7-典型设备设计计算书

1、 /典型设备设计计算书/ 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书目录设计依据1第 1 章 塔设备设计31.1 塔设备选型31.1.1 塔设备概述31.1.2 塔的种类31.1.3 塔型选择原则41.2 板式塔的塔盘种类与选型51.2.1 塔板种类51.2.2 各种塔盘性能比较51.3 板式浮阀塔（T0103）设计计算71.3.1 提馏段计算71.3.2 提馏段塔板水力学校核151.4.3 提馏段塔板负荷性能图181.4.4 KG-Tower 在塔盘工艺结构计算的运用221.5 塔机械工程设计341.5.1 塔高的计算341.5.2 接管的计算351.5.3 塔体和封头选材371

2、.5.4 塔体和封头壁厚计算371.5.5 裙座壁厚的计算441.5.6 塔设备附件471.5.7 塔机械强度校核47第 2 章 换热器选型设计642.1 概述642.1 分类642.2 不同类别换热器特性642.3 换热器工艺方案的确定652.3.1 选型原则65西南石油大学 InfiniteI 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书2.3.2 工艺条件选择662.4 换热器工艺结构设计计算（以 E0106 为例）692.4.1 根据定性温度确定物性数据702.4.2 估算传热面积712.4.3 SW6 在换热器强度校核中的运用82第 3 章 储罐选型1123.1 原料储罐的

3、选型1123.1.1 COG 储罐1123.1.2 产品储罐的选型1133.1.3 回流罐的选型（V0104）114第 4 章 气液分离器选型1154.1 分离器尺寸的设计1154.1.1 设计任务1154.1.2 分离器类型的选择1154.1.3 立式丝网分离器的尺寸设计115第 5 章 泵的选型1195.1 选泵原则1195.2 选泵依据1195.3 泵的来源1205.3.1 大流量低扬程离心泵产品概述1205.3.2 大流量低扬程离心泵主要特点1205.4 选型示例（P0103）121第 6 章 压缩机选型1236.1 概述1236.2 压缩机类型及特点1236.3 选型原则1256.4

4、 选型示例（C0101）125第 7 章 加 热炉. - 126 -7.1 炉型的选择. - 126 -7.2 加热炉参数. - 126 -7.3 选型示例（F0301）. - 126 -西南石油大学 InfiniteII 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书7.3.1 燃料消耗计算. - 126 -7.3.2烟气生成计算. - 127 -7.3.3 燃烧室容积. - 128 -西南石油大学 InfiniteIII 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书设计依据 （1） 化工工艺设计手册上塔设备 （2） 化工设备设计全书 （3） 压力容器 （4） 锅炉和压力容

5、器用钢板国家标准第 1 号修改GB 150-2011GB713-2008/XG1-2012HG/T20537.1-1992（5）奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定（6）化工装置用奥氏体不锈钢大口径焊接钢管技术要求 HG/T20537.4-1992安全阀的设置和选用 爆破片的设置和选用 设备进、出管口压力损失计算 钢制化工容器设计基础规定（合订HG/T20570.2-1995 HG/T20570.3-1995HG/T20570.9-1995（7）（8）（9）（10）HG/T20580 20585-2011HG/T20581-2011 HG/T20582-2011 HG/T20583-2011 HG/T

6、20584-2011 HG/T20643-2012 JB/T 4730.16-2005 SH/T 3030-2009GB/T 151-2014GB/T 28712.1-2012GB/T 28712.2-2012SHS 01009-2004钢制化工容器材料选用规定 钢制化工容器强度计算规定 钢制化工容器结构设计规定 钢制化工容器制造技术要求 化工设备基础设计规定 承压设备无损检测（合订本） 石油化工塔型设备基础设计规范 热交换器 固定管板换热器 固定管板换热器 管壳式换热器维护检修规程 （）11（12）（13）（14）（15）（）16（）17（）18（）19（20）（21）（23）炼厂、化工及石

7、油化工流程用离心泵通用技术条件 GB/T3215-1892GB/T7021-1986，赵汝溥编，化学工业SYT 0515-2007 JB/T1118-2001 GB/T 8175 -2008GB/T 25198 -2010NB/T 47041-2014（24） 离心泵名词术语（25） 化工原理（第三版）管（26） 分离器规范 F1 型浮阀 （）27（28） 设备及管道绝热设计导则 （29） 压力容器封头 西南石油大学 Infinite1 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书GB/T 17395-200（31） 无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差 西南石油大学 Infinite

