3-1塔设备设计说明书

年产10万吨MMA副产1万吨MAA异丁烯资源化利用项目塔设备设计结果目录第一章 塔设备的设计依据6第二章 塔设备概述71.塔设计的基本目标与原则72.塔类型的选择与初步设计72.1塔类型的选择原则82.1.1板式塔的塔盘类型与选择92.1.2填料塔的填料类型与选择112.1.3塔型的结构与选择122.2 塔设备选型方法说明13第三章 醇醛共沸除水塔141.共沸精馏141.1共沸精馏原理141.2共沸精馏意义142.塔选型142.1选择填料塔142.2填料选取163.AEPEN模拟过程说明163.1 AEPEN塔设备优化163.2流股信息223.3设备相关数据224.结构设计234.1筒体、封头及裙座设计234.2接管设计264.2.1进料孔264.2.2出料孔264.2.3回流孔及再沸孔264.3塔内件274.3.1液体分布器274.3.2液体再分布装置314.3.3床层定位器324.3.4填料支撑板324.3.5除沫器335.塔高345.1塔顶高度345.2填料高度355.3封头355.4塔釜高度355.5填料内件及接孔所占高度355.6变径段高度365.7吊柱365.8裙座的设计365.8.1选材365.8.2裙座的结构365.8.3裙座高度385.9地脚螺栓386. CUP-TOWER校核386.1 CUP-TOWER 软件概述396.2 CUP-TOWER 校核结果407.强度校核447.1风载荷及地震载荷计算、耐压试验校核447.2 SW6计算书518.总结78第四章 减压产品塔791.塔流程描述792. AEPEN设计计算792.1AEPEN塔设备优化792.2流股信息832.3部分参数设计852.3.1塔径852.3.2塔板852.3.3板式塔相关数据及流体力学参数872.3.4塔板负荷性能图903. 塔结构参数设计913.1塔高的确定913.1.1塔板所占高度913.1.2塔顶高度923.1.3封头高度923.1.3塔釜高度923.2接管933.2.1进料管933.2.2塔顶出料孔933.2.3回流孔933.2.4进再沸器孔943.2.5出再沸器孔943.2.6侧线采出孔943.3吊柱943.4裙座的设计943.4.1选材953.4.2裙座的结构953.4.3裙座高度963.4.4地脚螺栓963.5壁厚973.6人孔974. SW6校核974.1风载荷及地震载荷计算、耐压试验校核974.2 SW6计算书1055.设备条件图1326.总结133第五章 塔设备一览表135第一章 塔设备的设计依据 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 21514-2005钢制塔式容器JB/T 4710-2005钢制管法兰、垫片、紧固件HG/T 2059220635-2009第二章 塔设备概述1.塔设计的基本目标与原则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.塔类型的选择与初步设计依据传质机理,从生产能力,分离效率,塔压降,操作弹性,操作便利性,结构,制造及造价等等方面分析,板式塔与填料塔的性能大致如下：（1）生产能力 板式塔的传质是通过上升的蒸气穿过板上的液池来实现,塔板的开孔率一般占塔截面积的7%15%,其优化设计要考虑塔板面积与降液管面积的平衡，否则即使开孔率加大也不会使生产能力提高。而填料塔的传质是通过上升的蒸气和靠重力沿填料表面下降的液体逆流接触实现,填料塔内件的开孔率通常在30%以上,而填料层的空隙率则超过80%,一般液泛点较高,其优化设计主要考虑与塔内件的匹配,若塔内件设计合理,填料塔单位塔截面积上的生产能力一般均高于板式塔。 （2）分离效率 塔的分离效率决定于被分离物系的性质、操作状态（压力、温度、流量等）以及塔的类型及性能,一般情况下,填料塔具有较高的分离效率,但其效率会随着操作状态的变化而变化,工业上常用填料塔每米理论级为28级而常用的板式塔,每米理论板最多不超过2级。塔的操作处于真空或低液量下,这时填料塔的分离效率明显高于板式塔；当塔的操作处于高压或高液量下,这时板式塔占有一定的优势,分离效率较高。这就是说,真空或常压操作,填料塔具有较高的分离效率,而在高压下操作,板式塔具有较高的分离效率。