【《年产18万吨乙二醇的生产工艺设计计算》8700字】

年产18万吨乙二醇的生产工艺设计计算目录TOC\o"1-3"\h\u摘要 摘要：乙二醇又名甘醇，其化学式(CH2OH)2，也为最简单的二元醇。在石油化学工业的基础有机原料中，较为重要的乙二醇所占比例较大。全球乙二醇主要作用是被用来制取生成聚对苯二甲酸乙二醇酯，同时也是生成聚酯纤维、聚酯塑料的基础原料。乙二醇的合成工艺主要为乙烯法和草酸酯法两种，本设计选择乙烯法中的碳酸乙烯酯法来合成乙二醇，该方法技术成熟、产品纯度高。此设计选择合适生产工艺，并对工艺路线中的所需的主要设备进行物料衡算和热量衡算，同时运用Aspenplus软件熟练模拟计算，并依据模拟结果，利用AutoCAD软件绘制生产工艺流程图。关键词：乙二醇；碳酸乙烯酯法；生产工艺；AspenPlus模拟1绪论1.1乙二醇的性质乙二醇(EthyleneGlycol)也被叫做甘醇，简称为EG，它的化学式是(CH2OH)2，相对分子质量为62.068，它是最为简易的二醇。乙二醇性状无色无臭，是一种有甜味的液体，对于动物有相对的毒性，当剂量为达到1.6g/kg左右时对人体可致死，在水和丙酮中互溶，但存在于醚中时的相对溶解度较低[1]。化学性质相较于乙醇大致类似，其性质较为活泼，且不属于危险化学品。表1-1乙二醇相关性质性质指标性质指标沸点197.85℃粘度25.66mPa•s(16℃)熔点-13.2℃蒸汽压0.06mmHg(20℃)闪点111.1℃临界温度372℃燃点118℃临界压力7699kPa相对密度/水=11.1155（20℃）表面张力46.49mN/m(20℃)1.2乙二醇的应用乙二醇对于我国经济来说，存在着不可或缺的重要位置，也是必需的有机化学工业产品。在世界范围内，乙二醇经常被用来作制造生产纤维膜、薄膜和PET树脂等产品的原料。生产聚酯产品所需消耗的乙二醇质量占全球生产总量约53%。另一主要作用是作为汽车防冻液，其它次要作用则是做为去冰剂和表面涂层等。乙二醇也被作为制取拍摄中的所需要的印菲林液及油墨的材料等。纯度相对比较高的乙二醇通常被用来作溶剂和悬浮介质[2]。乙二醇还被用作原料以生成乙二醇醚等。1.3乙二醇市场前景乙二醇是目前我国进口量最大、进口依赖性最高的化学工业原料，而且需求量在逐年递增。而我国对乙二醇有着相对较大的需求量，生产量无法达到下游行业对乙二醇的需要，目前，我国的乙二醇进口量远远超过自身产量，阿拉伯、加拿大等为主要的进口国家。在2017年、2018年，乙二醇的进口量已经分别达到了874万吨和978万吨，所占比例分别在62%和60%左右[3]。而国家的乙二醇产品进口量相对较大，且出口量较少，虽然自我供给率在逐年增长，然而相较于进口量，依旧受到国外的乙二醇价格的极大影响。图1-12000～2017年国内乙二醇产能和进口量统计2工艺方案2.1生产工艺在生产乙二醇的工艺技术中，依照所需生产原料的来源差异，生产路线被分成石油合成工艺路线、非石油工艺路线。石油路线是用乙烯作为原料，经过环氧乙烷中间产物生成乙二醇。非石油合成工艺路线则是用煤或合成气作原料，能够通过许多方式制取乙二醇。目前，全世界乙二醇生产技术仍以传统的乙烯法与煤经草酸酯路线两大生产技术为主[4]。碳酸乙烯酯法：乙烯与氧气等混合气体高压压缩，进入冷凝器实现降温，后送入到管式反应器发生氧化反应。反应器的出料后经过反应吸收塔得到含有40%H2O的环氧乙烷的吸收液，它的主要反应是生成环氧乙烷中间产物，副反应则是完全的将乙烯氧化。提供一定量的CO2进入环氧乙烷的吸收液，进入到固定床反应器以此发生酯化反应，所出物料历经两段闪蒸过程尽可能将气体除净。该过程的主要反应为环氧乙烷进行酯化反应，副反应则是环氧乙烷发生水合[5]。后续工艺为碳酸乙烯酯的水解反应工段，该反应的转化率较高，生成了最终的产物乙二醇，同时产生二乙二醇和三乙二醇等极少的多余产物。此种方法技术成熟，产品的纯度相对较高。草酸酯法：该路线用煤作主要原料，在经气化、转化、净化、提纯工艺之后，生成了CO与H2[6]。