三井杯丙烯制取环氧丙烷的塔设备设计

1、 目录目录1附录一 物料衡算一览表41.1 丙烯分离提纯工段41.1.1 第一精馏塔（T101）51.1.2 第二精馏塔61.1.3 第三精馏塔71.2 PO合成工段81.2.1 PO合成器81.2.2 第四精馏塔91.3 产物副产物分离工段101.3.1 PO粗蒸馏塔（T301）101.3.2 甲醇精馏塔（T302）111.3.3 PO精馏塔1（T303）121.3.4 PO精馏塔2（T304）13附录二 能量衡算一览表132.1 原料预处理工段142.1.1多段压缩机C101142.1.2换热器E101142.1.3脱C2塔（T101）152.1.4换热器E102152.1.5脱C3塔T1

2、02162.1.6丙烯精馏塔T103172.2 PO合成工段172.2.1反应器R201172.2.2精馏塔T201182.2.3换热器E301182.2.4PO粗蒸馏塔T301192.2.5甲醇精馏塔T302202.2.6 PO精馏塔T303202.2.7 PO精馏塔T30421附录三 反应器设计223.1 设计依据223.2 设计示例-PO合成反应器223.2.1 PO合成原理223.2.2 反应器设计计算243.2.3 反应器机械强度校核32附录四 塔设备设计354.1设计标准354.2塔设备设计原则354.3.1塔型的选择354.3.2与物性有关的因素364.3.3与操作条件有关的因素

3、364.3.4塔盘的类型与选择374.4精馏塔T101设计384.4.1模拟参数选择计算384.4.2基本参数设计394.4.3塔板布置404.4.4气液相负荷性能图424.5塔机械工程设计474.5.1塔高设计474.5.2塔设备附件除沫器484.5.3塔体和封头选材494.5.4塔体、封头壁厚和裙座的机械强度计算及校核50附录五 换热器的选型设计555.1 设计依据555.2 概述565.3 换热器类型的确定565.4 参考参数575.5 具体设计595.7 计算结果汇总695.8换热器选型结果一览表70附录六 泵的选型726.1选型依据726.2选型原则726.3各类泵的性能参数736.

4、4典型化工用泵特点和选用要求736.5泵的具体计算设计746.6泵的选型结果78附录七 储罐的选型797.1 选型依据797.2 储罐结构形式的选择797.3 材料的选择807.4储罐的具体计算与选型807.4.1原料甲醇储罐807.4.2甲醇回收储罐817.4.3原料双氧水储罐817.4.4产物环氧丙烷储罐817.5储罐选型结果一览表82附录八 压缩机和风机的设计选型828.1 选型依据828.2 选型内容及工艺要求838.2.1 选型内容838.2.2 工艺要求838.3 压缩机分类及选用原则838.3.1 压缩机分类838.3.2 压缩机使用范围848.3.2 压缩机选型原则848.4压

5、缩机性能计算及选型848.5压缩机和风机选型结果一览表85 附录一 物料衡算一览表1.1 丙烯分离提纯工段1.1.1 第一精馏塔（T101）1.1.2 第二精馏塔1.1.3 第三精馏塔1.2 PO合成工段 1.2.1 PO合成器1.2.2 第四精馏塔1.3 产物副产物分离工段1.3.1 PO粗蒸馏塔（T301）1.3.2 甲醇精馏塔（T302）1.3.3 PO精馏塔1（T303）1.3.4 PO精馏塔2（T304）附录二 能量衡算一览表本项目的能量衡算分为原料预处理、PO合成、产物及副产物处理三个工段分别进行详细计算说明。2.1 原料预处理工段原料预处理工段主要包括多段压缩机C101、换热器E

6、101、换热器E102、精馏塔T101、T102、T103，经Aspen Plus模拟，结果详见如下：2.1.1多段压缩机C101表2-1多段压缩机C101能量平衡表表2-2 多段压缩机C101能量信息表2.1.2换热器E101表2-3 换热器E101能量平衡表表 2-4 换热器E101能量信息表2.1.3脱C2塔（T101）表 2-5 脱C2塔T101能量平衡表表2-6 脱C2塔T101能量信息表2.1.4换热器E102表 2-7 换热器E102能量平衡表表 2-8 换热器能量信息表2.1.5脱C3塔T102表 2-9 脱C3塔T102能量平衡表表 2-10脱C3塔T102能量信息表2.1.