（3）塔压降 填料塔由于空隙率高,故其压降远小于板式塔,一般情况下,板式塔的每个理论级压降在0.41.1kPa,填料塔为0.010.27kPa,通常,板式塔压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用,节约能耗,对于精馏过程,可使塔釜温度降低,有利于热敏性物系的分离。（4）操作弹性 操作弹性是指塔对负荷的适应性。塔正常操作负荷的变动范围越宽,则操作弹性越大。一般来说,由于填料本身对负荷变化的适应性很大,故填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计,特别是液体分布器的设计,一般操作弹性较小,因而可以根据实际需要确定填料塔的操作弹性。而板式塔的操作弹性受到塔板液泛、雾沫夹带及降液管能力的限制,一般操作弹性较大。 （5）操作弹性 持液量大,可使塔的操作平稳,不易引起产品的迅速变化填料塔的持液量小于板式塔,故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实现侧线进料和出料,而填料塔对侧线进料和出料等复杂情况不太适合。对于比表面积较大的高性能填料,填料层容易堵塞,故填料塔不宜直接处理有悬浮物或容易聚合的物料。（6）结构、制造及造价等 一般来说,填料塔的结构较板式塔简单,故制造维修也较为方便,但填料塔的造价通常高于板式塔。 2.1塔类型的选择原则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地，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。2.1.1板式塔的塔盘类型与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。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2-1 不同塔板性能比较塔盘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表2-2 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复杂1浮阀板1.2-1.31.11.290.6一般0.7-0.9筛板1.2-1.41.130.5简单0.4-0.5舌型板1.3-1.51.130.8简单0.5-0.6为使塔板不同区域气液稳定、均匀分布及减少塔板“非活化区”对塔板效率的影响，本项目中反应精馏塔使用筛板塔，从而提高装置分离效率、减少生产能耗。2.1.2填料塔的填料类型与选择塔填料是填料塔的核心构件，它为气液两相间热、质传递提供了有效的相界面，只有性能优良的塔填料再辅以理想的塔内件，才有望构成技术上先进的填料塔。因此，人们对塔填料的研究十分活跃。对塔填料的发展、改进与更新，其目的在于改善流体的均匀分布，提高传递效率，减少流动阻力，增大流体的流动通量以满足降耗、节能、设备放大、高纯产品制备等各种需要。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填料的选取包括确定其种类、规格、及材质等。颗粒填料包括拉稀环、鲍尔环、阶梯环等，规整填料主要有波纹填料、格栅填料、绕卷填料等。国内学者采用模糊数学方法对九种常用填料的性能进行了评价如表所示：表2-4 主要填料性能的量化比较填料名称评估值排序丝网波纹填料0.861孔板波纹填料0.612金属Intalox0.593金属鞍形环0.574金属阶梯环0.535金属鲍尔环0.516瓷Intalox0.417瓷鞍形环0.388瓷拉西环0.369填料的选择包括确定填料的种类、规格及材质等。所选填料既要满足生产工艺的要求，又要使设备投资和操作费用最低。2.1.3塔型的结构与选择除了塔板结构之外，塔的其他附件也十分重要，塔设备的总体结构均包括：塔体、内件、支座及附件。塔体是典型的高大直立容器，多由筒节、封头组成。当塔体直径大于800mm时，各塔节焊接成一个整体；直径小的塔多分段制造，然后再用法兰连接起来。内件是物料进行工艺过程的地方，由塔盘或填料支承等件组成。支座常用裙式支座。附件包括人、手孔，各种接管、平台、扶梯、吊柱等。塔的详细结构及装配图详见装配图图册。