1.塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔板到塔顶封头切线的距离。为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取 1.21.5m。 2.塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔板到塔底下封头切线处的距离。当进料系统有 15 分钟的缓冲时间时，釜液的停留时间可取 35 分钟，否则须取 15 分钟。但对釜液流量大的塔，停留时间一般也取 35 分钟。 3.加料板的空间高度 加料板的空间高度取决于加料板的结构型式及进料状态。 4.支座高度 塔体常由裙座支承，可分为圆柱和圆锥两种。裙座高度是由塔底封头切线至出料管中心线的高度 U 和出料管中心线至基础环的高度 V 两部分组成。裙座上的人孔通常为圆形，其尺寸为600（10001800）mm，以方便进出。2.6 塔设备设计结果本次塔设备选型设计需要对本厂区使用的3个塔进行选型设计，并且选择T101脱碳塔及T301尾气吸收塔进行详细说明。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。首先，使用Aspen Plus V8.4 对塔径进行初步估算，得到下表所示数据：表 2.7 Aspen 塔径初估数据StageDiameter（m）Total area(m2)Active area per panel(m2)Side downcomer area(m2)20.9936130460.7753975980.620318090.07753975830.9914066430.7719577480.6175662090.07719577340.9877639620.7662954290.6130363540.07662954150.9820601630.7574711030.6059768930.07574710860.9741454080.7453108710.5962487070.07453108570.9644376290.73053020.584424170.07305301880.9544111590.7154197040.5723357720.07154196890.945519390.7021513910.5617211210.070215136100.939828980.693725320.5549802650.069372529110.9368116630.6892780660.5514224610.068927804120.9353561580.6871378950.5497103250.068713787130.925454650.6726670660.4987147220.086976174140.9221409670.6678585860.4943678490.086745371150.9198696880.66457270.4911809450.08669588160.9198758730.6645816370.4900588710.087261385170.9216496750.6671471410.4906707990.088238173180.9936130460.7753975980.620318090.077539758190.9914066430.7719577480.6175662090.077195773200.9877639620.7662954290.6130363540.076629541210.9820601630.7574711030.6059768930.075747108220.9741454080.7453108710.5962487070.074531085230.9644376290.73053020.584424170.073053018240.9544111590.7154197040.5723357720.071541968250.945519390.7021513910.5617211210.070215136260.939828980.693725320.5549802650.069372529由数据可以看出本塔在板数增大的过程中，塔径没有明显变化，所以采用等径塔。考虑生产中处理量较大，所以选用浮阀塔。针对T101脱碳塔，选用如下表所示理论板进行校核：表2.8 计算用流体力学数据StageTemperature liquid fromTemperature vapor toMass flow liquid fromMass flow vapor toVolume flow liquid fromVolume flow vapor toDensity liquid fromDensity vapor toViscosity liquid fromViscosity vapor toSurface tension liquid fromCCkg/seckg/seccum/seccum/seckg/cumkg/cumcPcPdyne/cm2-7.90494-7.811610.0319312.816480.0103370.168334970.44376.137090.115510.0143745.9800983-7.8116-7.7287110.0418512.826390.0103540.168078969.881276.312320.1153870.0143835.9639024-7.72871-7.6425810.0499512.83450.0103680.167812969.317376.481220.1152730.0143915.9503425-7.64258-7.547410.0567812.841330.0103810.167548968.725976.642630.1151680.0143985.937836-7.5474-7.4361310.0616312.846170.0103930.167286968.08576.791770.1150760.0144065.9265247-7.43613-7.2973610.0634512.8480.0104030.167031967.359376.920030.1150080.0144125.9171588-7.29736-7.1118810.0599412.844490.0104090.166784966.489977.012820.1149780.0144185.9110489-7.11188-6.8476510.0474312.831980.0104080.16655965.378277.045830.1150150.0144225.910410-6.84765-6.4519910.0197612.804310.0103950.166334963.860676.979370.1151590.0144225.91885711-6.45199-5.840559.96764512.752190.0103650.16615961.671176.750890.1154770.0144185.94226612-5.84055-4.884449.87653812.661080.0103050.166009958.392276.26740.1160630.0144055.98960813-4.88444-3.400859.72773612.512280.0102030.165938953.40375.403530.1170350.014386.07353114-3.40085-1.177619.49707812.281620.0100