7、6丙烯精馏塔T103表 2-11丙烯精馏塔T103能量平衡表表 2-12丙烯精馏塔T103能量信息表2.2 PO合成工段PO合成工段包括反应器R201、精馏塔T201，经Aspen Plus模拟，结果详见如下：2.2.1反应器R201 表 2-19 反应器R201能量平衡表表 2-20反应器R201能量信息表2.2.2精馏塔T201表 2-21精馏塔T201能量平衡表表 2-22精馏塔T201能量信息表2.3 产物副产物处理工段产物副产物处理工段包括换热器E301、PO粗蒸馏塔T301、甲醇精馏塔T302、PO精馏塔T303、T304，经Aspen Plus模拟，结果详见如下：2.2.3换热器

8、E301表 2-23换热器E301能量平衡表表 2-24换热器E301能量信息2.2.4PO粗蒸馏塔T301表2-25 PO粗蒸馏塔T301能量平衡表表 2-26 PO粗蒸馏塔T301能量信息表2.2.5甲醇精馏塔T302表 2-27甲醇精馏塔T302能量平衡表表 2-28甲醇精馏塔T302能量信息表2.2.6 PO精馏塔T303表2-29 PO精馏塔T303能量平衡表表 2-30 PO精馏塔T303能量信息表2.2.7 PO精馏塔T304表 2-31 PO精馏塔T304能量平衡表表 2-32 PO精馏塔T304能量信息表 附录三 反应器设计3.1 设计依据化工工艺设计手册 第四版 化学工业出

9、版社化学反应工程 第二版 浙江大学出版社反应器 中石化主编3.2 设计示例-PO合成反应器3.2.1 PO合成原理ØØ 催化剂本项目PO合成反应器催化剂选用钛硅分子筛（TS-1）催化剂表3-1 催化剂的物性参数颗粒粒度Dp=5.5mm比表面4.35m2/g堆积密度b=0.6g/ml孔体积Vv=0.15ml/g视密度p=0.6g/ml孔隙率=0.643Ø 反应方程主反应：C3H6+H2O2C3H6O+H2O副反应：H2O2H2O+1/2O2（过氧化氢分解）C3H6O+CH4OCH2OHCH(CH3)OCH3（PO醚化）Ø 工艺条件的确定使用钛硅分子筛（TS

10、-1）为催化剂，丙烯液相氧化为环氧丙烷的主要工艺条件为：反应温度：40反应压力：0.4MPa（表压）空时：40h-1原料组成比例（摩尔比）：丙烯:过氧化氢:甲醇:水=1:0.885:9.391:4.077（1）反应温度由实验可以确定由，当温度高于50 时， H2O2 的分解率高于5 %。与一般的选择性氧化过程相比，副反应较小，但对控制PO 的回收率十分重要，特别是H2O2 分解，虽然并不严重，但在连续化生产中分解产物的氧气会在流程中积累，给正常的生产带来危险，因此该动力学的研究对工艺设计十分重要。（2）反应压力的影响由图可知：在温度一定的情况下，丙烯压力越高其转化率也越高,而且随着丙烯压力的增

11、加，液相丙烯的含量增高，H2O2 转化率X (H2O2) 随时间的变化速率也在不断增加；当丙烯压力一定时，温度越高其转化率也越高，而且随着温度的升高，转化率随时间的变化率也在不断增大。（3）结论在以甲醇为溶剂的丙烯环氧化过程中，随着温度的升高，主、副反应的速率也将增大，并且由于副反应活化能较主反应的活化能大，所以温度升高时副反应速率比主反应的速率增加的还要快。 因此，对该反应来说温度不宜过高，应控制在40 以下。与主反应相比，副反应的H2O2 反应级数接近0级，因此更适合采用较高浓度的H2O2 的水溶液为原料，一方面可以提高环氧丙烷的选择性，另一方面可以降低PO 的分离成本。 同时，由主反应速