图2-1A 板式塔说明图1吊柱；2排气口；3回流液入口；4精馏段塔盘；5壳体；6进料口；7人孔； 8提馏段塔盘；9进气口；10裙座； 11排液口；12裙座人孔图2-1B 填料塔说明图1吊柱；2排气口；3喷淋装置；4壳体；5液体再分配器；6填料；7卸填料人孔； 8支撑装置；9进气口；10排液口； 11裙座； 12裙座人孔2.2 塔设备选型方法说明塔内参数由多方面决定，尤其与工艺参数有着密切的关系。所以在设备选型主要应用Aspen Plus V9.0、CUP-TOWER、SW6-2011进行塔设备的设计，其中Aspen Plus V9.0为了模拟水力学参数及选型结果核算；CUP-TOWER是用于塔水力学设计；SW6-2011是为了塔机械强度设计。此外设计标准主要参考化工设备设计全书 塔设备设计、化工工艺设计手册以及国标等。第三章 醇醛共沸除水塔1.共沸精馏1.1共沸精馏原理精馏是利用不同组份在汽液两相间的分配，通过多次汽液两相间的传质和传热来达到分离的目的。对于不同的分离对象，精馏方法也会有所差异。由于甲基丙烯醛和水可以形成共沸物，所以采用普通精馏方法只能得到甲基丙烯醛和水的混合物，而无法得到纯净的甲基丙烯醛。为此在甲基丙烯醛水体系中加入第三种物质，该物质被称为共沸剂。共沸剂具有能和被分离系统中的一种或几种物质形成最低（或最高）共沸物的特性。在精馏过程中共沸剂将以共沸物的形式从塔顶蒸出，塔釜则得到无水乙醇。这种方法就称作共沸精馏。1.2共沸精馏意义此塔为利用水甲基丙烯醛共沸与甲醇甲基丙烯醛共沸体系，通过外加甲醇控制塔顶温度的方法在塔顶采出甲基丙烯醛、甲醇以及少量水从而达到回收提纯甲基丙烯醛，降低氧化酯化反应进口物料水浓度，从而保证催化剂活性，相比于工业上常见的分离方法，由于甲醇亦为甲基丙烯醛氧化酯化的原料，所以选用甲醇进行共沸精馏来降低体系含水量，避免了将甲基丙烯醛分离提纯为纯组分的复杂过程，大大降低了分离过程成本，如不进行除水，为保证催化剂活性则需在氧化酯化反应中添加大量甲醇以稀释含水量，这不仅增大动力消耗，也使后续分离过程难度大大增大。2.塔选型2.1选择填料塔填料塔具有以下优势： （1）压力降小填料塔由于空隙率较高,故其压降远远小于板式塔。一般情况下,塔的每个理论级压降板式塔为0.41.1kPa（38mmHg）;散装填料为0.130.27kPa（1-2mHg）;规整填料为0.011.07kPa（0.010.08mmHg）m）,一般情况下,板式塔压降高出填料塔5倍左右,压力降的减小意味着操作压力的降低,在大多数分离物系中,操作压力下降会使相对挥发度上开这对于真空操作尤为重要。对于新塔可以大幅度降低塔高,减小塔径。对于老塔可以减小回流比以求节能或提高严量与产品质量。低压降的塔对于实现热泵精馏和双效蒸馏等节能性作更为有利。（2）操作弹性大操作弹性是指塔对负荷的适应性,塔正常操作负荷的变动范围越宽,则操作性越大,由于填料本身对负荷变化的适应性很大,故填料塔的操作弹性决定于塔内件的设计,特别是液体分布器的设计,因而可以根据实际需要确定填料塔的操作弹性,而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛、雾沫夹带及降液管能力的限制,一般操作弹性较小。（3）持液量小 持液量是指塔在正常操作时填料表面、内件或塔板上所持有的液量,它随操作负荷的变化而有增减,对于填料塔,持液量一般小于6%,而板式塔则高达8%12%,持液量可起到缓冲作用,使塔的操作平稳,不易引起产品的迅速变化,但对于开工时间则有较大的影响,这对于难分离物系的分离、间歇蒸馏及经常处于开停工状态的分高操作是一个重要的问题,持液量大,对于难分离物系的分离,由于相对挥发度很小,达到塔的各部稳定组成的时间就更长,故开工时间很长,对于间歇蒸馏或经常处于开停工状态的分离操作,即便相对挥发度不小,持液量大也会使开工时间加长,会大大增加操作周期及操作费用。对于热敏物系的分离操作，持液量大意味着停留时间的加长，这对于防止热敏物料的分解或聚合也是不利的。对于该以甲醇作为共沸剂的醛和水的共沸精馏而言，该分离操作温度较高，压力为常压，压降应尽量小，会使设备费显著降低；持液量小，难分离物系分离的开工时间短，达到塔的歌部稳定组成的时间短。此外，由于性能优良的新型填料相继问世，特别是规整填料及新型塔内件的不断开发应用，使得填料塔逐步取代板式塔。故该共沸精馏塔采用填料塔。2.2填料选取考虑到处理气量很大，且液气比较小，因此选用规整填料塔。