3-典型设备计算说明书

中煤陕西榆能化15万吨醋酸乙烯酯生产项目 典型设备计算说明书141目录第一章 设计总论11.1 过程设备的选型目的和基本要求11.2 过程设备类别11.3 过程设备设计与选型原则11.4 过程设备设计与选型的主要内容2第二章 塔设备设计42.1 设计依据42.2 设计要求42.3 塔设备的选型52.3.1 常见塔类型52.3.2 塔类型的选择62.3.3 板式塔的塔板类型选择72.4 乙醛分离塔（T0401）的设计计算92.4.1 使用软件列表92.4.2 精馏段板物性参数与塔径的计算92.4.3 精馏段溢流装置122.4.4 精馏段塔板结构设计142.4.5 精馏段塔板流体力学校核152.4.6 精馏段塔板负荷性能图182.4.7 提馏段塔板物性参数与塔径的计算212.4.8 提馏段溢流装置252.4.9 提馏段塔板结构设计272.4.10 提馏段塔板流体力学校核282.4.11 提馏段塔板负荷性能图312.5 Cup Tower验证342.6 塔机械工程设计442.6.1 塔高的计算442.6.2 接管的计算452.6.3 塔体和封头设计462.6.4 裙座的设计472.6.5 塔设备附件482.6.7 T0401塔设备条件图492.6.8 塔机械强度校核492.7 塔设备计算说明书51第三章 换热器设计623.1 换热器概述623.2 换热器类型623.3 换热器选型依据633.4 换热器选型643.4.1 选型原则643.4.2 选型步骤673.5MDEA解析塔换热器（E0308）设计示例683.5.1 换热器结构选择693.5.2 物流的安排693.5.3 温度693.5.4 压力693.5.5 传热系数与污垢热阻703.5.6 折流板、壳体及换热管设计703.5.7 接管尺寸及方位703.5.8 MDEA解析塔换热器（E0308）选型结果703.5.9 数学计算723.5.10 换热器设备条件图及详细尺寸733.5.11 换热器性能表753.5.12 设备校核75第四章 反应器设计844.1 反应器概述844.2 反应器类型844.2.1 釜式反应器（反应釜）844.2.2 管式反应器854.2.3 固定床反应器854.2.4 流化床反应器874.3 反应器的选择经验884.4 反应器的设计要点884.5 VAC反应器（R0201）设计示例894.5.1 反应特点894.5.2 反应动力学894.5.3 催化剂904.5.5 反应器类型选择904.5.6 VAC反应器（R0201）设计条件904.5.7 反应器的数学计算934.5.8 VAC反应器（R0201）设备条件图1004.5.9 设备强度校核100第五章 泵的选型1145.1概述1145.2选型依据1145.3 工业常用泵情况介绍1145.4 选型原则1165.5 乙醛分离回流泵（P0401）的选型示例1195.5.1 设计参数1195.5.2 进出口液体流速1195.5.3 进出口摩擦系数1205.5.4 泵的扬程计算1205.5.5 选型结果121第六章 压缩机选型1246.1 概述1246.2 选型依据1246.3 选型原则1246.4 压缩机类型及特点1256.5 压缩机（C0301）的选型示例125第七章 气液分离器的设计1277.1 设计依据1277.2 设计目标1277.3 气液分离器类型1277.4 气液分离器（V0303）的设计1277.4.1 设计参数1277.4.2 浮动流速1277.4.3 分离器直径1287.4.4 筒体高度1287.4.5 上下封头1287.4.6 进出口管径128第八章 储罐的设计1308.1 储罐选型依据1308.2 储罐的分类1308.3 储罐选型原则1318.4 储罐的选型1328.5 原料醋酸储罐选型示例1328.5.1 工艺参数1328.5.2 选型结果133第一章 设计总论1.1 过程设备的选型目的和基本要求化工设备的工艺设计与选型是在物料衡算和热量衡算的基础上进行的，其目的是决定工艺设备的类型、规格、主要尺寸和数量，为车间布置设计、施工图设计及非工艺设计项目提供足够的设计数据。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 过程设备类别化工设备从总体上分为两类，一类称定型设备或标准设备，这是由一些加工厂成批成系列生产的设备，通俗地说，就是可以买到的现成的设备，如泵、反应釜、换热器、大型储罐等；另一类称非定型设备或非标准设备，是指规格和材料都是不定型的、需要专门设计的特殊设备，如小的储罐、塔器等。1.3 过程设备设计与选型原则（1）设计要做到切合实际，技术先进，经济合理，安全适用；（2）所选择的设备和材料必须可靠，且尽可能国产化，并注意解决好超限设备的制造和运输问题；（3）充分依托现有社会公共设施，以降低投资，加快项目建设进度，采取切实可行的措施节约用水；（4）贯彻主体工程与环境保护、劳动安全和工业卫生、消防同时设计、同时建设、同时投产；（5）消防、卫生及安全设施的设置必须贯彻国家关于环境保护、劳动安全的法规和要求，符合石油化工行业的相关标准；（6）所选择的产品方案和技术方案应是优化的方案，以最大程度减少投资，提高项目经济效益和抗风险能力。