12、率方程可以看出，丙烯的反应级数虽然较低，但提高丙烯浓度仍可提高环氧丙烷的选择性，但随着压力的增大，丙烯浓度的增加趋于平缓，而且对温度控制要求很高，因此采用0.30.5 MPa 为宜。3.2.2 反应器设计计算Ø 设计选材考虑到使用温度、耐酸、许用压力、价格、供货情况及材料的焊接性能等，在设计中选取：壳体、列管、管板和封头材料为钼三钛超低碳不锈钢，法兰、支座、折流板为16MnR。Ø 基本物性参数表3.2 设计数据和工作参数环氧丙烷年产量10万吨原料配比年工作时间8000h空速40h-1反应温度40反应选择性97.87%反应压力0.4MPa空时收率3600Kg/(m3h)表3.

13、3 反应器进口物料组成反应器进口Kmol/hKg/h%（mol）乙烯7.16200.870.17%乙烷3.37101.410.08%丙烯269.5811343.926.49%丙烷3.41150.480.08%过氧化氢238.478111.485.74%水1096.0819746.1226.41%氧气0.3310.600.01%环氧丙烷1.0259.040.02%甲醇2531.5281115.4760.99%表3.4 反应器出口物料组成反应器出口Kmol/hKg/h%（mol）乙烯7.16200.870.17%乙烷3.37101.410.08%丙烯37.171564.150.90%丙烷3.411

14、50.480.08%过氧化氢0.103.500.00%水1334.4424040.3732.17%氧气3.31105.980.08%环氧丙烷227.4613210.905.48%甲醇2525.5680924.4560.89%丙二醇单甲醚5.96537.290.14%Ø 反应器的数学计算此反应选用固定床列管式反应器，反应物、产物均为液相，催化剂为固体，此模型为拟均相模型；对于实际的工业固定床反应器，尤其是列管式床层，其床层高度都可以满足L10dp的条件，因此也都可以认为床层轴向返混的影响可以忽略，即可以将固定床床层进一步简化为拟均相的柱塞流反应器，从而得到简化的拟均相一维模型。（1）动

15、力学方程依据平推流反应器设计方程得平均停留时间为其中c0为反应器进口关键组分（丙烯）浓度cf为反应器出口关键组分（丙烯）浓度经计算机积分得平均停留时间t=89.239s反应器进口流量（体积）为：FA0=147.345m3/h故得反应器有效反应体积为：Ve=3.652m3（2）其他设计表3-5 反应的热效应转化率反应温度变化（）10%0.0820%0.1630%0.2440%0.3250%0.4060%0.4870%0.5680%0.6590%0.73根据反应的热效应可以判断，由于有大量的水和甲醇这两种比热容较大的溶剂存在，反应的热效应不是很显著，故反应管选择为38×2.5，长度为4.

16、5m反应管根数为：1544.41600根其中Vp为单管可填充体积催化剂的装填量为：5.7m3反应器内径：2350mm反应器壁厚：15mm反应器壁厚计算公式：圆筒的计算厚度mmp：圆筒计算压力MPaDi：圆筒的内径mm：钢板在设计温度下的许用应力，MPa ：焊接接头系数代入数据计算得：Ø 反应管的排布反应管列管的布置与普通换热器有很大不同。首先，管束中央水循环受阻，传热恶化，温度分布不均，故此区域不布管；其次，反应管的排管把整个管板按30划分为12个区间，整个管板由一个30o区间阵列而成。取管间距为55mm，中央不布管区域直径500mm，实际排管1600 根，取管板厚度15mm。

17、16; 床层压力降 式中 m床层平均流速，m/s 流体密度，Kg/m3 L床层高度，mp压力降，Pa得出床层压力降P=4412PaØ 壳程换热设计（1）换热介质进出口结构为了降低入口流体的横向流速，消除流体诱发的管子振动，采用外导流筒式的进出口结构。（2）换热介质冷却水：101KPa 10液态水Cp =4.184 KJ/(kg·K) 密度H2o =1000kg/m3采用Aspen Plus 模拟软件对该反应器进行换热模拟，通过不断优化，最终得到冷却水进口的质量流量为G H2O， in = 247043.3 kg/h，取液态水的进口流速为1.5m/s，进口管口直径为250mm