填料则选择使用性能优良的250Y波纹板规整填料。这种填料的喷淋密度范围较广，喷淋密度最小可达0.2m3/（m2h），最大可达200m3/（m2h）。250型规整填料每理论级压力降为30100pa，压力降小；且操作压力的范围大，可以动负压至加压。价格相对于丝网填料便宜。此外，它具有稳定的操作性能，一般塔器的液泛范围均较窄，操作不慎易出事故，而250型填料的液泛点不明显，往往有一个相对稳定的范围，这就有可能争取时间、排除事故。良好的几何结构所带来的抗堵塞性能，进一步扩大了应用范围。该塔采用变径塔，自上而下第一段塔径为2.4m，第二段塔径为2.2m。第一段的喷淋密度：U=QA=31.992.424=7.07m3（m2h）第二段的喷淋密度：U=QA=39.702.224=10.4m3（m2h）故符合要求。3.AEPEN模拟过程说明3.1 AEPEN塔设备优化通过灵敏度分析，对回流比、总板数、进料板位置进行优化，分析他们对塔顶水含量、塔底甲醇损失量以及塔顶醛回收率的影响。图3-1 ASPEN模拟醇醛共沸除水塔示意图图3-2 B26回流比-水含量图图3-3 B26回流比-醇含量图图3-4 B26回流比-醛含量图图3-5 B26回流比-负荷图精馏塔进料共91.5kmol/h水，由图3-2看出，在R=0.5之前，随着回流比的增大，塔顶水含量迅速降低，之后速度变慢，由图3-3看出，回流比取0.6时损失量最低，由图3-4看出，回流比越大，甲基丙烯醛回收率越高，要求损失量在0.1kmol/h以下，回流比应大于0.5。由图3-5看出，随着回流比增大，冷凝器再沸器热负荷线性增大，回流比每增大0.1，冷凝器再沸器负荷均增加500kw左右，因此回流比不应过大。最后取回流比R=0.6以进料板为参变量，分析优化精馏塔总板数以及进料板位置，由于这两个参数对醛含量影响较小，故不在此分析。富醛物流优化：图3-6 B26富醛流股塔板-进料板-水含量图图3-7 B26富醛流股塔板-进料板-醇含量图由图看出，进料板为10时塔顶水含量最少，塔底醇含量最少，总板数为16时效果较优，之后增加塔板效果不再明显。因此选择此物流进料板为10，总板数优选15或16。图3-8 B26甲醇流股塔板-进料板-水含量图图3-9 B26甲醇流股塔板-进料板-醇含量图可以看出，总板数为15时，进料板为3时，塔顶水含量最少，塔底醇含量最少。总板数为16时，进料板为2时，塔顶水含量最少，塔底醇含量最少。总板数为16时效果较优，但从15或16块板水与甲醇含量在数值上相差并不大。最后取进料板为2。图3-10 B26甲醇循环流股塔板-进料板-水含量图图3-11 B26甲醇循环流股塔板-进料板-醇含量图可以看出，进料板为2时，塔顶水含量最少，塔底醇含量最少，总板数越多效果较优，但从15块板之后水与甲醇含量在数值上相差并不大。综合设备投资，甲醇原料价格较便宜，以及含水量、甲醇损失量在可接受的范围内的考虑，最后选取总板数为15。3.2流股信息表3-1 共沸精馏塔流股信息Units水与醛共沸物甲醇循环流股塔顶气相采出塔釜采出塔顶液相采出Phase-MixedLiquidLiquidVaporLiquidLiquidTemperatureC86.98 30.00 56.11 46.76 91.59 46.76 Pressurebar5.80 1111.11Molar Vapor Fraction-0.0030 00100Molar Liquid Fraction-0.9970 11011Molar Densitymol/cc0.0129 0.0246 0.0227 0.0000 0.0478 0.0178 Mass Densitygm/cc0.6137 0.7869 0.7633 0.0014 0.9037 0.7949 Mole Flowskmol/hr332.83 70.00 159.20 2.51 60.83 498.69 Mole FractionsH2O-0.2148 06.13E-036.11E-030.9513 0.0292 