【《大庆油田伴生气轻烃回收装置工艺设计》29000字】

—摘要5脱丁烷塔塔板结构工艺设计5.1塔设备选型精馏塔是化工及炼油生产过程中进行精馏的一种塔式气液接触装置，主要分为板式塔和填料塔两种，两者适用范围及条件不同，要根据具体操作情况和条件选择，塔型及塔板的比较及选用见表5-1和表5-2。表5-1精馏塔的主要类型及特点项目填料塔板式塔散堆填料规整填料空塔气速较小大比散堆填料大压降较小小一般比填料塔大塔效率小塔效率高高（对大直径无放大效应）较稳定，效率较高液气比对液体喷淋量有一定要求范围大适应范围大持液量较小较小较大材质可用非金属耐腐蚀材料适应各类材料金属材料造价小塔较低较板式塔高大直径塔较低安装检修较困难适中较容易表5-2塔板性能比较序号内容泡罩条形泡罩S形泡罩溢流式筛板导向筛板圆形浮阀条形浮阀栅板穿流式筛板穿流式管排波纹筛板异孔径板条孔网板舌形板文丘里式板1高气液负荷CBDEEEEEEEEEEEE2低气液负荷DDDCDFFCDCDDEDB3操作弹性小EBEDFFFBBBCDEDD4压降小AAADCDCEDEDDECE5雾沫夹带少BBCDDDEEEEEEEEF6板上持液少AAADEDDEDECDDFF7板间距小DCDEFEEFFEEFFEE8效率高EDEEEFEEEDEEEDE9生产能力大CBDEFEEEEEEEEEF10气液负荷的可变性DCEDEFFBBACCDDD11价格低廉CBDEDEDDFCDEEEE12金属消耗量小CCDEDEEFFCEFEFF13易于装卸BBDECBEFFCDFFEE14易于清洗和检修CBDDCDDFEEEEDDD15有固体时清洗BAABABBEDFEEECC16方便开停工EEECDEFCDCDDDDD17加热和冷却的可能BBBDACCDDFDDCAA18使用腐蚀介质BBCDCCCEEDCEDCC表中符号说明：A—不合适，B—尚可，C—合适，D—较满意，E—很好，F—最好脱丁烷塔处理的是脱乙烷塔底料液，塔顶馏出物主要为丙丁烷混合物，塔底馏出C5和C5+构成的轻油。脱丁烷塔为加压操作，且处理量较大，操作弹性要求也较大，浮阀塔板优势较多，应用广泛，故优先考虑采用板式塔中的浮阀塔。5.2脱丁烷塔的塔板设计计算5.2.1塔板设计基础条件塔板设计计算需选择气液负荷最大的塔板，根据表3-11可知，脱丁烷塔内气液负荷最大的塔板为第2块塔板，该塔板的设计基础数据见表5-3。表5-3第2塔板基础数据项目数值液相温度/℃54.24质量流量/(kg/h)11308.2体积流量/(m3/h)23.39平均密度/(kg/m3)483.505表面张力/(mN/m)6.345粘度/cP0.0096气相温度/℃58.82质量流量/(kg/h)23538.8体积流量/(m3/h)798.33平均密度/(kg/m3)29.559粘度/cP0.00965.2.2塔体设计计算（1）利用Smith法估算塔径气液流动参数可由式(5-1)算得FP式中Lh、Vh——液、气相的体积流率，m3/h；ρL、ρV——液、气相的密度，kg/m3；HT——塔板间距，m；hL——板上液层高度，m。代入数据：

FP初选板间距为HT=0.50m，取板上液层高度hL=70mmHT图5-1塔的泛点关联图根据图5-1数值查得C20=0.092。气相负荷因子需按式（5-2）进行表面张力修正C式中L——液体表面张力，mN/m。即C液泛气速按（5-3）计算u式中C——气相负荷因子，m/s；ρv，ρL——气液相密度，k即u取泛点率为0.7，则空塔气速u塔径可由式（5-4）计算D式中D——塔径，m；Vs——气相体积流量，m³/s；u——空塔气速，m/s。D对其圆整，取D=1.2m塔截面积：

A实际空塔气速：

u（2）塔高H式中N——实际塔板数，块；NF——NP——HT——HF——HP——HD、HBa.塔顶空间：指塔内最上层塔板到顶部封头切线的距离。为防塔顶出口气夹带液体过多，通常取HD=1.5~2.0b.塔底空间：指底层塔板到底部封头切线间的距离，一般可表示为为塔底储液高度和板间距离之和，即H塔底料液停留时间一般取3～5min，此处θ取5min，查标准系列得D为1.2m的封头容积V封=0.2545m3。由式(5-6)、(5-7)h式中V——总储液量，m3；V封——封头的容积，m3AT——塔的横截面面积，m2V式中W——塔底液的流量，kmol/h；Mw——θ——塔底液停留时间，min；ρw——塔底液平均密度，kg/m3已知W=29.92kmol/h，Mw=77.25kg/kmol，w=489.116kg/m3将上述数据代入式（5-7）式（5-8），得