科学论证项目的技术可靠性、项目的经济性，实事求是地做出研究结论。1.4 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 设计依据塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也并流向下）流动，气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作状况下，气相为连续相，液相为分散相，气体组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。塔设备主要有板式塔、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。塔选型参考标准如下：固定式压力容器（GB 150-2011）压力容器封头（GB/T 25198-2010）石油化工塔器设计规范（SHT 3098-2011）钢制化工容器结构设计规定（HG/T 20583-2011）工艺系统工程设计技术规范（HG/T 20570-1995）塔顶吊柱（HG/T 21639-2005）不锈钢人、手孔（HG 21594-21604）钢制人孔和手孔的类型与技术条件（HG-T 21514-2014）钢制塔式容器（JB/T 4710-2005）钢制管法兰、垫片、紧固件（HG/T 2059220635-2009） 2.2 设计要求作为主要用于传质过程的塔设备，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。为此，塔设备应满足以下基本要求：（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。 但值得注意的是， 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。2.3 塔设备的选型2.3.1 常见塔类型塔器是气液、液液间进行传热、传质分离的主要设备，在化工、制药、和轻工业中，应用十分广泛，塔器甚至成为化工装置的一种标志。在气体吸收、液体精馏（蒸馏)、萃取、吸附、增湿、离子交换等过程更离不开塔器，对于某些工艺来说，塔器甚至成为关键设备。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。对于填料塔和板式塔的比较和选择如表2-1所示：表2-1 板式塔和填料塔的比较类型板式塔填料塔结构特点每层板上装配有不同型式的气液接触元件或特殊结构，如筛板、泡罩、浮阀等；塔内设置有多层塔板，进行气液接触。塔内设置有多层整砌或乱堆的填料，如拉西环、鲍尔环、鞍型填料等散装填料，格栅、波纹板等规整填料；填料为气液接触的基本元件。操作特点气液逆流逐级接触微分式接触，可采用逆流操作，也可采用并流操作。设备性能空塔速度（亦即生产能力）高，效率高且稳定；压降大，液气比的适应范围大，持液量大，操作弹性小。大尺寸空塔气速较大，小尺寸空塔气速较小；低压时分离效率高，高压时分离效率低，传统填料效率较低，新型乱堆及规整填料效率较高；大尺寸压力降小，小尺寸压力降大；要求液相喷淋量较大，持液量小，操作弹性大。制造与维修直径在600mm以下的塔安装困难，安装程序较简单，检修清理容易，金属材料耗量大。新型填料制备复杂，造价高，检修清理困难，可采用非金属材料制造，但安装过程较为困难。适用场合处理量大，操作弹性大，带有污垢的物料。处理强腐蚀性，液气比大，真空操作要求压力降小的物料。2.3.2 塔类型的选择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。 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时，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。根据以上的初步原则， 对本项目塔设备进行初步选型如下：表2-2 塔设备初步选型结果设备位号名称选择类型T0101醋酸蒸发塔板式塔T0201水洗塔塔板式塔T0301VAC分离塔板式塔T0302醋酸精馏塔板式塔T0303二氧化碳吸收塔板式塔T0304MDEA解析塔板式塔T0401乙醛分离塔板式塔T0402萃取精馏塔板式塔T0403甘油再生塔板式塔2.3.3 板式塔的塔板类型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、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。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。