TBA-2.09E-0409.28E-047.96E-056.61E-054.27E-04I-C4H8-5.48E-0403.64E-058.78E-031.67E-243.33E-04I-C4H10-4.29E-0901.92E-109.80E-083.28E-282.43E-09N-C4H10-1.79E-0609.91E-083.17E-053.76E-241.07E-061-C4H8-8.89E-0706.64E-081.25E-054.91E-245.51E-07T-C4H8-8.42E-0608.17E-071.06E-041.02E-225.35E-06C-C4H8-1.99E-0502.17E-062.50E-045.16E-221.27E-05O2-1.99E-0402.84E-050.0240 4.89E-332.15E-05N2-3.65E-0306.44E-050.4420 2.22E-342.33E-04CO2-1.94E-0301.02E-040.1085 2.68E-267.81E-04METHA-01-0.4880 00.0130 0.1218 0.0014 0.3291 METHA-02-4.66E-0401.31E-192.55E-162.55E-033.94E-14METHY-01-000.0159 1.49E-032.95E-065.07E-03CH4O-0.2902 10.9635 0.2825 0.0447 0.6347 C3H6-2-003.08E-044.35E-031.78E-357.66E-05阻聚剂-8.44E-10002.31E-464.62E-095.34E-41Mass Flowskg/hr15860.86 2242.95 5345.75 91.42 1149.22 22208.92 Volume Flowcum/hr25.84 2.85 7.00 66.25 1.27 27.94 3.3设备相关数据采用250Y型板波纹填料，用ASPEN模拟得到：（1）理论级数（不包括再沸器与冷凝器）：13（2）塔顶温度：46.8；塔釜温度：91.6（3）工作压力：1bar（4）采用变径塔，上段塔径为2400mm，即在ASPEN中第2-7块理论板，填料层高度为4.2m； 下段塔径为2200mm，即在ASPEN中第8-14块理论板，填料层高度为4.9m,（5）加料位置：水与醛的共沸物：第一段填料与第二段填料之间，即变径处，在ASPEN中即第8块理论板上。进料组成、流量见上表。 甲醇与循环流股：塔顶进料，即在ASPEN中第2块理论板上。（6）能力因子：0.84.结构设计该共沸精馏塔的设计参照了JB/4710-2005钢制塔式容器、SH/T3098-2111石油化工塔器设计规范、GB/T25198-2010压力容器封头标准、HG/T21618-1998丝网除沫器标准、HG/T21639-2005塔顶吊柱等标准。对塔的设计温度、设计压力、采用的材料进行了确定。在此基础上，利用内压容器壁厚计算公式，对塔体壁厚、封头壁厚进行初步估算并利用SW6对估得的壁厚进行校核，从而最终确定需要的塔壁厚和封头厚度。之后根据文献选取裙座的材料和厚度，以及螺栓材料和型号，同样对这些数据进行SW6强度校核。4.1筒体、封头及裙座设计塔作为压力容器的一种，应当根据GB150-2011对压力容器操作压力、设计压力、操作温度、设计温度的定义和计算方法，对T0106的设计温度和设计压力进行确定。压力容器操作压力指压力容器顶部气相压力，对于T0106而言，为常压，故设计压力也取1bar。自上而下第一段的操作温度最高为70.6，设计温度要比操作温度高15左右，取设计温度为86。由于甲基丙烯醛具有很强的腐蚀性，最终采用S30408来作为T0106的材料。其具有良好的耐腐蚀能力，S30408在该温度下的腐蚀速率为0.1mm/a，以设计寿命20年计，取腐蚀余量C2为2mm。部分探伤，故取焊缝系数为0.85。圆筒计算厚度：c=PcDi（2t-Pc）式中：Pc为计算压力，在液柱低时可认为与设计压力P近似相等；Di为筒体内径2.4m；t为材料在设计温度下许用应力，为137MPa；为0.85；c=PcDi（2t-Pc）=1100002.4（21371060.85-110000）=1.1310-3m=1.2mm取壁厚负偏差C1为0.3mm，因此：=c+C1+C2=1.2+0.3+2=3.5mm向上圆整则名义厚度为4mm。