8、2 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书第一章 塔设备设计1.1 塔设备选型 1.1.1 塔设备概述 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。 随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起，塔设备开始被广泛采用，并逐渐积累了有关设计、制造、安装、操作、等方面的数据和经验。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力 和消耗额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。 1.1.2 塔的种类 气液传质

9、设备是气液相进行质量传递的场所，其型式有多种，按接触方式可分为连续（微分）接触式（填料塔）和逐级（级式）接触式（板式塔）两大类， 在吸收和蒸馏操作中应用极广。 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，属逐级接触的气液传质设备。常用的错流塔板主要有筛孔塔板、泡罩塔板、浮阀塔板、舌片塔板、喷射塔板、穿流塔板和混排塔板等。在几种主要塔板中，应用最早的是泡罩塔，目前使用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。 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。填料塔结构简单，具有阻力小便于用耐腐蚀性材料制造等优点。填料的种类很多，按装填方式分为规整填料和散装填料两

10、大类。传统的规整填料分为板波和丝网型，散装填料则有拉西环、鲍尔环、阶梯环、弧鞍环、矩鞍环和各种花环等。 对于许多传质传热分离过程，板式塔和填料塔各有其优点和适用性，详见 。 西南石油大学 Infinite3 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书表 1-1 板式塔和填料塔的性能比较1.1.3 塔型选择原则 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必能使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产需求，塔设备还得考虑下列各项要求： （1） 生产能力大。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。 （2） 操作稳定、弹性大。

11、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。 通常选择塔型未必能满足上述原则，应抓住主要矛盾，最大限度满足工艺要 西南石油大学 Infinite4塔 型 板式塔填料塔 对比条件 塔径 塔径大于 800mm适合于各种塔径的塔设备，但大塔需要

12、解 决液体再分布问题 塔效率 效率较稳定，大塔板效率比小 塔板有所提高 用小填料时，小塔的效率高； 直径增大，效率下降 压力降 压降比填料塔大 压降小，适用于对阻力要求小的场合 液气比 气液比的适应范围大，因此具 有较大的操作范围 操作范围较小，尤对液体负荷的变化敏感， 对液体喷淋量有一定的要求 持液量 持液量较大 持液量小，物料在塔内的停留时间断，适 用热敏性物系 空塔气速 空塔气速高 空塔气速低 材质要求 一般用金属材料 内部结构简单，可用非金属耐腐蚀材料 清洗维修 清洗方便，可有效处理易聚合 或含固体悬浮物的物料 大塔检修费用大，劳动量大 造价 塔径大时一般比填料塔低 塔径小时，因结构简

13、单而造价低，直径增 大，造价增加 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书求。经验表明，结构繁琐复杂的塔未必是理想的塔器，现在许多高效塔都趋于简 化。设计者须根据具体情况进行选用，并尽可能选用经工业装置验证过的高通量、高效、节能的塔内件。 为方便设计者进行塔型选择和比较，给出以下建议。 （1） 下列情况优先选用板式塔： 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； 液相负荷较小； 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； 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

14、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多采用板式塔。 （2） 下列情况优先选用填料塔： 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； 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； 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； 容易发泡的物料，宜选用填料塔。 1.2 板式塔的塔盘种类与选型 1.2.1 塔板种类 板式塔在工业上得应用由来已久，发展并演变

15、出了很多类型。通常可以按照 塔板有无降液管划分为有降液管式塔板（也称溢流式塔板）及无降液式塔板（也称穿流式塔板）两大类。其中，有降液管式塔板应用最为广泛。 1.2.2 各种塔盘性能比较 板式塔因塔板结构型式的不同而具有不同的特点。工业上研究开发和应用的塔板型式还有很多，往往都是针对现有的塔板在某些方面的缺点或结合不同型式塔板的优点或针对某些特殊场合的应用而进行。现将几种主要塔板的性能比较见 表 1-2 。 西南石油大学 Infinite5 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书表 1-2 塔板性能比较表 1-3 塔板性能的量化比较由上面可知，浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，现在

16、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。因此本设计也采用浮阀塔设计。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中， 现已列入部颁标准(JB168-68)内，F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。 浮阀塔的优点有： （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