表2-3 不同塔板性能比较塔板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且阻力小操作弹性窄、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2-4 主要塔板性能的量化比较塔板类型生产能力塔板效率操作弹性压降结构成本泡罩板1.01.051.0复杂1.0浮阀板1.2-1.31.1-1.290.6一般0.7-0.9筛板1.2-1.41.030.5简单0.4-0.5舌型板1.3-1.51.130.8简单0.5-0.6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。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，初步选择浮阀塔。2.4 乙醛分离塔（T0401）的设计计算2.4.1 使用软件列表表2-5 使用软件列表名称用途来源Aspen Plus V9Aspen Plus V10分离性能设计Aspen Tech 公司Auto CAD精馏塔平面布置图绘制Auto desk 公司CUP-Tower流体力学设计中国石油大学（华东)SW6-2011塔体强度结构设计全国化工设备设计技术中心站由于经Aspen Plus模拟，塔内存在变径，故对塔精馏段、提馏段分别进行计算。第25块塔板为精馏段；第6块塔板为进料板；第627块为提馏段。2.4.2 精馏段板物性参数与塔径的计算2.4.2.1 物性参数表2-6塔板物性参数塔板数12345液相温度/-44.494344.875257.768761.044561.9124气相温度/44.875257.768761.044561.912462.7769液相质量流量（kg/hr）3248.264011.494211.54238.024317.83气相质量流量（kg/hr）3248.264152.724352.734379.254459.06液相体积流量（L/min）57.570473.848977.062777.455179.0121气相体积流量（L/min）28371.832825.433172.733083.933010.7液相密度（kg/cum）0.9403740.9053370.9108380.9119310.910796气相密度（kg/cum）0.0019080.0021080.0021870.0022060.002251液相粘度/ cP0.8233140.344680.3294450.3256030.321643气相粘度/ cP0.0098270.0098230.0099060.0099410.009932表面张力（N/m）-44.494344.875257.768761.044561.9124提取Aspen plus各塔板上的物性参数，选取精馏段塔板上气液相负荷最大的第5块塔板进行手工计算和校核，然后再用CUP-Tower进行软件计算，通过比较来检查计算的正确性。第5块物性参数如表2-7：表2-7 浮阀塔塔板参数塔板5混合液表面张力 N/m0.0358043液相温度（）61.9124气相温度（）72.2902液相质量流量L（kg/h）4317.83气相质量流量V（kg/h）4459.06液相体积流量LS（m3/s）0.001317气相体积流量VS（m3/s）0.55018液相分子量61.0545气相分子量60.6339液相密度L（kg/m3）910.796气相密度V（kg/m3）2.25132液相黏度cP0.321643气相黏度cP0.009931682.4.2.2 塔径的计算由于带有降液管，所以溢流式的塔板的塔截面实际分为了两个部分，即气体流通截面和降液管所占截面。若 AT为塔板截面积，A为气体流通截面积，Af 为降液管截面积，则：AfAT=1-AAT若设气体流通截面上的适宜气速为u，当塔内处理的气体体积流量为VS，A=VSu塔板的计算中，通常是以泛点气速uf作为u的上限。一般取：u=(0.6 0.85)uf气液两相流动参数为：LsVsLV12=0.0013170.55018910.7962.25132=0.0481根据索德尔斯和布朗公式： uf=CL-VV式中C为气体负荷因子，由 C=C20200.2 计算，其中C20由史密斯关联图查取。如图2-1所示：图2-1 史密斯关联图查史密斯关联图可知：液相表面张力为=0.0358N/m 时的气体负荷因子C20=0.052m/s ，气体负荷因子：C=C20200.2=0.0530.035810.020.2=0.0595m/s则可求得泛点气速为： uf=CL-VV=0.0595910.796-2.25132.2513=1.196m/s取u=0.8uf ，即u= 0.9562m/s，则可求得塔径为：D=4VSu=40.550180.9562=0.856m塔径圆整后，D=0.9m2.4.2.3 沉降高度的确定（1）塔板间距HT塔板间距 HT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，由表2-8列出的塔板间距的经验数值选取。表2-8 塔板间距与塔径的关系塔径D/m塔板间距HT/mm0.3-0.5200-3000.5-0.8300-5000.8-1.6350-4501.6-2.0450-6002.0-2.4600-8002.4800通过计算可以得出塔径为1.4米，故取板间距HT=350mm。