间接合成工艺包含以下三步主要反应:(1)O2、NO与甲醇酯化，发生反应并得到中间产物亚硝酸甲酯(MN)；(2)在(Pd/Al2O3)羰基化耦合催化剂的环境下，CO和MN经过羰化合成，反应后生成了中间产物草酸二甲酯(DMO)；(3)在(Cu/SiO2)这种加氢催化剂的环境下，DMO同H2发生加氢反应，生成最终产物乙二醇，下游进入乙二醇精制反应阶段，经过精馏操作系统获得精制的最终产品乙二醇[7]。该方法制乙二醇的生产技术具有能耗低、用水量少的优势，但产物的分离和提纯过程无法实现极高的纯度。所以此次设计选择碳酸乙烯酯法合成生产乙二醇。2.1.1反应原理1.乙烯环氧化反应生成EO[8]，反应式如下：C2H4+O2→C2H4O（1）副反应：C2H4+O2→H2O+CO2（2）C2H4O+O2→H2O+CO2（3）2.环氧乙烷酯化生成碳酸乙烯酯，反应式如下：C2H4O+CO2→C3H4O3（4）3.碳酸乙烯酯水解，反应为：C3H4O3+H2O→C2H6O2+CO2（5）副反应C3H4O3+C2H6O2→C4H10O3+CO2（6）2.1.2工艺流程乙烯与氧气等气体在储罐中实现混合，使用压缩机将该混合后的气体进而压缩到2.2Mpa，后再通过换热器将混合气体换热至250℃。换热后的气体再经过升温升压操作，并进入到列管式固定床反应器，气体在银催化剂的环境下使其反应充分，而后物料为气相出料。物料送入到吸收塔（A101），设定操作温度25℃，操作压降2.2Mpa，乙二醇与碳酸乙烯酯形成的混合溶液可吸收从反应器中排出的环氧乙烷。剩余的其他极难溶气体于吸收塔上端采出，采出的气体大多为保护气体的组成，可实现循环利用。溶解有环氧乙烷的吸收液进入下一酯化工段。图2-1乙烯环氧化工艺流程模拟图生成的中间产物环氧乙烷的吸收液加压到2.6Mpa，同时二氧化碳流股于储罐实现加料，且通过压缩机加压到2.6Mpa。经换热器（H201）将环氧乙烷的吸收液换热到120℃；经换热器（H202）将二氧化碳换热到120℃。此反应选择釜式反应器，在反应釜中将非均相催化剂实现固定[9]。液相流股环氧乙烷于反应器的上端进料，二氧化碳气相流股于反应器的下端进料；反应温度设定为120℃，反应压强为2.5Mpa，因吸收液相对于二氧化碳同样存在着良好的吸收效果，即二氧化碳可近似全溶解于吸收液中，并在充分的发生接触反应后形成中间产物碳酸乙烯酯，该出料全部为液相出料。反应器的底端的全部出料经历闪蒸工艺，使轻组分气体达到分离，塔上端输出物料为二氧化碳和保护气，可返回总厂达到重新二次回收利用，塔底输出物料大多是碳酸乙烯酯、乙二醇和水，还有极少量的二氧化碳气体，送入到第二个闪蒸罐继续进行分离工艺，轻组分于闪蒸罐上端输出，碳酸乙烯酯和乙二醇的吸收液送入到分离器之中，一部分用作吸收液使其持续循环，其他的部分则通入到水解反应器接连发生反应。图2-2酯化工段工艺流程模拟图水与碳酸乙烯酯同时加料，通过泵加压到0.4Mpa，物料经过混合，再经由换热器使其换热到140℃。此步反应选择使用釜式反应器，设定它的反应温度为140℃，反应压力达0.4MPa，在之前的反应阶段中已经产生部分乙二醇，在碳酸乙烯酯的水解工艺技术中，有极多乙二醇和少量二乙二醇被产生，且同时产生较多的二氧化碳，可用作为生产碳酸乙烯酯的基本原料重复利用。反应混合后的出料流股经由气液分离器（F301）达到分离效果，顶端采出气相流股，其主要的组成是二氧化碳，底端分出液相流股，均接入到后续的分离阶段。分离器的全部出料送入到常压精馏塔。精馏塔的出料形式选择侧线出料，即CO2于塔上端输出，水物料于侧线出料，而EG及DEG塔底下端出料则被通入到下一段精馏分离过程。通过泵将该过程的液相流股减压到0.015Mpa，然后送至减压精馏塔，塔上端输出轻组分乙二醇，通过泵加压到常压，再经由换热器使其换热到常温，进而通入到分离器当中，一部分当作吸收循环液，另一部分则用作产品精制，重组分的DEG物料于塔底出料，经由换热器换热到常温后即可出料。图2-3碳酸乙烯酯水解合成EG工艺流程模拟图2.2模拟目的用国家的规范标准来验证工艺参数的选择是否合理规范，对主要的工艺参数和设备参数实行设计和合理优化，对各单元设备的物料与能量进行衡算。查看所相关文献及书籍参考，得出此次设计中的化学物质大都为极性非电解质，则选择用NTRL物性方法进行乙二醇合成工艺的模拟[10]。