顶部采用椭圆形封头，公称直径2400mm，查自GB/T 25198-2012知封头曲面高度600mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积6.41m2，容积1.93m3，质量403.3kg底部采用椭圆形封头，公称直径2200mm，查自GB/T 25198-2012知封头曲面高度550mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积5.4m2，容积1.49m3，质量340.0kg。封头计算厚度：c=PcDi（2t-0.5Pc）式中：Pc为计算压力，对于上封头可认为与设计压力P近似相等；Di为筒体内径2.4m；为材料在设计温度下许用应力，为137MPa；为0.85。从而为： c=PcDi（2t-Pc）=1100002.4（21371060.85-0.5110000）=1.1310-3m=1.2mm则：=c+C1+C2=1.2+0.3+2=3.5mm同理可得第二段塔的名义厚度为4mm，下封头的名义厚度也为4mm。由于需要在塔上开孔，故在塔壁和封头的厚度需要增加，取用SW6进行校核，同时设计裙座以及地脚螺栓。SW6强度校核表见表3-7，通过SW6可得：（1）塔筒体材料：S30408壁厚：5mm（2）上封头壁厚：8mm；下封头壁厚：10mm（3）裙座材料：Q235-B壁厚：10mm（4）地脚螺栓大小：M243（5）地脚螺栓个数：16（6）裙座上圆形检查孔个数：2 中心线高度：900mm 引出管水平方向内径：450mm 名义厚度：7.0m 引出管长度：250mm（7）裙座防火层厚度：50mm 密度：1900kg/m34.2接管设计 4.2.1进料孔水与醛的进料流速设为2m/s，流量为0.00718m3s,求得孔径为：d=4Qu=40.007182=0.067m=67mm圆整后取655.4。直管进料，孔开在筒壁上，变径段上方，距离上段填料底部300mm。甲醇与循环流股混合进料流速设为2m/s，流量为0.00273m3s，求得孔径为：d=4Qu=40.002732=0.0417m=41.7mm圆整后取504。直管进料，孔开在筒壁上，上封头下方，第一段填料上方，距离第一段填料顶部250mm。4.2.2出料孔塔顶气相出料流速设为20m/s，流量为5.846m3s，求得孔径为：d=4Qu=45.84620=0610m=610mm圆整后取60010。孔开在上封头中央，并装设锥形挡板，用于除沫。塔釜液相出料流速设为2m/s，流量为0.000353m3s，求得孔径为：d=4Qu=40.002582=0.0150m=15mm圆整后取154。孔开在下封头中央，并装设防碎填料挡板。4.2.3回流孔及再沸孔塔顶液相回流流速设为2m/s，流量为0.00391m3s，求得孔径为：d=4Qu=40.003912=0.0499m=49.9mm圆整后取504。孔开在筒壁上，上封头下方，第一段填料上方，距离第一段填料顶部700mm。塔釜气相再沸流速设为20m/s，流量为5.444m3s，求得孔径为：d=4Qu=45.44420=0.589m=589mm圆整后取60010。孔开在筒壁上，下封头上方，下段填料下方，距离下段填料底部800mm。4.3塔内件4.3.1液体分布器初始液体分布至关重要,而初始液体分布要靠液体分布器实现,故液体分器的设计要给予足够的重视。对于难分离物系,由于所需理论级数较多,需选用高性能液体分布器。对于填料层中理论级数多,且接近最小回流比Rmin或最小液气比（L/V）min分布点数要尽可能的多,或者采取其他分布措施,以防止在塔顶形成乘紧点；对于理论级数较少的填料塔则不可过高地追求分布点数,以免增加造价。总之,液体分布器的设计,包括结构形式、几何尺寸,液位高度或压头大小（操作弹性）及每平方米的分布点数,阻力等都要考虑周到。它们取决于分离程度、理论级数、分布质量、填料形式及尺寸、液体流率、塔径、堵塞的可能性、加料状态及造价等。 液体分布装置一般安装在距填料层顶平面150-300mm处，以提供足够的液体喷射空间和气体自由流动空间。塔内可以设置一个或多个液体分布器。为使液体初始分布更加均匀，设计中应合理增加单位塔截面积上的喷淋点数。不过，喷淋点数不应过多，否则一定的液体流量由于喷淋点过多，造成每个喷淋点的液流量太小，反而难以保证分配均匀。液体分布器按出液推动力可分为重力型和压力型两种,按结构形式可分为槽式、管式、喷射式、盘式等。液体分布器种类较多，工业上常用的有两大类。