18、. 换热介质出口的温度为55 ， 出口流量为G H2O，out = 247043.3 kg/h，取液态水的进口流速为1.5m/s，出口管口直径为250mm.（3）折流板型式由于反应器中间不排管，选用环盘型折流板。折流板间距为0.9m，板厚10mm。Ø 管口设计(1)反应物进料进口流量为Vin =0.0415 m3/s，选进口线速约为1.5 m/s，则管内孔截面积m2，选用公称直径为 200mm，外径为 210mm，厚度为 5mm的钢管为200×5(2)产物出口出口流量为Vout =0.0417 m3/s，选出口线速约为1.5 m/s，则管内孔截面积 m2，选用公称直径为 2

19、00mm，外径为 210mm，厚度为 5mm的钢管为200×5 (3)换热介质进口换热介质进口为液态水，线速为1.5m/s，公称直径为250mm、外径为270mm、壁厚为10mm的钢管270 ×10。(4)换热介质出口换热介质进口为液态水，线速为1.5m/s，公称直径为250mm、外径为270mm、壁厚为10mm的钢管270×10Ø 支座设计本反应器支座设计结果如表3-6制作设计结果一览表部件材质反应器壳体16MnR反应器16MnR封头16MnR管板16MnR法兰16MnR折流板等16MnR选用圆筒形裙式支座，材质为16MnR。裙座与塔体的连接采用对接式

20、焊接，裙座筒体外径为2380mm，筒体厚度20mm，裙座筒体上端面至塔釜封头切线距离h=160mm，地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构形式，螺栓规格为M80×6，个数20 个，基础环板厚度为20mm。因为筒体大、高，需在裙座内部设置梯子。裙座上开设圆形人孔方便检查。为减少腐蚀以及反应器运行中有可能有气体逸出，需在裙座上部设置排气管，根据塔径，设定排气管规格100 × 4，数量 2 个，排气管中心距裙座顶端距离H1=335mm、H2=500mm。均敷设防火层，防火层材料为石棉水泥层（容积密度约为1900kg/m3），厚度为50mm。Ø 管箱法兰设计换热器常采用的法兰结

21、构形式有平焊法兰和对焊法兰，法兰的密封面形式分为平面、凹凸面和榫槽面。法兰的结构形式和密封面形式可根据使用介质，设计压力，设计温度和公称直径等因素来确定。根据HG20583-1998钢制化工容器结构设计规定，采用凹凸面连接，对于管箱法兰，我们选用凹面法兰。Ø 管板与壳体、管箱、反应管的连接结构设计（1）壳体与管板的连接结构壳体与管板的连接形式，分为两类：一是不可拆式，如固定式管板换热器，管板与壳体是用焊接连接；一是可拆式，管板本身与壳体不直接焊接，而通过壳体上法兰和管箱法兰夹持固定。本设计根据反应器的结构需要选择可拆式的连接方式。（2）管箱与管板的连接结构管箱与管板的连接结构形式较多

22、，随着压力的大小、温度的高低以及物料性质、耐腐蚀情况不同，连接处的密封要求，法兰形式也不同。本设计所用的固定式管板与管箱的连接结构较简单，采用螺栓法兰结构连接，考虑的管程介质的密封要求以及加工制造方便性，法兰之间采用凹凸面密封形式。（3）反应管与管板的连接结构本设计考虑到反应器的密封性能要求较高，因此采用胀焊结合的连接结构，先进行强度焊后加贴胀。强度焊是保证列管与管板连接的密封性能及抗拉脱强度，贴胀是消除列管与管孔之间缝隙的轻度胀接。（4）管板法兰及管板的结构设计根据反应器的初步结构确定，本设计采用固定式管板兼做法兰。管箱法兰与管板法兰通过螺栓连接，螺栓数目为28，螺栓材料为40MnB。（5）