2、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=100mm，则液滴沉降高度为HT-hL=250mm2.4.3 精馏段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。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。考虑分块塔板固定区域取0.9m，所以根据经验与工艺要求，溢流装置定为单溢流。2.4.3.1弓形降液管尺寸降液管面积由化工原理（下）（谭天恩等编.化学工业出版社）图2-2弓形降液管的参数图查得。图2-2 弓形降液管的参数对于堰长lw 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=0.090，WdD=0.15，则：实际塔板截面积： AT=D24=3.140.924=0.636m2弓形降液管面积：Af=0.088AT=0.0900.636=0.05597m2弓形降液管宽度：Wd=0.15D=0.150.9=0.135m2.4.3.2 溢流堰尺寸溢流堰长lw=0.70.9=0.63m采用平直堰，求得横坐标LSlW2.5=0.00131736000.632.5=5.322查液体收缩系数计算图：图2-3 液体收缩系数计算图可得E=1.01，则堰上液层高度how可由下式计算：how=0.00284Elslw23=0.002841.010.00131736000.6323=0.011m出口堰高：hw=hL-how=0.1-0.011=0.089m取降液管低隙处液体流速：uol=0.4m/s则降液管底隙高度为：h0=Lslwu0l=0.0013170.630.4=0.0052m2.4.4 精馏段塔板结构设计a.受液区和降液区：一般这两个区域的面积相等，均可按降液管截面积Af计；b.边缘区：在塔壁边缘留出一定宽度的环形区域供固定塔板用；c.入口安定区和出口安定区：通常宽度相等；d.有效传质区：余下的塔板上有浮阀孔的区域。于此处考虑，有经验可知：a.塔径D900mm，采用整块组装式；b.塔径在2.5m以下，边缘宽度取WC=0.05m；c.分布区宽度取WS=0.08m；脱气区宽度WS=0.08m；d.根据之前计算可知，降液管宽度为 Wd=0.3 m；e.浮阀选用F1重型浮阀，其阀孔为do=0.039m。2.4.4.1 浮阀数在此取阀孔动能因数FO=11，则阀孔气速为：u0=F0V=112.25132=7.33m/s每层塔板上浮阀数目为：N=4Vsu0d02=40.550187.330.0392=63在此圆整，取浮阀数N =63个2.4.4.2 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=0.3m；分布区宽度WS=0.08m；脱气区宽度Ws=0.08m；边缘区宽度Wc=0.05m。由于选用的塔板为单溢流形式，故鼓泡区面积可由单溢流塔板鼓泡区面积计算公式计算出大概面积，已知单溢流塔板鼓泡区面积计算公式如下：Aa=2xr2-x2+180r2sin-1xr其中： x=D2-Wd+Ws=0.92-0.135+0.08=0.235mr=D2-WC=0.92-0.05=0.40m代入数据得：Aa=20.2350.402-0.2352+1800.402sin-10.2350.40=0.353m2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= 0.075m，则相邻两排间的距离为：t=AaNt=0.353630.075=0.0698m按同一横排的阀孔中心距t= 0.075m，相邻两排间的距离t =6.98mm 的等边三角形叉排方式得到最终的浮阀数为61个。由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算的个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数阀孔气速：u0=4Vsd02N=40.550180.039261=7.55m/s阀孔动能因数：F0=u0V=7.552.25132=11.33阀孔动能因数变化不大，仍在812范围内，所以阀孔数N =61设计合理。塔板开孔率：=NdoD2100%=610.0390.92100%=11.45%由5% 15% 得此开孔率符合要求。2.4.5 精馏段塔板流体力学校核2.4.5.1 塔板压降校核塔板压降用液柱高度表示为hf=hd+h1+h式中：hf气体通过每层板的压降，m液柱；hd干板压降，m液柱；hl板上液层的阻力，m液柱；h克服液体表面张力的阻力，m液柱。浮阀由部分全开转变为全部全开时的临界速度uoc： uoc=10.5V11.825=10.52.2513211.825=6.731m/s此时干板压降由阀片全开前的公式 hd=5.34Vuoc22Lg 进行计算，则：hd=5.34Vuoc22Lg=5.342.251326.73122910.7969.81=0.03048取充气系数=0.4，则塔板上气液层有效阻力h1：hl=hw+how=0.40.1=0.04克服液体表面张力的阻力h：一般h很小，故忽略不计，即h=0 。