17、，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； 西南石油大学 Infinite6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 1151复杂 1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 塔盘类型 优点 缺点适用场合 泡罩板 较成熟

18、、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 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书（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

19、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。 1.3 板式浮阀塔（T0103）设计计算为设计、辅助校核塔设备，使用软件见表 1-4表 1-4 使用软件列表 1.3.1 提馏段计算1.3.1.1

20、 塔板的选型 由以上比较，综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，本项目对塔 T0103 初步选择为浮阀塔。 1.3.1.2 塔径的计算 （1）物性参数 提取 Aspen plus 各塔板上的物性参数，选取塔板上气液相负荷最大的第 4 塔 板进行手工计算和校核，然后再用 KG-Tower 进行软件计算，通过比较来检查计算的正确性。第 4 块物性参数如： 西南石油大学 Infinite7名称 用途来源 Aspen PlusV8.4分离性能设计 Aspen Tech 公司 KG-Tower流体力学设计 科氏格里奇公司 SW6-2011塔体强度结构设计 全国化工设备设计技术中心站 Auto

21、CAD2013精馏塔平面布置图制 Autodesk 公司 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书表 1-5 浮阀塔塔板参数（2）塔径计算 塔板间距 HT： 塔板间距的选取与塔高、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，一般当 D1.5m 时，HT 取 0.40.6m。 通过估算可以塔径为 2.4m 左右，故取板间距：HT=600mm。 板上液层高度 ： 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。取溢流堰的高：hw=40mm堰上清液层高度

22、：how=40mm塔径选取计算 气液两相流动参数： LSL=0.0831VS V查史密斯关联图：西南石油大学 Infinite8液相流气相流液相密度 气相密液相体积流气相体积流量 L量 VL度 V量 LS m3/s量 VS m3/skg/hkg/hkg/ m3kg/ m385642.828566.7952.7190.7290.02510.879混合液表面张力 dyn/cm57.21 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-1 史密斯关联图查图可得：C20=0.105可查得液相表面张力=20dyne/cm 时的气体负荷因子为 C20=0.105 ，由于所处理的液相表面张力为

23、=57.04dyne/cm ，则需矫正。 修正后 C 为： 0.2C=C20 ()=0.11820则塔板上允许的极限空塔速度（泛点气速）：L-V =0.118952.719-0.729 =4.264m/su =cf0.729V为避免雾沫夹带及液泛的发生，一般情况在 0.60.85 范围内，取安全系数为 0.6，则： u=0.6uf=0.64.212=2.558m/s所以，初估塔径为： = 4 = 4 10.879= 2.327m3.14 2.558圆整后得D=2600mm。西南石油大学 Infinite9 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书实际空塔气速：u=2.05m/s1

24、.3.1.3 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 型流、单溢流、双溢流、多溢流。根据液体负荷与板上流形的关系，见表 1-6。 表1-6 溢流型式参考表塔径D=2600mm，参照溢流型式选择溢流装置定为单溢流，不设进口堰。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。各项计算如下： （1）弓形降液管尺寸 降液管面积由化工原理（下）（叶世超等编.科学降液管的参数图查得。 ）见图 1-2 弓形lw对于堰长与塔内径 D 的比值，一般单流型可取 = 0.6 0.8 ，双流型可取Dlw = 0.6 。lw

25、D= 0.5 0.7 ，以保证液体在降液管中有较长的停留时间。本次可取 DAfW可 得 = 0.052 ， d = 0.1000ATD西南石油大学 Infinite10塔径 D/mm液体流量，mh-1U 形流 单溢流 双溢流 阶梯流 10007451400970160098020001190901603000111101102002003004000111101102302303505000111101102502504006000115sLS0.025故降液管尺寸设计合理。 （2）流堰尺寸： 溢流堰长： lw=0.62.6=1.56mLS90= 29.61，查液体收缩系数计算图见图 1-3。

26、采用平直堰，于(l)2.51.562.5W西南石油大学 Infinite11 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-3 液体收缩系数计算图可得，E=1.055，则堰上液层高度how 可由下式计算：222.84LS 3903how=E () =0.002841.055 () =0.045m1000lw1.56出口堰高：hw=hL-how=0.08-0.04=0.040m取降液管低隙处hw-ho=0.015m则降液管底隙高度为：ho=0.025m。则取ho=0.05m。 为减小液体流动阻力使溢流能顺利流入下层塔盘，并防止沉淀物堵塞，同时考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，故降液