23、垫片的选型根据反应器法兰的结构需要，选取缠绕垫与法兰、紧固件选配表见表3-7 垫片、法兰、紧固件选配表垫片形式使用压力密封面形式密封面表面粗糙度法兰形式最高使用温度紧固件形式紧固件材料牌号缠绕垫1.0-26凹面Rt3.2-6.3带颈平焊法兰650双头螺柱25Cr2MoNA（6）等头双头螺栓的选型由JB/T4707-2000 取螺栓材料为35CrMoA，螺母材料为25CrMoA。且由JB/T4703-2000 取螺栓规格为M22，伸出长度为3mm，其具体尺寸按零件图中规定。垫片采用JB/470292 石棉缠绕片。垫片系数m=2，比压y=11，按GB1501998表 9-1压紧面形式 1a，其标准

24、尺寸为：D =1277mm，d =1227mm 。垫片接触宽度为:（7）垫片的校核A 垫片有效宽度:垫片有效密封宽度:B 垫片压紧力作用中心圆直径:由GB150-98活套法兰知，垫片压紧力作用中心圆直径DG即是法兰与翻边面的平均直径。当b0 > 6.4mm时， DG 等于垫片接触的外径减去2b ，C 垫片压紧力，由GB150-98 知： 预紧状态需要的最小垫片压： 操作状态需要的最小垫片压紧力：（8）等头双头螺栓的选型由JB/T4707-2000 取螺栓材料为35CrMoA，螺母材料为25CrMoA。且由JB/T4703-2000 取螺栓规格为M22，伸出长度为3mm，其具体尺寸按零件图

25、中规定。3.2.3 反应器机械强度校核本设计小组在过程中，采用SW6-1998 软件对MAL 合成反应器进行了封头校核，其校核结果如表3-8和表3-9所示。 上封头校核计算计算单位 计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc 4.50MPa设计温度 t -40.00° C内径 Di 800.00mm曲面高度 hi 200.00mm材料 15MnNiDR (板材)试验温度许用应力 s 157.00MPa设计温度许用应力 st 157.00MPa钢板负偏差 C1 0.00mm腐蚀裕量 C2 1.00mm焊接接头系数 f 0.85厚度及重量计算形状系数 K = = 1.0000计算厚度 d = =

26、 13.60mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 19.00mm最小厚度 dmin = 1.20mm名义厚度 dn = 20.00mm结论 满足最小厚度要求重量 128.10 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 Pw= = 6.26448MPa结论 合格 表3-8 上封头计算设计说明 表3-9 下封头设计计算说明 下封头校核计算计算单位 计算条件椭圆封头简图计算压力 Pc 4.51MPa 设计温度 t 60.00° C内径 Di 1600.00mm曲面高度 hi 650.00mm材料 16MnR(正火) (板材)试验温度许用应力 s 163.00MPa设计温度许用应力 st

27、 163.00MPa钢板负偏差 C1 0.00mm腐蚀裕量 C2 1.00mm焊接接头系数 f 0.85厚度及重量计算形状系数 K = = 0.5858计算厚度 d = = 15.38mm有效厚度 de =dn - C1- C2= 19.00mm最小厚度 dmin = 4.80mm名义厚度 dn = 20.00mm结论 满足最小厚度要求重量 599.29 Kg压 力 计 算最大允许工作压力 Pw= = 5.56086MPa结论 合格 附录四 塔设备设计4.1设计标准 钢制压力容器 GB151-2 压力容器用钢板 GB6654-96 钢制化工容器设计基础规定 HG20580-98 钢制化工容器材

28、料选用规定 HG20581-98 钢制化工容器强度计算规定 HG20582-98 钢制化工容器结构设计规定 HG20583-98 钢制化工容器制造技术规定 HG20584-98 化工设备设计基础规定 HG/T20643-98 压力容器无损检测 JB4730-2005 压力容器用钢锻件 JB4276-20004.2塔设备设计原则 塔设备设计应满足： （1）生产能力大。在较大气（汽）液流速下，仍不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。当塔设备的气（汽）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，并且塔设备应保证能长期连续操作。 （3）流体流