（1）压力型压力分布器，有莲蓬头式液体分布器，多孔单直管式液体分布器、多孔直列排管式液体分布器。（2）重力型液体分布器，有单管式液体分布器、多孔型直列排管式液体分布器、带升气管盘式筛孔液体分布器、堰槽式液体分布器。不同类型的液体分布器，使用情况不同。莲蓬头式适用于DN600mm的小塔，而多孔直列排管式液体分布器效果不佳难以达到要求。重力型分布器，则以槽盘式和槽式最为常见。区别在于槽盘式具有盖有挡板的升气管，而安装槽式分布器则气体经由分布槽间缝隙流通。表3-2 各类型液体分布器性能比较管式孔流型喷淋型盘式孔流型板式孔流型盘式溢流型槽式溢流型液流动力压力压力重力重力重力重力分布质量中低-中高高低-中低-中处理量0.25-2.5广广广广广适用塔径0.45m任意通常0.6m通常0.6m易堵塞程度高高中中低低气体阻力低低高低高低对水平度要求无无中中高高腐蚀影响高高高高低低受液面波动影响无无中中高高液体夹带高高低低低低自重低低高中高中液体分布器的机械结构设计，主要考虑几点：（1）满足所需的淋液点数，以保证液体初始分布的均匀性；（2）气体通过的自由截面积大，阻力小；（3）操作弹性大，适应负荷的变化；（4）不易堵塞，不易造成雾沫夹带和发泡；（5）易于操作，部件可通过人孔进行安装拆卸。根据该反应特点，选择可拆型槽盘气液分布器（HG/T21585.1-1998），安装在填料塔塔顶及各填料层上部，用于液体及气体分布。分布器分标准升气管型和高升气管型。分布器底板和升气管等组成分布板部件，分布板有单升气管型分布板和双升气管型分布板。单升气管型（图3-12）用于塔径8001800mm的标准升气管型及高升气管型，双升气管型用塔径2000mm的标准升气管型。可拆型槽盘气液分布器结构为带挡液帽。图3-12 双升气管型分布板b升气管宽；L分布板宽；h1下层喷淋孔中心与底板距离；h2上、下层喷淋孔中心距；H分布器总高；L1升气管高；L2分布板底距下端高度；W挡液帽高安装位置应高于填料层表面150300mm，以提供足够的自由空间。这里取200mm。由于在分布器所在位置有进液口时，如进液口设计位置低于分布器升气管上沿时，选用不带挡液帽的可拆型操盘液体分布器，此时进液口方位朝向分布器升气管间，或深入分布器升气管间布置进液管。查表得：塔径为2400mm时，可拆型槽盘气液分布器的总高度为468mm，升气管高度L1=255mm，分布板底距下端高度L2=95mm，分布板宽度L=452mm，故无挡液帽，升气管宽度b=120mm，喷淋孔径为d1的孔数n=110个。而孔径为d1的孔数等于孔径为d2的孔数。采用标准升气管，且d2d1。4(d12+d22)200mm2分布器液流总量：Q=2826d2nCd2gh式中，d喷淋孔径d1或d2，m； n喷淋孔径，个； h液位高，液面非喷淋孔中心距，m； Cd喷淋孔流量系数，取Cd=0.50.7； d2上层喷淋孔直径，取d2d1。计算喷淋密度：L=QA m3（m2h）式中Q分布器液流总量，m3h； A塔体圆筒内截面积，m2。常用范围L=250m3（m2h）。正常流量Q计算喷淋量的液位（仅下层喷淋孔喷流）：h0.5h2式中，h2上、下层喷淋孔中心距，m。根据计算，取d2=12mm；d1=10mm；h2=200mm; Cd=0.6代入得：h0.50.2=0.1mQ=28260.01221100.629.810.1=37.62m3hL=QA=37.622.424=8.3m3（m2h）满足喷淋密度在250m3（m2h）塔内若要安装该分布器，需要有支持圈，内径D1=2300mm，厚度t1=12mm，分布器支承梁数量1个，翼缘宽度100mm，翼缘厚度12mm。安置在塔顶。图3-13 分布器支承梁与支持圈的结构T1分布器支持圈厚度；b2分布器支承梁翼缘宽度；T2分布器支承梁翼缘宽度；D塔内径；D1支持圈内径4.3.2液体再分布装置采用的是规整填料，液体趋壁效应不明显，因而不用考虑采用对趋壁液体有强收集效果的锥桶型及花式液体收集器。选择有KOCH公司开发的产品段间液体再分布器，支承板不固定在塔体上，而是支承在在分布器的筒体上，并与之固定，筒体下部开孔以收集壁流。同时考虑到液体再分布器也和液体分布器一样，是槽式液体分布器，液体再分布器中间有一个布液槽，因此选择采用组合式液体分布器中斜板型液体再分布器中的双流斜板型。斜板复合式再分配器的导流-集液板，而分布槽既是收集器又是再分布器。