则单板压降：hf=hd+h1+h=0.03048+0.04=0.07048p=Lghf=910.7969.810.07048=629.73Pa压降不大，小于 Aspen plus 模拟的压降初值，设计满足要求。2.4.5.2 溢流液泛校核为防止液泛发生，降液管中清液层高度应满足HdHT+hw，临界条件为Hd=HT+hw，对一般液体取泡沫层相对于清液层的密度为 0.5降液管中清液层高度为：Hd=hf+h+hw+how式中：h-克服液体在溢流管内流动阻力所需的液层高度，由下式计算：h=0.153LslWh02=0.1530.0013170.630.00522=0.0247m则降液管中清液层高度为：Hd=hp+hd+hw+how=0.10139+0.03048+0.1=0.2319mHd=HT+hw=0.50.35+0.089=0.2195mHd5s气体可以从液相中分离出，故降液管尺寸适宜。2.4.5.4 液沫夹带量校核浮阀塔中用泛点百分率F作为间接衡量雾沫夹带量的指标。对于塔径大于900mm的塔，F小于80%；塔径小于900mm的塔，F小于70%；对减压操作的塔，F小于75%，这样便可保证雾沫夹带量eV小于10%。由于在本设计中D =900mm，故选择比较的F应小于80%。泛点百分率F由经验式F=VSVL-V+1.36LSZAbCFK100%或F=VSVL-V0.78ATCFK100%其中有： Z=D-Wd=0.9-0.135=0.765mAb=AT-2Af=0.63585-20.055968=0.5240m2K为系统因数，由表2-9 查得K = 1.0表2-9 系统因数K系统K值无泡沫正常系统1.00氟化物（如BF3，氟利昂）0.90中等起泡沫系统（如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔）0.85多泡沫系统（如胺及乙二醇吸收塔）0.73严重泡沫系统（如甲乙酮装置）0.60形成稳定的泡沫系统（如碱再生塔）0.15图2-4 泛点负荷因子图泛点负荷系数由图2-4 查得CF= 0.104，则： F=VSVL-V+1.36LSZAbCFK100%=0.550182.25132910.796-2.25132+1.360.0013170.7650.52400.1041.0100% =52.8%对于大塔，为避免过量液沫夹带，应控制泛点率不超过80%，故可知液沫夹带能够满足要求。因此，此塔板不易发生液沫夹带。2.4.5.5 严重漏液校核取动能因数的下限值F0=5前面已计算出FO=11.335，可见不会发生严重漏液。2.4.6 精馏段塔板负荷性能图2.4.6.1 过量液沫夹带线浮阀塔中用泛点百分率F作为间接衡量雾沫夹带量的指标。对于塔径大于900mm的塔，F小于80%；塔径小于900mm的塔，F小于70%；对减压操作的塔，F小于75%，这样便可保证雾沫夹带量eV小于10%。由于在本设计中D =900mm，故选择泛点百分率为F = 0.8泛点百分率 F 由经验式F=VSVL-V+1.36LSZAbCFK100%其中有：Z=D-Wd=0.9-0.135=0.765m Ab=AT-2Af=063585-20.055968=0.5240m2K为系统因数，由表2-9 查得K = 1.0泛点负荷系数由图2-4 查得CF= 0.104，则： F=VSVL-V+1.36LSZAbCFK100%=VS2.25132910.796-2.25132+1.36LS0.7650.52400.1041100% =52.8%整理得VS=0.578-20.9LS2.4.6.2 漏液线对于 F1型重阀，取阀孔动能因子下限值F0= 5，与之相应的气相流量： VSmin=5d02N4v=50.03926142.25132=0.2427m/s2.4.6.3 溢流液泛线由Hd=hf+h+hw+how可求得溢流液泛线方程。已知：Hd=HT+hw=0.50.35+0.089=0.2195mhow=0.00284ELsLW23=0.00260Ls23hf=hd+hlhl=hw+how=0.40.089+0.00260Ls23=0.0356+0.00104Ls23uo=vs0.785do2N=VS0.7850.039261=3.665VShd=5.34vu022lg=5.342.25132（13.665VS）22910.7969.81=0.0235VS2塔板不设进口堰时：h=0.153LslWh02=49.2LS2联立上式可得： VS2=4.038-0.155LS23-2093.6LS22.4.6.4 液量下限线由于堰上液层厚度how 为最小值时，对应的液相流量为最小。故取平堰堰上液层高度how= 0.006m作为液相负荷下限条件，则：how=0.00284ELSminlW23=0.006其中 E=1.05，代入数值可求得：LSmin=0.0060.00284E32lW=0.0060.002841.01320.633600=0.000529m3/s2.4.6.5 液量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 3s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则LSmax=HTAf=0.350.0559683=0.00653m3/s2.4.6.6 塔板负荷性能图得到的板式塔负荷性能图如图2-5所示：图2-5 负荷性能图注：0线为操作线；1线为液量下限线；2线为液量上限线；3线为漏液线；4线为雾沫夹带线；5线为液泛线；由图可知，操作线介于五条线之间，且有一定操作弹性空间，设计合理。