3物料衡算和热量衡算3.1主要设备的物料衡算3.1.1物料衡算条件及依据依据质量守恒定律，物料衡算方程可用以下等式表示：单位时间进入体积元中的物料=单位时间排出体积元的物料+单位时间内体积元中反应消失的物料+单位时间内体积元积累的物料用符号表示为：Fin=Fout+Fr+Fb在确定了生产工艺技术路线后，对此工艺进行物料衡算。其目的是依据所用原料和产品之间的定量转化关系，以此为基础计算出原料的消耗量，各个中间产品、产品和副产品的具体产量，在生产过程中各个过程的消耗量及其组成，从而为热量衡算、其他工艺计算和设备的计算奠定基础。本工艺进行物料衡算的依据如下：乙烯原料的质量分数99.99%近似看成纯组分。乙二醇收率为99.8%，扣除维修、停车等时间，以一年开车330天设计，约共计8000h。3.1.2乙烯氧化反应器R101物料衡算表3-1反应器R101模拟结果R101-INR101-OUT温度，℃250250压力，Mpa2.22.2摩尔汽相分率11质量汽相分率11物料名称质量流量kg/h质量流量kg/hCO24541.81113637.898N26118.1446118.114C2H415586.6691776.880O221503.1945360.285CH415266.29015266.290C2H4O017133.155H2O03723.456C3H4O300C2H6O200C4H10O300总计63016.10863016.078物料名称质量分率质量分率CO20.0720.216N20.0970.097C2H40.2470.028O20.3410.085CH40.2420.242C2H4O00.272H2O00.059C3H4O300C2H6O200C4H10O300总计11从上表可以得出，乙烯进入反应器中，气体在银催化剂的环境下使其反应充分，而后物料为气相出料。3.1.3环氧乙烷吸收塔A101物料衡算表3-2吸收塔A101模拟结果H102-OUTP101-OUTCIRCULA1EO温度，℃12024.225.672.6压力，Mpa2.22.22.22.217摩尔汽相分率1010质量汽相分率1010物料质量流量kg/h质量流量kg/h质量流量kg/h质量流量kg/hCO213637.898011699.2791938.619N26118.14406100.80917.335C2H41776.88001681.92494.956O25360.28505305.66754.618CH415266.290015056.162210.129C2H4O17133.1550017133.155H2O3723.456225.4440.1863948.714C3H4O30175268.3090.272175268.037C2H6O2049950.0000.31249949.688C4H10O30000总计63016.108225443.75339844.611248615.251物料质量分率质量分率质量分率质量分率CO20.21600.2940.008N20.09700.1530C2H40.02800.0420O20.08500.1330CH40.24200.3780C2H4O0.272000.069H2O0.0590.0010.016C3H4O300.7770.705C2H6O200.2220.201C4H10O30000总计1111由上表可以看出物料进入到吸收塔（A101）之中，流股物料平衡。3.1.4酯化反应器R201和闪蒸罐F201物料衡算表3-3酯化反应器R201和闪蒸罐F201模拟结果H201-OUTH202-OUTCIRCULA2F201OUT温度，℃120120120120压力，Mpa2.62.60.50.5摩尔汽相分率0110质量汽相分率0110物料质量流量kg/h质量流量kg/h质量流量kg/h质量流量kg/hCO21938.61916508.736884.226787.452N217.33552.80567.6882.452C2H494.956064.94330.013O254.618049.3285.29CH4210.1290183.71226