该装置的特点是：结构高度较低，液体的均布性能耗，导流-集液板的上下两面均能用作液体导流，无论在大液量或小液量下均可确保收集全部液体，操作弹性大、适应性好。因此，该装置适宜在液体负荷变化较大的场合下使用。塔壁上只有一个塔圈用以固定在分布器。这样可以减小再分布器所占的空间。支承板与再分布器总高为400mm，再分布器底板距下段填料表面200mm，占据空间为600mm，全塔共1个。图3-14 段间液体再分布器4.3.3床层定位器由于规整填料有固定的结构，因而它的床层定位器比较简单，用栅条间距为300mm的栅板即可，即为床层定位栅板。采用分块独立式结构，用螺栓与塔壁连接，便于分别调节水平度。栅板圈用厚5mm的扁钢弯制而成，高度为50mm，塔内共设2个。4.3.4填料支撑板4.3.4.1栅板尺寸本填料塔采用支承栅板，填料塔上段塔径2.4m，填料层高度共4.2m；下段塔径2.2m,填料层高度4.9m。采用分块式栅，每块宽度350mm，同时由于塔径超过2m，则应加设一个中间支承梁；栅条间距为75mm，栅板圈与栅条高100mm，为增加栅板的刚度，须加设上下连接板，支撑圈还需用支持板来加强，上段栅板外直径2360mm，栅条高度厚度=8012mm，支持圈外径2324mm，内径2300mm，厚度12mm；下段栅板外直径2160mm，栅条高度厚度=6010mm，支持圈外径2124mm，内径2100mm，厚度12mm。4.3.4.2栅条强度校核以精馏段为例：PP=HLtpg=9.814.22.40.075250=1854.1N对于规整填料：PL=0.05HLtLg=0.059.814.22.40.075774.79=287.30NP=PL+PP=2141.4N式中，P为栅条总负荷，N；PP为栅条上填料的重量，N；H为填料层高度，m；L为栅条长度，m；t为栅条间距，m；p为填料的堆积密度，kg/m3；PL为填料层持液量负荷，N；L为液体密度kg/m3.简支梁最大弯矩为M=PL8，保险起见：M=PL6=2141.42.46=856.6Nm栅条的抗弯截面模量W=16S-Ch-C2=160.012-0.0020.08-0.0022=1.01410-5m3=MW=856.61.01410-5=8.45107Pa=84.5MPa强度满足条件=75MPa故，支撑栅板高度为100mm，塔内共设2个。4.3.5除沫器随着新型高效填料的开发,有时塔内操作气速很高,造成塔顶雾沫夹带严重,不但造成物料的损失,也使塔的效率降低。同时还可能造成对环境的污染。为了避免这种情况,需要在塔顶设置除雾沫装置。对于气体吸收过程还能保证气体的纯度,使后续过程能正常运行。最常用的除沫装置有丝网除沫器、折流板除沫器及旋流板除沫器。最简单的除沫器是在塔的出口加挡板。对除沫器的要求是除沫效率高、压力降小、不易堵塞、结构简单等。a、b、c平放式除沫器 d、e、f、g、h导液式除沫器i多通道式除沫器图3-15 填料丝网除沫器结构形式选择丝网除沫器。丝网除沫器由于比表面积大、空隙率大、结构简单、使用方便以及除沫效率高、压力降小等优点，广泛应用于填料塔的除雾沫操作中。它的主要元件是针织金属或塑料丝网。图中a由于截面积较大而不易发生二次夹带，因而应用较为广泛。它的除沫效率高。单层，平放式，标准型（N）型，网层厚度为100mm。全塔共1个。5.塔高Z总=Z塔板+Z填料+Z顶+Z釜+Z塔内件全塔设四个孔，分别在塔顶、塔釜、两块进料板。5.1塔顶高度塔的顶部空间高度是指塔顶填料层压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，本项目取1.5m。5.2填料高度根据上述计算，填料高度为9.1m。5.3封头顶部采用椭圆形封头，公称直径2400mm，查自GB/T 25198-2012知封头曲面高度600mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积6.41m2，容积1.93m3，质量403.3kg底部采用椭圆形封头，公称直径2200mm，查自GB/T 25198-2012知封头曲面高度550mm，直边高度25mm，厚8mm，内表面积5.4m2，容积1.49m3，质量340.0kg。5.4塔釜高度塔的底部空间高度是指塔底支承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