27、管底端与塔盘之间应有一定的距离 。但若 过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故底隙宜小些以保证液封。根据经验，大型塔不小于 25mm，避免因安装偏差而使间距过小时，引起的流液不畅， 压力降增大，导致液泛发生的情况。同时，液体通过此间隙最大速度一般不 小于 0.4m/s。 西南石油大学 Infinite12 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书Ls0.025u= 0.321m s 900mm，采用分块组装式；边缘宽度取Wc=0.08m；安定区宽度取 WS=0.08m。 根据之前计算可知，降液管宽度为 = 0.26m。浮阀选用 F1 重型浮阀，其阀孔为 39mm。 （2）浮阀数

28、初取阀孔动能因数F0=11 ，F1 重型浮阀阀孔直径do = 39mm 。 00= = 12.7/每层塔板上浮阀数目为：= 514.66 = 2004可取N = 515（3）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=0.26m，安定区宽度 取 0.08m，边缘区宽度 取 0.08m。由于选择的是单溢流塔板，其鼓泡区面积计算如下： A =2 xr2-x2+r2 sin-1 xa180r西南石油大学 Infinite13 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书其中Dx= 2 -(Wd-WS)=1.12mr

29、= 2 -WC=1.22m带入数据得 = 4.542。 浮阀一般按正三角形排列，也可以采用等腰三角形排列，在三角排列中又有顺排和叉排。采用叉排时相邻两阀中吹出气流搅拌液层的相互作用显著，使相邻的浮阀容易吹开，液面梯度较小，鼓泡更均匀。 按正三角形顺排的常用阀中心距有 75、100、125、150mm 四种，叉排中心距有 65、80、100mm 三种。 D这里选用正三角形叉排方式，并取阀孔中心距t=80mm如图 1-4 所示。 ，得到最终的浮阀数，图 1-4 阀孔数排列 可排出阀孔数为 521 个，重新衡算一下参数： 阀孔气速： VSu =12.92m/s020.785d N0西南石油大学 In

30、finite14 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书动能因数：0 = 0= 12.92 0.729 = 11.03在正常的操作范围 817 内， 塔板的开孔率为： 22)d00.039=N(D ) =521(=11.7%2.6根据经验，常压塔的开孔率应 13%。塔板设计满足要求。 1.3.2 提馏段塔板水力学校核1.3.2.1 塔板压降校核气相通过每层板的单板压降：hp=hc+hl+h注：hc干板压降hf-液层压降h=鼓泡压降因为鼓泡压力降较小，一般可忽略，所以 ，则h=0。hp=hc+hl（1）干板压降 ： 国内通用的 F1 型浮阀塔板的干板压降会阻力损失可按如下经验公式

31、计算： 当阀全开前： u0.1750L(u0uoc)hd=19.9(m 液柱)当浮阀全开后：Vu2(u0uoc)hc=5.340 (m 液柱)2Lg西南石油大学 Infinite15 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书综上，临界孔速：10.510.5uoc= 1 =12.57m/s 1 =0.7291.8251.825V因阀孔气速0 = 12.92/ 大于其临界阀孔气速，故干板阻力计算式为： u20.72912.92 2hc=5.34 V 0 =5.34=0.035m 2Lg2952.719 9.8（2）液层阻力： 浮阀塔板的液层阻力，与塔板上清液层高度有关。 hl=0.5

32、(hw+how)=0.5(0.04+0.04)=0.04m单板压降： hp=hc+hl=0.035+0.04=0.075m满足要求。1.3.2.2 过量液沫夹带校核正常操作时的液体夹带量为eV0.1kg液体/气体，通常是间接地用泛点率Fi作为估算依据，对于D900mm的精馏塔，应控制泛点率 过 80%。 经验公式： V L-VV+1.36L ZSSFi=100%KC AF b或 = 100%0.78采用计算结果中较大的数值。 由V=0.729kg/m3及HT=0.6m查化学工艺设计手册，由图 1-5 所示，得泛点负荷因子CF=0.128，并查物性系数表得K=0.75。 西南石油大学 Infin