.416C2H4O17133.15504.587166.744H2O3948.714017.7653861.585C3H4O3175268.03708.179208827.741C2H6O249949.68807.30950181.361C4H10O30000总计248615.25116561.5411287.737263889.054物料质量分率质量分率质量分率质量分率CO20.0080.9970.6870.003N200.0030.0530C2H4000.050O2000.0380CH4000.1430C2H4O0.06900.0040H2O0.01600.0140.015C3H4O30.70500.0060.791C2H6O20.20100.0060.19C4H10O30000总计1111由表得出，液相流股EO与气相流股二氧化碳同时进料，因吸收液相对于二氧化碳同样存在着良好的吸收效果，即二氧化碳可近似全溶解于吸收液中，并在充分的发生接触反应后形成中间产物碳酸乙烯酯，该出料都是液相出料。3.1.5闪蒸罐F202物料衡算表3-4闪蒸罐F202模拟结果F201-OUTCO2-2F202-OUT温度，℃1205050压力，Mpa0.50.040.04摩尔汽相分率010质量汽相分率010物料质量流量kg/h质量流量kg/h质量流量kg/hCO2787.452580.511206.941N22.4522.4420.01C2H430.01326.8433.17O25.295.1960.094CH426.41625.7690.648C2H4O166.7444.861161.884H2O3861.5855.0723856.513C3H4O3208827.7410.609208827.32C2H6O250181.3610.61250180.749C4H10O3000总计263889.054651.87263237.329物料质量分率质量分率质量分率CO20.0030.890N200.0040C2H400.0410O200.0080CH400.040C2H4O00.0070H2O0.0150.0080.015C3H4O30.79100.793C2H6O20.1900.191C4H10O3000总计111由表得出，通过闪蒸将塔底输出物料碳酸乙烯酯、乙二醇和水，还有极少量的二氧化碳气体继续进行分离工艺。3.2主要设备的热量衡算3.2.1热量衡算及标准热量衡算遵循着能量守恒的原则，可用以下等式表达：输入环境的能量=输出环境的能量+环境积累的能量。对于连续系统为：Q总+W总=H3.2.2乙烯氧化反应器R101热量衡算表3-5乙烯氧化反应器R101物流热焓模拟结果R101-INR101-OUT温度，℃250250压力，Mpa2.22.2摩尔汽相分率11质量汽相分率11焓流量，Gcal/h-14.33128-56.914249摩尔流量，Kmol/h2500.82306.34质量流量，Kg/h63016.108563016.1085体积流量，m3/h4968.964528.80表3-6乙烯氧化反应器R101热量衡算（单位：Gcal/h）Q总W∑∑-42.5830-14.331-56.9143.2.3环氧乙烷吸收塔A101的热量衡算表3-7环氧乙烷吸收塔A101物流热焓模拟H101-OUTP101-OUTCIRCULA1EO温度，℃12024.225.648813472.6058201压力，Mpa2.22.22.22.2166焓流量，Gcal/h-60.307091-362.75522-41.087624-381.97464摩尔流量，Kmol/h2306.342807.532241647.896993465.97525质量流量，Kg/h63016.1085225443.75339844.6106248615.251体积流量，m3/h3303.8643240.72141793.1940277.4655表3-8环氧乙烷吸收塔A101热量衡算（单位：Gcal/h）QW∑∑0.0000470-423.062311-423.0622643.2.4酯化反应器R201和闪蒸罐F201热量衡算表3-9酯化反应