410.165905945.857774.028140.1184890.0143376.20848215-1.177611.9373079.17361711.958160.0098130.165913934.871372.074940.1204120.014276.405318161.9373075.8952898.76827911.552820.0095310.165915920.004369.631090.122550.014186.658128175.89528910.306778.32944611.113990.0092360.165895901.824566.994060.124340.0140736.9250291810.3067714.46637.91924710.703790.0089750.165683882.376864.604050.1252420.0139667.1423551914.466317.827227.61110810.395650.0088010.165645864.791862.758550.1252520.0138767.2757682017.8272220.236967.40765910.19220.0087040.165693851.080161.512550.1247560.0138127.3340122120.2369621.910967.27569810.060240.0086450.166119841.603860.560360.1241560.0137717.3506012222.4675825.3652312.364798.0036640.0147660.135761837.364458.954250.1239370.013687.5117972325.3652328.6672612.168397.8072650.0147270.136397826.256457.239210.1228530.0135797.4844192428.6672632.0870911.979357.6182260.0147190.137329813.884755.47440.121410.0134717.4272882532.0870935.2852811.825887.464760.0147560.138609801.402353.854780.1197070.0133687.3462542635.2852838.2609311.711887.3507510.0148230.140202790.117952.429530.1179540.013297.235038根据文献数据及ASPEN PLUS流程模拟结果，该塔精馏段与提馏段均使用浮阀塔。第一段实际塔板20块，第二段实际塔板5块，利用KG-TOWER辅助计算得水力学数据，并在ASPEN中校核计算。并根据过程设备与选型基础和化工设备设计基础中的相关数据进行结果分析，同时对塔的机械强度进行校核。2.6.1 T101塔流体力学计算结果表2.9 T101塔分段结果塔段起始板位置结束板位置板数122120222265按分段导入流体力学数据，对塔性能进行计算，得到设计数据，示意图和负荷图，如下所示。图2.6 T101脱碳塔精馏段设计数据图2.7 T101脱碳塔提馏段设计数据2.6.2 T101塔设计数据（以精馏段为例）一、塔板结构参数表2.10 T101脱碳塔精馏段塔板结构参数序号项目参数序号项目参数01塔板层数2007堰高65mm02塔内径1000mm08底隙/侧隙40/40mm03板间距600mm09降液管宽180mm04溢流程数110受液盘深40mm05开孔率9%11堰型平堰06堰长750mm12塔板形式条形浮阀二、溢流区尺寸表2.11 T101脱碳塔精馏段溢流区尺寸序号项目单位数值1降液管面积比%11.22堰径比%75.003降液管顶部宽度m0.184弯折距离m05降液管底部宽度m0.186受液盘深度m0.0407受液盘宽度m0.2098堰高m0.0659降液管底隙m0.04010降液管顶部面积m20.100511降液管底部面积m20.100512顶部堰长m0.75013底部堰长m0.75014进口堰高度m15进口堰宽度m三、 工艺结果计算表2.12 T101脱碳塔精馏段工艺计算结果序列项目单位正常操作110%操作80%操作1空塔气速m/s0.21120.21240.19572空塔动能因子m/s(kg/m3)0.51.76281.86361.64603空塔容量因子m/s0.05340.06140.04744孔速m/s2.34722.35952.28775孔动能因子m/s(kg/m3)0.519.586420.706318.28876漏点气速m/s0.57470.57660.57477漏点动能因子m/s(kg/m3)0.51.62461.62461.62468相对泄露量kg液/100kg液-9溢流强度m3/(h.m)45.747349.96241.496210流动参数/0.20880.22110.194011板上液层高度m0.03630.03850.034012堰上液层高度m0.03630.03850.034013液面梯度m-14板上液层阻力m液柱0.01820.01930.017015干板压降m液柱0.07650.08140.072916总板压降m液柱0.09470.10070.089917雾沫夹带kg液/kg气0.06050.06890.054118降液管液泛%61.019765.668160.357819降液管内液体高度m0.14640.15760.136720降液管停留时间s5.53975.47246.107321降液管内线速度m/s0.10830.11830.098222降液管底隙速度m/s0.3140.3470.28823降液管底隙阻力m液柱0.00570.00660.004024稳定系数/4.08404.21243.987125降液管最小停留时间s5.4225.4225.422四、负荷性能图图2.8 T101脱碳塔精馏段复合性能图 设计校核结果表2.13 T101脱碳塔精馏段设计校核结果一览塔板编号221溢流强度，m3/m.h45.7473停留时间，s5.5397降液管液泛，%61.0197阀孔动能因子，(m/s)(kg/m3)0.519.5864雾沫夹带，kg液/kg气0.0605单位塔板压降，bar0.009降液管内线速度,m/s0.1083降液管底隙速度,m/s0.314上述设计结果来看，该塔雾沫夹带量小于0.1 kg液/kg气，液泛因子介于0.60.85，降液管内停留时间大于4s，且操作弹性较大，较为合理。2.6.3 T101精馏塔塔高设计 塔顶空间HD塔顶空间是指最高层塔盘和塔顶的距离，其设计的目的：有利于气体中液滴的自由沉降，减少塔顶出口气体中携带的液体量。有时还装除沫器。取值：远高于塔盘间距，有时甚至高出一倍。一般取 1.2-1.5m。本设计取：HD=1.5m 塔底空间HB塔底空间是指最下层塔板到塔底之间的距离，其设计的目的：防止精馏操作的波动对后续设备操作的影响，起贮槽作用，以保证液体有足够的储存量。对于塔底产量大的塔，其取值方法：塔底储液空间依储存液量停留 35min 或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间），液面与最小一块板间距取1.5m。HB=Lst4D2+1.5=0.01175603.1442.02+1.5=2.618m经圆整后，塔底空间HB=2.7m 开有人孔的塔板间距HT该塔不需要经常清洗，每隔 8 块板设置一个人孔，塔顶塔釜各设置一个人孔，人孔直径为 500，个数为2个，开设人孔处板间距为0.6m。 进料段塔板间距HF为防止进料直冲塔板