33、ite16 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-5 泛点负荷因子图 对单溢流型塔板，液相流程长度： Z=D-2Wd=2.6-20.26=2.08m液流面积:Ab=AT-2Af=5.306-0.2762=4.754m 2得： V L-VV+1.36L ZSSFi=100%=67.8%KC AF bV L-VVSF= 0.78A100%=63.1%KCTF采用计算结果较大的数值，即Fi=67.8%，满足Fi80%。故可知雾沫夹带能够满足eV0.1kg(液)/0.1kg(气)的要求，不易发生液泛。 （3）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Hd(H

34、T+hW)，忽略液面落差的影响，不设进口堰，可利用下式计算： = + + + + 液面梯度，因浮阀塔板上液流阻力较小，一般液面梯度很小，忽略不计。液相流出降液管的局部阻力： 西南石油大学 Infinite17 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书22LS0.025hd=0.153 () =0.153( 1.560.05 ) =0.0157mlwh0得：Hd = 0.04 + 0.04 + 0.08+ 0.0157 = 0.1757m对于容易起泡的物系，取泡沫层相对密度j = 0.4f (HT + hw ) = 0.4(0.6 + 0.045) = 0.258m即：Hd j (

35、HT + hw )故不会发生溢流液泛，塔板间距选择合适。Hd = 0.1757=0.293HT0.6即符合降液管液位高度/板间距 0.20.5 之间。1.4.3 提馏段塔板负荷性能图1.4.3.1 漏液线（气相负荷下限线）对于 F1 型重阀，因动能因数 F05 时，会发生严重漏液，因此取 F0=5 计算相应的气相流量： F05u = 5.856 m s0r0.729Vpd N5 0.785 0.0392 52125= 3.642m / s3VS ,min = 0 =4 r V0.7291.4.3.2 过量液沫夹带线(气相负荷上限线)控制液沫夹带量ev 不大于0.1(kg液体/ 气体) 的气相负

36、荷上限。 对应于泛点率 Fl ，取 Fl = 80% ，带入计算式 西南石油大学 Infinite18 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书 rV+1.36L ZVr - rsS L0.8 = LVKCF Ab得：0.028VS + 2.82LS = 0.439雾沫夹带线为直线，由两点即可确定。1.4.3.3 液相负荷下限线保证塔板上液体流动时能均匀分布所需的最小液量。 对于平堰，取how = 6mm = 0.006m 作为液相负荷下限标准。根据公式:22.84 E Ls 3h= l ow1000 w 其中 E = 1.055 ， lw = 1.56m代入数据得：L =1.8

37、5m3 / h = 5.1510-4 m3 / sS1.4.3.4 液相负荷上限线又称气泡夹带线，由液体在降液管中最短停留时间决定。易起泡的物系为 5s，由此计算液相负荷的最大值。 = HT Af= 0.0442m3 / sLts1.4.3.5 溢流液泛线降液管中泡沫层高度达最大允许值时的气量与液量的关系。由公式 Hd = hw + how + hp + hd ，求得液泛线方程。 已知： 西南石油大学 Infinite19 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书hw = 0.04mHd = j (HT + hw) = 0.4(0.6 + 0.04) = 0.256m223 L3

38、232.84Lh= 0.002841.055= 2.22810 -3 LE S S 1.56 owS1000l w hp = hc + hl2V0.729Sr2= 5.34 0.785 0.039 5212V u0h = 5.34= 0.00054V 22r gc2 952.719 9.8SL23h = b (h + h= 0.02 +)1.782-310 LlwowS联立得：20.246=4.0110-3 L 3 + 0.00054V 2 + 25.148L2SSS将五条曲线和操作线统一在VS - LS 直角坐标系下绘制可得到如下图曲线。 图 1-6 负荷性能图操作线交气相负荷下限线，气相负

39、荷上限线。由此可见，此塔板操作负荷上下限受液相负荷下限线和气相负荷上限线的控制。分别从图中读得气相流量的下西南石油大学 Infinite20 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书限Vmin 上限Vmax ，则操作弹性为：Vmax= 12.35 = 3.39Vmin3.64由图可知操作线介于五条曲线之间，且有一定的操作弹性空间，设计合理。现将浮阀塔精馏段塔板工艺设计结果列于表 1-7。表 1-7 浮阀塔提馏段塔板工艺设计计算结果西南石油大学 Infinite21项目数值及说明备注 塔径 D/m2.6-板间距 HT/m0.6-塔板型单溢流降液管分块式塔板 适宜气速 u/ms-12