V=h板间距离h2=1.5m，则塔底空间高度：Hc.人孔所在板间距：直径大于1m的塔需设人孔，为方便安装和检修一般每个人孔间隔10～20块板，本塔分别在塔顶位置、进料板位置和塔釜位置各开一个人孔。取人孔直径450mm，人孔所在板间距HP=1.2md.进料板间距：进料板的空间高度取决于进料状态和结构型式，本塔取HF=1.2m将以上数据代入式（5-5）H5.2.3塔板结构和板面布置对塔板的设计主要是以塔板的气液相体积流量、操作压力和温度等物性数据为依据，设计出具有良好操作性能(压降小、传质效率高、操作弹性好)的塔板结构尺寸。塔板溢流装置设计（1）确定溢流装置①液流形式液流形式对于塔板气液分布和操作性能至关重要，应根据塔板结构，板上气液相流量选择合适的液流形式，板上液流形式的选择见表5-4，图5-2。表5-4板上液流形式的选择塔径D/mm液相体积流量Lh/(m³/h)回流型单流型双流型阶梯流型600＜55~25--900＜77~50--1000＜7＜45--1200＜99~70--1400＜9＜70--1500＜10＜80--2000＜11＜9090~160-3000＜11＜110110~200200~3004000＜11＜110110~230230~3505000＜11＜110110~250250~4006000＜11＜110110~250250~450适用场合低液气比一般场合高液气比极高液气比图5-2塔板溢流形式参照表5-4，由于本设计塔径D=1200mm，故采用单溢流塔板（见图5-2）。②降液管选型由于弓形降液管的堰与壁面之间的截面均为降液空间，对塔板面积的利用率高，故本设计可采用弓形降液管（见图5-3）。图5-3降液管类型（a）圆形降液管；（b）内弓形降液管；（c）弓形降液管；（d）倾斜式弓形降液管③受液盘选型对于塔径大于800mm的塔一般采用凹形受液盘（见图5-4），不需设进口堰，故本设计采用凹形受液盘不设进口堰。图5-4凹形受夜盘1—塔壁；2—降液管；3—塔盘板；4—受夜盘；5—筋板（2）溢流装置尺寸计算①出口堰长度对单溢流型塔板，一般溢流堰堰长为0.6～0.8D，本设计中取0.73D。l堰上液流强度按式（5-8）校核：L式中Lh——液相流量，m3/lw——即L符合单溢流塔板设计规范。②出口堰高度由于板上液层高度hL可按照式（5-9）表示为h式中hw——出口堰高度，mhow——堰上液头，m选用平直堰则，用式（5-10）(弗兰西斯公式)计算ℎh式中Lh——液相流量，m3/lw——E——液流收缩系数，此分离物系不易起泡，故近似取E=1代入数据得h因为ℎL=0.07mh③弓形降液管宽度和截面面积弓形降液管宽度Wd和降液管截面面积Af可根据通过图5-5获得。图5-5弓形降液管的宽度与截面面积关系图由lWD=0.73查图5-3得到AWA④验算液体在降液管中的停留时间τ由式（5-11）τ式中τ——液体在降液管内得停留时间，s；Af——降液管截面面积，m2将相关数据代入式（5-11）得τ故降液管设计合理。⑤降液管底隙高度降液管底和下一块板间有一段距离称为降液管底隙高度h0，一般不宜小于20mm且应尽可能比溢流堰高度小于6mm以上。降液管底隙高度ℎ0按照式(h式中Ls——液相流量，m3/suc——液体通过降液管底隙的流速，m/一般uc=0.07~0.25m/s在式（5-12）中代入相关数据，得hh0＞20mm且hw降液管底隙高度设计合理。塔板布置（1）塔板分块因为本设计中D=1200mm，根据表5-5将塔板分为3块安装。表5-5塔板分块数目表塔径/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分块数3456（2）边缘区与安定区边缘区Wc：又称无效区，在靠近塔壁部分留出一用于固定塔板的环形区。分块式塔板不同板间需设置支撑梁，Wc宽度一般为40～60mm。安定区Ws：开孔区与堰之间的区域，称为安定区。