现将浮阀塔（T0401）精馏段工艺设计结果列于表2-10：表2-10 浮阀塔（T0401）工艺设计结果名称数值或说明备注塔板型浮阀塔塔径D/m0.9塔板间距HT/m0.35溢流堰长lw/m0.63单溢流溢流堰出口高度hw/m0.089板上液层高度HL/m0.1降液管地隙高度ho/m0.0052浮阀数/个63等腰三角形叉排阀孔气速uo/ms-17.55阀孔动能因数FO11.33塔板开孔率/%11.45临界阀孔气速UOC/ ms-16.731孔心距t/m0.075同一排的中心线距离排间距t/m0.0698相邻二横排的中心线距离单板压降Pp/Pa629.73液体在降液管内停留时间/S14.83降液管内清液层高度Hd/m0.2391泛点率%52.8液相负荷上限（LS）max/m3 S-10.00653液相负荷下限（LS）min/m3 S-10.0005292.4.7 提馏段塔板物性参数与塔径的计算2.4.7.1 物性参数塔板数液相温度/气相温度/液相质量流量（kg/hr）表2-11 塔板物性参数气相质量流量（kg/hr）液相体积流量（L/min）气相体积流量（L/min）液相密度（kg/cum）气相密度（kg/cum）液相粘度/ cP气相粘度/ cP表面张力（N/m）662.776963.240129890.48458.45558.64562086.70.8917520.00227060.2839410.009931360.025932763.240163.542929924.28492.21559.561897.80.8913960.002286620.2831070.009941260.0259369863.542963.802829943.98511.98560.015616320.8911650.002301830.2825590.009950350.0259418963.802864.035529960.48528.48560.46561359.80.890940.002316520.2820410.009958620.02594161064.035564.249929974.98542.97560.87661085.70.8907170.002330870.2815390.009966340.0259381164.249964.451829988.18556.09561.26160811.50.8904960.002344980.2810480.009973670.0259321264.451864.645130000.38568.3561.62860538.30.8902770.002358920.2805670.009980730.02592461364.645164.832530011.98579.89561.98260266.80.890060.002372750.2800930.009987610.02591621464.832565.0155300238591.03562.32759997.40.8898440.00238650.2796250.009994350.02590721565.015565.195330033.88601.88562.66659730.60.8896290.002400190.2791630.0100010.02589791665.195365.372830044.18612.15562.99459464.30.8894150.002413820.2787050.01000760.02588831765.372865.548430054.68622.62563.32459202.90.8892030.002427420.2782530.01001410.02587861865.548465.722530065.18633.13563.65558944.90.8889920.002441020.2778030.01002050.02586881965.722565.895430075.48643.44563.98258688.80.8887810.00245460.2773570.01002690.02585892065.895466.067330085.78653.74564.30858435.70.8885710.002468160.2769150.01003320.02584892166.067366.238630096.18664.13564.63758185.40.8883610.002481760.2764740.01003950.02583862266.238666.410430107.18675.12564.97757938.20.888150.002495510.2760330.010