40、.558-堰型平堰-溢流堰长 lw/m1.56-板上液层高度 hl/m0.08-溢流堰出口高度 hw/m0.04-降液管底隙高度 h0/m0.05-孔径 d/m0.039-阀中心距 t/m0.08正三角形叉排 浮阀数/个521-开孔率%11.7-阀孔气速 u0/ms-112.92-阀孔动能因数 F010.70-临界阀孔气速 uoc12.57-单板压降 hp/mm0.075-液体在降液管内停留时间 /s8.83-降液管内清液层高度 Hd/m0.1757-泛点率%67.8-气相负荷上限(Vs)max/m3s-112.35-气相负荷下限(Vs)min/m3s-13.64-液相负荷上限(Ls)max/

41、m3s-10.0442 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书1.4.4 KG-Tower 在塔盘工艺结构计算的运用 KG-Tower 可以用来计算塔盘，在掌握了塔盘工艺结构的具体计算步骤之后， 可以通过软件的便捷的计算方法来服务于本设计。 下面运用 KG-Tower 对全部塔板进行设计。 （1）输入工艺参数 将不同序号塔板的工艺参数输进软件内，并设定每块塔板的操作范围在 90% 到 110%之间，参数设置如图 1-7 所示： 图 1-7 浮阀塔物性参数（1）输入塔盘结构参数 选择塔盘类型为浮阀塔，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

42、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，设定后，如果在左下脚出现警告时.说明设定的参数出问题，此时会提 示哪些参数出问题，通过调整参数相对大小，使设定满足要求。其设定如图 1-8西南石油大学 Infinite22液相负荷下限(Ls)min/m3s-10.0005-操作弹性3.39- 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书所示。图 1-8 塔板尺寸参数 校核后的塔盘结构示意图如图经过 KG-TOWER1-9 所示：西南石油大学 Inf

43、inite23 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-9 塔盘结构示意图西南石油大学 Infinite24 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-10 操作负荷为 90%时的结果西南石油大学 Infinite25 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-11 操作负荷为 100%时的结果西南石油大学 Infinite26 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-12 操作负荷为 110%时的结果 以上分别为塔盘在操作负荷为 90%、100%、110%下塔盘的液泛率，降液管液泛率，降液管持液量，降液管出口

44、速度，干板压降，总板压降，气相负荷因子， 1-10、1-11、流强度，堰上液层高度，以及降液管停留时间等的设计结果，如图1-12 所示。校核曲线图的如图 1-13 所示。 西南石油大学 Infinite27 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图1-13 校核曲线图塔板的校核结果分别如图 1-14、图 1-15、图 1-16、图 1-17、图 1-18 所示。西南石油大学 Infinite28 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图1-14 第 4 块塔板设计报告西南石油大学 Infinite29 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图1-

45、15 第 1 块塔板设计报告西南石油大学 Infinite30 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图1-16 第 2 块塔板设计报告西南石油大学 Infinite31 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图1-17 第 3 块塔板设计报告西南石油大学 Infinite32 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书图 1-18 第 5 块塔板设计报告 通过比较软件计算出来的结果和手算结果还可以得到以下结论： 在设定相同参数时，KG-Tower 计算结果和详细设计计算结果都能够满足工艺要求。在设定结果参数时，KG-Tower 调整起来比较方便，通

46、过反复调整可获得较合理的设计结构。KG-Tower 可以用于不同类型的塔板，计算方便，便于塔盘选型。 由校核结果可见，塔盘设计合理，操作点、操作上限点、操作下限点均处于液相上限线、液相下线线、漏液线和液泛线之间较合适的位置，塔设备的操作弹性较大。 西南石油大学 Infinite33 5.5 亿 Nm3/a COG 处理项目典型设备计算书1.5 塔机械工程设计1.5.1 设计条件 1.5.2 塔高的计算 （1）实际塔板数 N精馏塔效率可由 Oconnell 关联方法计算出，即：E = 0.49(am)-0.245TL由 Aspen plus 提取的数据可知，实际塔盘数为 N=10。（2） 塔顶空间高度 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