堰与它最近一排孔的中间线之间的距离即为它的宽度。一般情况下Ws=50～80mm，对于浮阀塔，因阀孔直径较大，Ws相对较大，对分块式塔板Ws能取到80~110mm。本设计取Wc=60mm，Wc（3）开孔区面积由式（5-13）A由几何关系可知xR将上述几何参数代入式（5-13），得到A（4）浮阀个数及排列选择浮阀形式为F-1型浮阀(图5-6)，其阀孔直径d0图5-6F-1型浮阀一般正常负荷下，我们希望浮阀是在刚全开时操作。根据经验，在该状态下的阀孔动能因子为9~12m/s⋅kg/m3。设计中我们初取u式中u0——阀孔气速，m/sF0——阀孔动能因子，m/s⋅ρv——气相密度，kg/m3则阀孔的孔速为u由浮阀个数公式（5-15）n式中Vs——气相流量，m3/su0——阀孔气速，m/n——阀孔数，个。计算得

n浮阀排列作等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=0.075m，则可以按式(5-16)计算排间距：t式中A0——鼓泡区面积，m2n——阀孔数，个；t——同一横排的孔心距，m。计算可得t塔板上各分块的支撑和衔接会占去一部分鼓泡区面积，因此排间距t′应小于计算值，故参考标准系列取排间距t′=80mm。做浮阀排列草图5-7，实得阀孔数89个。图5-7浮阀阀孔的排列布置重新计算各参数：阀孔气速u阀孔动能因子F仍在在经验值范围9～12m/s⋅kg/（5）开孔率开孔率可由式（5-17）计算φ式中φ——开孔率；n——阀孔数，个；d0——筛孔直径，m；d0——筛孔直径，m；D——塔板直径，m。故

φ得到开孔率为9.4%5.2.4浮阀塔板流体力学性能校核校核塔板总压降每层塔板压力降按式（5-18）计算h式中hσ——克服液体表hc——he——（1）干板压降ℎ对F1型浮阀可按照式（5-19）求算临界阀孔气速式中uoc——临界孔速，m/ρv——气相密度，kg/m3即u因为u0>uh式中hc——uo——阀孔气速，m/ρL、ρv——液相、气相密度，即h（2）气体通过板上液层的压降h可按式（5-21）计算h式中β——充气系数，对于浮阀塔一般取值β=0.5hw——堰高，m；how即h（3）克服液体表面张力的压降hσ可按式（5-22）计算h式中σ——液体的表面张力，N/m；ρL——液相密度，kg/d0——代入数值于（5-22）得h压降过小可以忽略。（4）单板压降将以上所得数据代入式（5-18）得单板总压力降hΔ满足设计要求。雾沫夹带量校核按式（5-23）算气相负荷因数。C式中Vs——气相的体积流率，mρv、ρL——即C泛点率F为间接衡量雾沫夹带量的指标，可由经验公式（5-24）计算。F式中Z——板上液流长度，m；Ab——板上液流面积，m2；K——物性系数；CF——对单溢流塔板：板上液流长度Z板上液流面积A物性系数及泛点负荷因数可通过查表5-6及图5-6获得。表5-6物性系数K系统K值无泡沫，正常系统1.0氟化物（如BF3、氟里昂）0.90中等起泡沫（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）0.85重度起泡沫（如胺及乙二醇吸收塔）0.73严重起泡塔（如甲乙酮装置）0.60形成稳定泡沫系统（如碱再生塔）0.30图5-8泛点负荷因数图由表5-6查得K=1，由图5-8查得泛点负荷因数C上述数据代入式（5-24）计算泛点百分率F，得F比较可知，泛点率小于80%，故塔板雾沫夹带量满足ev＜0.1kg液/kg气的要求，不会产生过量的雾沫夹带。漏液校核阀孔中的气速太小时，部分液体会从阀孔中直接落下，该现象就称为漏液。漏液会导致板效率下降，严重的漏液甚至导致板上不能积液。因为阀孔的动能因子F0<5m/s⋅kg/u则稳定性系数K不会产生过量液漏。降液管液泛校核为避免溢流液泛，要求降液管内清液层高度HdH式中hw——how——堰上液流高度，mhd——hf——Δ——板上液面落差，m；Φ——相对泡沫密度，量纲为1。对浮阀塔，板上液面落差Δ很小，可以忽略不计。因该塔板不设进口堰，忽略液体流经进口堰压力降，则液体通过降液管的压降可由式（5-26）计算。h式中Ls——液相体积流率，m3/s；lw——ho——即h将相关数据代入（5-25）得HΦ比较可知Hd<5.2.5塔板负荷性能图雾沫夹带线雾沫夹带上限值ev=0.1kg液/kg气，对应泛点百分率F=80%。