器R201和闪蒸罐F201物流热焓模拟结果H202-OUTH201-OUTCIRCULA2F201OUT温度，℃120120120120压力，Mpa2.62.60.50.5焓流量，Gcal/h-34.979056-375.39351-2.1102967-417.11007摩尔流量，Kmol/h3773465.9752539.11658043418.82787质量流量，Kg/h16561.5415248615.2511287.73644263889.056体积流量，m3/h452.350872286.2554254.2277298.1976表3-10酯化反应器R201和闪蒸罐F201热量衡算（单位：Gcal/h）QW∑∑-8,84780070-410.372566-419.22043.2.5闪蒸罐F202的热量衡算表3-11闪蒸罐F202物流热焓模拟结果F201-OUTCO2-2F202-OUT温度，℃1205050压力，bar0.50.040.04焓流量，Gcal/h-417.11007-1.2720782-426.35601摩尔流量，Kmol/h3418.8278716.41183533402.41603质量流量，Kg/h263889.056651.915665263237.141体积流量，m3/h298.1976481100.787444285.655932表3-11闪蒸罐F202热量衡算结果（单位：Gcal/h）Q总W∑∑-10.51801820-417.11007-427.62808824塔的设计及选型4.1塔设备设计4.1.1塔设计依据该工艺的塔型主要是吸收分离塔，以A101为例该设计选型即要符合工艺规范和国家标准，又要不会对生产造成违背。在所有工艺设计中，安全问题极其重要，由于在化学工业生产过程中，会存在一些需要高温高压的生产条件，少数情况下生产的产品可能为易燃易爆的危险物品，安全环境不合格则可能会导致重大的人身和财产损失隐患。在以安全为前提的情况下，我们要尽可能的对资源进行最大化利用，实现生产最大化。 表4-1塔模拟参数H101-OUTP101-OUTCIRCULA1EO相态汽相液相汽相液相温度12024.225.672.6摩尔汽相分率1010摩尔液相分率0101摩尔焓-26.0828-127.707-25.0009-105.332质量焓-954.61-1590.38-1040.37-1464.14摩尔熵-14.82255-104.22081-17.734019-77.145166质量熵-0.5424937-1.2978993-0.7379686-1.07233645摩尔密度0.67700116.36391.235114.8803质量密度18.49771314.0229.68051070.51平均分子量27.32380.299624.030971.9412压力，bar22222222焓流量-60.307091-362.75522-41.087624-381.97464摩尔流量2306.342807.532241647.896993465.97525质量流量63016.1085225443.75339844.6106248615.251体积流量3303.8643240.72141793.1940277.46554.1.2塔型的确定塔形的选择非常重要，它关系到生产能力、产品纯度、设备费用等多方面因素，所以要求我们必须在安全且合理的情况下，选则最恰当的塔型。基础的两种塔型分别是板式塔与填料塔，它们都能够实现精馏、吸收、萃取等工艺流程，而两者都存在着优缺点。填料塔为一种立式圆柱，塔体中由较多填料所填充，填料组成通常为各种固体的物料，填料的方法主要包括散装填料及规整填料等方法。填料塔的优势：生产能力较大且填料塔的操作范围相对较小、适用于小塔径生产、压降较小、分离效率较高等。板式塔是立式塔柱且塔内有许多相互间隔一定距离的塔板组成。而板式塔的通常适合塔径相对较大的塔，板式塔的优点：压降较大，操作稳定、易于清洗、塔效率高等。所以通过比较，板式塔更适宜上述的工艺条件，则该设计的吸收塔采用板式塔。4.1.3塔盘类型的确定塔盘能够实现将物质和热量快速传递，使液体混合物或气体混合物达到分离效果。