29、动阻力小，即流体透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。4.3.1塔型的选择 塔设备在发展过程中为了满足各行业生产的需要，形成了形式繁多的各种结构，可以从不同的角度对塔设备进行分类。例如：按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、减压塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际接触界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动中形成相界面的塔，也有按塔釜形式分类的；但

30、是长期以来，最常用的分类方法是按塔内件结构分为板式塔和填料塔两大类。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择应考虑的因素有：物质性质、操作条件、塔设备性能、制造、安装、运转及维修等。塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作吸收和精馏等气液传质过程，但两者各有优缺点，要是具体情况而定。板式塔和填料塔对比如下表4-1所示： 表4-1板式塔和填料塔的对比项目板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，适于要求压力降小的场合空塔气速空塔气速大空塔气速小重量较轻较重安装维修较容易较困难材质要求一般用金属材料可用非金属耐腐蚀材料持液量较大较小液气比适应范围大对液体喷淋量有一定要求塔效率效率较稳

31、定，大塔板效率塔径1.5m以下效率高造价一般造价低造价高4.3.2与物性有关的因素 易起泡的物系，如处理量不大时，宜选用填料塔为宜。因为填料塔能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛； 具有腐蚀性的介质，可以选用填料塔； 具有热敏性的物料必须减压操作，以防止过热引起分解或者聚合，故选用压力降较小的塔型； 粘性较大的物系，可选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差； 含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜； 操作过程中有热效应的系统，选用板式塔为宜。因塔盘上积有液层可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。4.3.3与操作条件有关的因素 若气相传质阻力大，宜采用填料塔，因填料层中气相呈

32、湍流，液相为膜状流。反之受液相控制的系统，宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡； 大的液体负荷可选用填料塔，若要用板式塔则采用板上液层阻力小的塔型（如筛板塔和浮阀塔）； 低的液体负荷一般不宜选用填料塔； 液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当气液比波动较大时宜选用板式塔。本工艺采用混合丙烯烃类、甲醇及过氧化氢为原料，原料洁净，腐蚀性小，粘度小且无悬浮物，整套装置产量及气液相负荷大。因此综合考虑上述因素，本项目设计小组拟采用板式塔。4.3.4塔盘的类型与选择板式塔的塔盘有泡罩、筛板、浮阀及穿流式，其性能比较如下表4-2所示。 表4-2板式塔塔盘比较塔盘形式蒸汽量流量效率操

33、作弹性压力降造价可靠性泡罩良大良优差高好筛板优大高优优低好浮阀优大高优良高好穿流式优小低差优低差 各种塔式板优缺点及用途比较如下表所示：塔盘形式结构优点缺点用途泡罩型圆形泡罩复杂弹性好，无泄漏费用高，塔板间距大，压降比较大用于具有特定要求的场合S型泡罩稍简单简化了泡罩的形式，性能相似费用高；板间距大；压降比较大用于具有特定要求的场合筛板型筛孔塔板简单弹性好，费用低，板效率高，处理量大易漏液用途广泛浮阀型条形浮阀复杂操作弹性好，板效率高，处理量大费用较高，安装较困难适用于加压及常压下的气液传质过程重盘式浮阀T型浮阀穿流型式筛板简单正常负荷下办效率高，费用最低，压降小稳定操作范围窄，要么扩大孔径，

34、否则易堵物料，容易发生液体泄漏适用于处理量变动小且不析出固定物的系统波纹筛板比筛板压降稍高，气液分布好栅板处理量大，压降小，费用低操作弹性好，处理量小时，效率剧烈下降适用于粗蒸馏 从以上图表可以看出，筛板塔在蒸汽负荷、操作弹性、效率和价格方面都具有比较明显的优势，结合本工艺中的实际情况，初步选用筛板塔。设备的设计和选型是建立在对本工艺分工段模拟、优化的基础上，在满足工艺条件的基础上，考虑设备的固定投资费用和操作费用，进一步进行模拟计算、设计和选型。设计主要包括工艺参数设计、基本参数设计和机械设计。工艺参数设计对该塔的生产能力、分离效果、物料和能量等操作参数进行了设计；基本参数设计部分完成了对塔