由式（5-27）F式中Z——板上液流长度，m；Ab——单溢流塔板的液流面积，m2CF——泛点负荷系数，由图5-K——系统因数，由表5-6查取；Ls、Vs——液相流量、气相流量，m3/s。代入数据得到F整理即可得到V取合适Ls计算相应Vs可得雾沫夹带线数据表5-7。表5-7雾沫夹带线数据关系表编号1234Ls，m3/s0.00050.0030.0060.012Vs，m3/s0.35080.33990.32680.3006据此在图5-9中做雾沫夹带线a。降液管液泛线当降液管内充气液层液高度Hd根据式（5-25）Φ由式（5-10）h由式（5-20）h其中A故h由式（5-21）h由式（5-18）h由式（5-26）h将以上算得各参数代入式（5-25）0.0215+1.473整理得V取值Ls计算出相应的Vs可得液泛线数据表5-8。表5-8液泛线数据关系表编号12345Ls，m3/s0.0010.0030.0060.010.012Vs，m3/s0.36400.35020.32850.29100.2667据此在图5-9中做液泛线b。严重漏液线阀孔动能因子下限取F0V由此可知，浮阀塔严重漏液线为一水平线，与液相流量无关。见图5-9中c。液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间下限=5s，对应为液相最大负荷流量为L由此可知，液相符合上限线为一条与气相负荷无关的竖直线，在图5-9中作出液相负荷上限线d。液相负荷下限线一般取堰上液头how=6mm作为液相负荷的下限条件，由式（5h整理得L由此可知，液相负荷下限线是一条竖直线，与气相流量无关，在图5-79中作出液相负荷下限线e。操作线操作气液比V过（0，0）和（0.0065，0.2218）两点，在图（5-7）中作出操作线f。负荷性能图通过上述计算，绘制脱丁烷塔的塔板负荷性能图，见图（5-7）。图5-9脱丁烷塔塔板负荷性能图小结(1)设计点P坐标值为(0.0065，0.2218)，处于正常操作区域。(2)操作线下端先与漏液线c相交，上端先与液泛线b相交，说明塔板的操作下限受漏液线控制，操作上限受液泛控制。(3)塔板的气相负荷上限Vs，max=0.31m3/s，气相负荷下操作弹性=5.2.6脱丁烷塔的工艺设计计算结果汇总将前述计算结果汇总于表5-9，表5-10。表5-9塔板结构参数计算汇总序号项目数值及说明备注1塔径D1.22板间距H0.53液流形式单溢流弓形降液管分块式塔板4溢流堰长度l0.8765堰上溢流强度L26.70606溢流堰高度h0.057堰上液流高度h0.048板上液层高度h0.079降液管底隙高度h0.03110浮阀数N/个89等腰三角形叉排11阀孔动能因数F11.349～1212开孔率/%9.613孔心距t0.075同一横排的孔心距14排间距t0.08相邻两横排的中心线距离表5-10水力学参数计算汇总序号项目数值及说明备注1空塔气速u0.1952阀孔气速u2.0863单板压降Δp509.4187004降液管清液层高度Hd0.18645液体在降液管内停留时间8.8556泛点率F56.75807气相负荷上限V0.318气相负荷下限V0.0989操作弹性3.1636脱丁烷塔塔底再沸器的选型与设计6脱丁烷塔塔底再沸器的选型与设计6.1再沸器的选型再沸器一般用于精馏塔塔底，它的作用主要是加热塔底液，使得液相部分汽化回流入塔底。工厂使用的再沸器一般多要求其操作稳定、调节方便、使用寿命长、运转安全、检修方便等，不过要同时满足上述各项要求较为困难，故需要设计人员全面分析、充分考虑实际工况，找出关键设计因素，然后兼顾一般，通过设计计算，选型，校核等过程，选择合适的再沸器。一般情况下，再沸器的选型应该首先考虑优势较多的立式热虹吸再沸器，但当选用可利用的加热介质较脏、且传热温差较大（超出50℃）或者排出釜液的液位较低时，热虹吸再沸器就难以采用了。由于本工艺装置建立在矿场，一般不设水塔，故不建立蒸汽管网，加热介质一般采用导热油，而立式热虹吸再沸器采用蒸汽换热，本装置不做考虑，所以本设计选择釜式再沸器（图6-1）。