塔盘类型主要含有泡罩塔盘、浮阀塔盘、筛孔塔盘等几种。依照上面的工艺结果可选用筛孔塔盘。4.1.4塔的工艺设计（1）介质与选材查《腐蚀数据手册》[11]并且依据强度等方面得，材料选用碳钢16MnR。（2）设计压力与温度吸收塔的工作压力为2.2Mpa，则设计压力选取为工作压力1.1倍。P=1.1P吸收塔最大温度为120℃，设计温度比最大温度大10~15℃，即取工作温度为130℃。（3）塔体的计算空塔气速能够通过史密斯关联图法计算。先求出umax，后设定空塔气速等于最大气速的0.7倍。其中umax=CρL−ρVρV，式中C由C=C查阅文献和书籍，选择板间间距为HT=800mm，选择板上液层高度为hL=100mm，则HT-hL=700mm。图4-1smith关联图查史密斯关联图知，C20=0.073C=C20(因此umax=Cρ所以空塔气速为u=0.7umax=0.7×0.602=0.421空塔气速下的塔径为D=4Vsπu由塔径标准对塔径圆整后，取D=3.1m塔径圆整后空塔气速为u=Vs安全系数uumax=0.43650、602=0.725（4）筒体厚度及封头厚度设计筒体选材为16MnR，查文献和书籍得知，在这个设计温度下，此材料的许用应力值为163MPa，取计算压力为2.42MPa，塔径D=3.1m。筒体厚度δ=PcD2[σ]取腐蚀裕量C1为2mm，则筒体壁厚δc=27.31+2=29.31mm本设计选择标准椭圆封头，且封头的材质也选择使用16MnR。封头厚度δ‘=Pc取腐蚀裕量C1为2mm，封头的设计厚度δ’c=δ‘+C1=29.19mm（5）流型的选择及负荷性能图根据Aspen模拟，由于环氧乙烷吸收塔模拟塔半径为3.1m，塔流量Ls=240.7214m3/h，计算过后对塔进行校核。由Aspen模拟结果，得到塔板的负荷性能图。如下图4-2某块塔板的负荷性能图（6）塔的水力学结果表4-2环氧乙烷吸收塔A101水力学结果塔板%液泛率总压降%降液管持液量干板压降干板压降总压降barbarmmmm272.673638580.013836539434.088678980.00835283051919631916373.651630230.014350448034.893294240.0088274855395.01413450154.4602253473.373602630.014447591834.741512740.0088773726394.41766443153.6612161572.914949980.014480805834.520468120.0088717823793.47449583152.5720506672.025639630.014405422934.147758690.0088006327592.03717710150.6521747767.139082660.011915333328.591857030.0066525922868.24452398122.2314882860.745912500.011976916029.073919250.0041277911736.39573080105.6033584960.988654980.012030506829.107514070.0041741428836.71614012105.82143161060.946482420.012048160729.087014420.0041771377336.66583641105.75564351160.881611600.012059914229.063876660.0041754117036.58543602105.67035091260.823007580.012069574929.043538780.0041734487936.51269028105.59435921360.772346260.012077745129.026091310.0041716662736.44980798105.52893281460.729398400.012084739129.011290420.0041701766036.39655609105.