35、设备的选型、塔板的选型和参数设计、塔板负荷性能校核等内容的设计；提取Aspen Plus上各塔板的物性参数，选取气液相负荷较大的塔板进行手工计算和校核，然后再由KG-TOWER进行软件计算，通过比较来检验计算的准确性；机械工程设计部分设计由SW6-1998过程设备机械强度校核软件进行设计和校核，内容为塔设备的材质壁厚、封头、开口和裙座等，对塔的机械性能做了校核。本项目设计小组完成了对全厂8座塔设备的工艺参数设计基本参数设计和机械强度设计和校核，选取精馏塔做详细设计说明。4.4精馏塔T101设计4.4.1模拟参数选择计算进料组分 进料组分相对分子质量、摩尔量及含量序号组分名称相对分子质量摩尔数（

36、kmol）摩尔分数（%）1 CH4 16.0427623.87332 C2H4 130.01916.43 C2H6 2.4260.34 C3H6 242.70230.75 C3H8 28.9513.76 C4H6 314.90939.87 C5 11.4421.48 C6 36.1894.6 本项目设计原料摩尔进料为790.51kmol/hrL=101.9736m3/h;V=556.1617m3/hL=514.72kg/m3;V=35.5635g/m3液体平均粘度为：=0.0742cP4.4.2基本参数设计提馏段（1） 塔径计算 由式中,其中表面张力L从Aspen Plus 中模拟得到，其值为

37、 L=6.5353dyne/cm，C20由史密斯关联图查取，图中横坐标为 取板间距HT=0.5m,板上层清液高度hL=0.08m,则有HT-hL=0.5-0.08=0.42m,查史密斯关联图可得C20=0.0437， 取操作气速系数为0.75，则操作空塔气速为 ,按标准圆整后D=1.6m,塔截面积取 ,则降液管面积为 那么实际操作气速为 （2） 塔板尺寸计算因塔径D=1.6m，可选双溢流装置，各项计算如下：A堰长 B溢流堰高度hw由 选用平直堰，堰上液层高度由弗兰西斯公式计算，即 近似取E=1.04，则 取板上清液高度hL=0.08m，故 圆整后hw=0.028mC.弓形降液管宽度由 ，查弓形

38、降液管的参数图，得 故 依式 验算液体在降液管中的停留时间，即 故降液管设计合理。D降液管底隙高度h0 则 4.4.3塔板布置A塔板的分块因D>1400mm，故塔板选用分块式，分4块B边缘区宽度的确定取安定区宽度Ws=0.075m，边缘区宽度Wc=0.05mC开孔区面积计算开孔区面积按下式计算： 其中 故 D筛孔计算及其排列本项目处理的物系无腐蚀性，可选用=4mm的低合金钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列，取孔中心距为 筛孔数目为 开孔率为 气体通过筛孔的气速 （3） 筛板的流体力学验算气体通过塔板的压降A干板阻力hc的计算干板阻力hc由式 计算由d0/=5/4=1.25，

39、查干筛孔的流量系数图得C0=0.78故 液柱B气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hl由下式计算 查充气系数关联图，得=0.7，故 C液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由下式计算，即 气体通过每层塔板液柱高度hp可按下式计算，即 4.4.4气液相负荷性能图液面落差对于筛板塔来说，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响液沫夹带液沫夹带由下式计算，即 故 故本设计中液沫夹带在允许范围内漏液对筛板塔，漏液气速可用下式计算，即 筛孔气速为u0=3.4965m/s > u0,min稳定系数 故本设计中无明显漏液液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式，即 取 ，则

40、而Hd=hp+hL+hd，其中hd可用下式计算，即 故 故在本设计中不会发生液泛现象。（4） 塔板负荷性能图由 ；得整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算得出V值，由这些数据可作出漏液操作线3液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求V-L关系如下：由 整理得 在操作范围内任取几个L值，根据上式计算出V值，即可做出液沫夹带线1液相负荷下限线对于平直堰，去堰上液层高度how=0.006m作为最小液相符合标准，即 取E=1.04，整理得 因此可作出与气相流量无关的垂直液体负荷下限线5液体负荷上限线以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，即得 整理得 因此可根据上述结果做出与气相流量无关