该类再沸器由壳体及壳体内部可抽离的U型管束组成，管束末端有一挡板，以保证充分传热，挡板外是出料液体的缓冲区域。釜式再沸器的优点是操作稳定，汽化空间较大，汽化率也较高，操作弹性大。图6-1釜式再沸器6.2基础数据设计基础数据见表6-1，管壳程流体物性数据见表6-2。表6-1脱丁烷塔再沸器设计条件项目壳程管程进口出口温度/℃143.3280260压力/MPa1.320.70.5蒸发量/(kg/h)25207.5--热负荷/kW1836.42表6-2管壳程流体物性数据壳程管程临界压力pc/MPa3.26导热油比热CP/(kJ/kg·K)2.40釜液潜热r0/(kJ/kg)278.83导热油潜热ri/(kJ/kg)310.60釜液的密度l0/(kg/m3)489.12导热油密度li/(kg/m3)734再沸蒸气密度v0/(kg/m3)37.61导热系数li/W/(m·K)0.10釜液表面张力l0/(mN/m)4.39导热油粘度li/(mPa·s)0.346.2传热面积计算6.2.1传热温差Δ式中Δtmt热——t冷——∆6.2.2估算换热器面积依据壳程及管程中介质种类，假定合适的K值，由于加热介质为导热油所以初选K估=350W/(m2·K)。传热面积可由式（6-2）计算：式中A估——计算传热面积，mK估——假定传热系数，W/(∆tQ——再沸器热负荷，kW。则A若选取传热管规格为25×2，l=6m，则传热管单程管数为：N式中Nt——l——传热管直管段的长度，m；d0——即N表6-3U形管式热交换器基本参数（GBT28712.3-2012）根据表6-3可知，按转角正方形排列[25]，可选则标准系列再沸器参数见表6-4。、表6-4再沸器选型参数项目数值或说明排管形式转角正方形传热面积Al/m253.0直径d/mm25壁厚/mm2管程数N2总管数NT/根57中心排管数/根10管束公称直径DN/mm500管程流通截面积/m20.01976.3总传热系数的校核6.3.1管内传热膜系数的i由式（6-4）计算雷诺数Re=式中μli——270℃下导热油的粘度，mPa⋅suli——270℃下导热油在管内的流速，m⋅d0——ρli——270℃下导热油密度，kg⋅代入数据：R普朗特准数可按式（6-5）计算P式中Cpi——270℃下导热油的平均比热容，kJ/(kg⋅K)μli——270℃下导热油的粘度，mPa⋅sλli——在270℃下导热油的导热系数，W/(m代入数据：P按式（6-6）算努塞尔数N式中Re——雷诺数；Pr——普朗特准数。即Na6.3.2管外传热膜系数0q式中qc——管束的最大热通量，W/m2；Kb——对正方形排列取0.44；σ——釜液的表面张力，N/m。r0——釜液潜热，kJ/kg。其中，转角正方形排列取t/d0=1.5；NT=114故q实际热通量为q因为q<qc，故壳程沸腾状态为核状沸腾。用Mostinski公式计算a0：a式中a0——管外传热膜系数，W/(m2pc——液体临界压力，MPa；q——实际热通量，W/m2；P——釜内压力，MPa。即a6.3.3总传热系数K的计算取管内导热油侧污垢热阻Ri=0.0003m2℃/W壳程内釜液侧污垢热阻Ro=0.0001m2℃/W忽略管壁导热热阻，则：1式中a0——管外传热系数，W/(R0——管外（釜液侧）污垢热阻，m2℃/W；Ri——管内（导热油侧）污垢热阻，m2℃/W；ai——管内传热系数，W/m代入数据：1计算得：K所计算的K值比初设的K估=350W/(m2·K)略有富余，故认为所计算的参数是适宜的。6.3.4裕度H的计算实际传热面积可由公式（6-2）算得即A传热面积裕度H可由公式（6-10）计算：H即H面积裕度在20%～30%之间，此裕度满足设计要求。6.4再沸器计算结果汇总再沸器结果汇总见表6-5。表6-5再沸器计算结果汇总表设备脱丁烷塔釜式再沸器流程管程壳程物料名称进口导热油釜液出口导热油循环蒸汽、釜液温度/(℃)进口280143.3出口260143.3热负荷Q/kW1836.42定性温度tm/℃270143.3压力p/(MPa)0.61.32传热温差tm/℃116.7总传热系数K/[W/(m2K)]450.43实际热通量q/[kW/m2]40.85气相物性参数密度v—37.61粘度v/[cp]—0.0105导热系数v/[W/(m2K