47344321560.692870350.012090706528.998710590.0041689128836.35129885105.42625841660.661436520.012095754128.987946130.0041677846536.31234700105.38577671760.634546170.012100036928.978766590.0041668023036.27903179105.35120021860.611354060.012103647428.970901100.0041659187036.25028922105.32147881960.591166040.012106666628.964123870.0041650987936.22525819105.29573162060.572882370.012109079328.958131110.0041642588836.20273037105.27245012160.547590870.012109281928.950824240.004162664013623631122260.323163780.012070624428.898880090.0041427410335.99110584104.86658942357.160525250.011493950428.240848210.003808271023307185642451.265632690.009315084426.629740280.0023876077521.8532315385.258852521塔板为塔顶冷凝器，25塔板为塔底再沸器，进料板为8塔板。4.2塔设备的机械设计4.2.1.塔的主体结构设计（1）筒体高度由Aspen模拟结果得，塔板数N=25，塔板间距HT=800mm。依据国家规范标准《石油化工塔器设计规范》，由于吸收塔的板间距为800mm，所以在这里取人孔的直径为1000mm，塔体中间每隔7块板即取一个人孔，则人孔数S为3。塔的塔顶需要相对留用有一定的空间位置，目的是为了安装人孔及塔板，也能够在发生雾沫夹带的情况下可以得到缓冲。塔顶的空间高度选择取1.5m。塔底通常会留有一定的空间距离，可以起到储存液体的作用。塔底的空间高度则取2.0m。由上可知，塔筒体高度H=1.5+（2）裙座设计环氧乙烷吸收塔塔径为3.1m，且塔筒体高度为24.1m。查阅书籍和资料后，得出裙座应选择圆柱形裙座，按照工艺要求，裙座选用DN为3200mm，出料管的中心线到基础环之间的高度为2000mm，裙座高度为（3）封头高度根据国家规范标准JB/T4746-2002封头选取标准，上封头取DN=3200mm的标准椭圆封头时，总深度H1=840mm，其中曲边高度h1=800mm，直边高度h2=40mm。（4）除沫器因丝网除沫器的效率相对高，所以此吸收塔选择丝网除沫器，压降小[12]。（5）地脚螺栓在该吸收塔中，选择材料为16MnR，公称直径为36mm的地脚螺栓24个。表4-3吸收塔A101设计结果汇览设计条件设计结果塔型板式筛板塔塔塔盘选型SIEVE塔的理论板数25板间距，mm800设计压力，bar24.2设计温度，℃130塔板的开孔数量4736堰高，mm58.33侧壁堰长，m1.494降液管间隙，mm45.63总压头损失，m2.851.47总压降，bar0.31537853筒体材料16MnR筒体高度，m24.1筒体厚度，mm30封头选型标准椭圆封头厚度，mm12封头总深度，mm800人孔数3人孔直径，mm1000裙座高度，m4.4封头高度840除沫器选型丝网除沫器地脚螺栓材料16MnR地脚螺栓个数244.2.2管道的计算该塔有四个管道，管道位置及相应的尺寸如下：（1）气体进料管d1设进料速度uv=25m/s，根据Aspen模拟结果，气相的体积流量VS=3303.8643m3/h则管径d1=VS0.785×25×3600=0.2162m，根据国家标准SH3405-2012，圆整后取管子（无缝钢管）规格∅245×14mm（2）液体进料管d2设进料速度uv=10m/s，根据Aspen模拟结果，液相体积流量LS=240.7214