41、的垂直液体负荷上限线6液泛线令 整理上述式子得 由于h很小，可忽略不计，将how与L，hd与L，hc与V带入上述公式，整理得 其中 故 在操作范围内任取几个L值，按上式计算得出V值，即可根据这些数据做出液泛线2 根据以上线性方程，可作出筛板塔气液相负荷性能图，如下图所示： 精馏塔操作负荷性能图在负荷性能图上，找出操作点A，连接操作点A与坐标原点，即可做出操作线。由图可看出，该筛板塔的操作上限是液泛控制，操作下限是漏液控制，由上图可查得，漏液线与操作线的交点纵坐标为最小气速，液泛线与操作线的交点纵坐标为最大气速。计算得： ；因此，操作弹性为 所设计筛板塔结果汇总于下表4-3项目数值及说明项目数值

42、及说明塔径D/m1.6筛孔直径d0/mm5塔板间距HT/m0.5筛孔个数n/个2256塔板形式双溢流弓形降液管孔中心距t/mm22.5空塔气速u/m0.0961孔排列方式正三角形溢流堰长LW/m1.36开孔率%0.0448溢流堰高hw/m0.0275停留时间/s12.84板上液层高度hL/m0.08塔板压降h/Pa646降液管底隙高度h0/m0.0215操作弹性K3.04394.5塔机械工程设计4.5.1塔高设计（1） 塔效率估算 式中ET-全塔效率-相对挥发度，在操作条件下，塔顶相对挥发度1=1.454，塔底相对挥发度2=1.002L-液体黏度，单位为cP，根据Aspen模拟得到 故可得到

43、除去塔顶和塔釜，得实际塔板数为 圆整后取29块塔板。（2） 塔顶空间高度HD计算 塔顶空间高度的作用是安装人孔和塔板的需要，也使气体中的液体自由下降，减少塔顶出口气体中的液滴夹带，空间高度一般取1.0m1.5m，这里取1.0m。（3） 塔板间距HT计算 有上面设计计算可知，HT=0.5m（4） 开有人孔的板间距 设有人孔的俩板之间间距应大于等于600mm,这里取800mm。（5） 人孔大小及数目S设计人孔大小为600mm，取6米设置一个人孔，实际塔板数为29块，所以开设人孔数4个（包括裙座上的人孔）。（6） 进料段空间高度HF 进料段空间高度取决于进料口的结构形式和物料状态，结构形式和物料状态

44、不同，进料段空间高度不同，一般HF比板间距HT要大，此处取HF=800mm。（7） 塔底空间高度HB 塔底空间高度起缓冲罐储存的作用，塔釜中液体最好能在底部有1015min的液体储量，以保证塔釜料液不致于排完而不能起液封作用。对于塔釜中液体流量较大的塔，液体在塔釜中的停留时间可以取小一点儿，一般为25min 的储量。根据Aspen Plus 模拟数据可知，塔釜中液体出料体积流量为V=1.908m3/min，塔径D=1.6m，t=3min，所以，可得出塔底空间高度为 综上所述，可得知塔筒体高度为 （8） 裙座高度 筒体高度大于10m，塔径1.6m >1m，所以采用圆柱形裙座，因此高度为 （

45、9） 封头高度 封头选取标准椭圆形封头，取直边段h1=40mm，曲面高度h2=D/4=200mm，所以封头高度为H1=h1+h2=240mm。（10）吊柱设计精馏塔的高度大于15m，因为没有框架设置，所以设计一吊柱，根据标准HG/T21639-2005，选择温度大于-400C，起吊质量为500kg，悬臂长度为2m，质量为368kg，标准图号为HG/T21639-51。由上可知，塔总高为 4.5.2塔设备附件除沫器 由于丝网除沫器比表面积大、空隙率大、重量轻、使用方便，特别是它除沫效率高度，压力降小。因此此处选用丝网除沫器，具体型号尺寸详见塔器设计、丝网除沫器这本书。接管的计算（1）塔顶蒸汽接管取塔顶蒸汽流速uv=7m/s，提取Aspen Plus 数据V=0.0943m3/s，那么，管径