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1、塔设备选型1.1 设计标准设计依据标准号钢制压力容器GB151-2011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JB4730-20051.2 塔设备设计原则塔设备设计应满足以下原则：(1) 生产能力大。在较大的气(汽)液流速下，仍不致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
2、)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。1.3 塔型的选择1.3.1 板式塔与填料塔的比较 精馏塔按传质元件区别可分为两大类，即板式精馏塔和填料精馏塔。根据上述要求，可对板式塔和填料塔的性能作一简要的比较，详见表1-1所示。表1-1 板式塔与填料塔的对比项
3、目板式塔填料塔空塔气速空塔气速小空塔气速大塔效率效率稳定，大塔效率比小塔效率有所提高塔径在1400mm一下效率较高，塔径增大，效率常会下降液气比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较困难造价直径大时一般比填料塔造价低直径小于800mm，一般比板式塔便宜，直径增大，造价明显增加重量较轻重1.3.2 塔型选择时应考虑的因素 选择塔型时应考虑的因素有很多，主要有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运输和维修等，具体如下： 与物性有关的因素 a）易起泡的物系，如处理量不大时，以选择填料塔为宜。因为填料能使泡
4、沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。 b）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、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。c）具有热敏性的物料需减压操作，以防过热引起分解或聚合时，应选用压力降较小的塔型，如可采用装填规整填料的塔、湿壁塔等，当要求真空度较低时，宜用筛板塔和浮阀塔。 d）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，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用小填料。 e）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上有液层，可在其中安放换热管，进行有效
5、的加热或冷却。 与操作条件有关的因素 a）若气相传质阻力大(即气相控制系统，如低粘度液体的蒸馏，空气增湿等)，宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，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。b）大的液体负荷，可选用填料塔，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型(如喷射型塔盘)或选用板上液流阻力较小的塔型(如筛板和浮阀)。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。 c）低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定数量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合。 d）液气比波动的适宜性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动较大
6、的宜用板式塔。 e）操作弹性，板式塔较填料塔大，其中以浮阀塔为最大，泡罩塔次之，一般地说，穿流式塔的操作弹性较小。 其他原因 a）对于多数情况，塔径大于800mm时，宜用板式塔，小于800mm时，宜用填料塔。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。同样，塔径小于800mm时，也有使用板式塔的。 b）一般填料塔比板式塔重。c）大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算价格，随塔径增大而减小。1.4 板式塔中板型的选择1.4.1 塔盘的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1-2表所示： 表1-2 板式塔塔盘比较塔板形式蒸汽
7、量液量效率操作弹性压力降造价可靠性泡罩良优良优差高优筛板优优优优优低优浮阀优优优优良高优穿流式优低差差优低良各塔板的优缺点及用途比较如表1-3所示表1-3 塔板优缺点比较塔板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；板间距大；压降比较大用于具有特殊要求的场合S型泡罩稍简单简化了泡罩的形式费用高；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较简单操作弹性好；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板效率高；费用最低；压降小未定操
8、作范围窄；要么扩大孔径，否则易堵塞物料适于处理变动小且不析出固体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；费用低操作弹性较小；处理量小时，效率剧烈下降适于粗精馏1.4.2溢流形式的选择塔盘上液相流动形式取决于液相负荷的范围，单流型是最常用的；当塔径较大，或液相负荷较大时，宜采用双流型。甚至三、四流型或阶梯型；在液气比很小时才采用U形流型。下表1-4是液相负荷（）与塔板溢流型式的关系表。表1-4 液相负荷(）与塔板溢流形式的关系塔径D/mm液体流量Ls()U流型单溢流双溢流阶梯式双溢流6005525900772510007451400970200011110901603000
9、11110110200200300400011110110230230350500011110110250250400600011110110250250450应用场合用于较低液、气比一般场合用于高液、气比或大型塔板用于极高液、气比或超大型塔板下表给出了几种主要塔板性能的量化比较。几种主要塔板性能的量化比较塔板类型塔板效率处理能力操作弹性压降结构成本泡罩板1.01.051复杂1筛板1.21.41.430.5简单0.40.5浮阀板1.21.31.590.6一般0.70.9舌型板1.11.21.530.8简单0.50.61.5 环己烷精制塔T302的工艺设计1.5.1概述T302为环己烷精制塔。根
10、据Aspen Plus模拟的结果可得环己烷精制塔T302各塔板参数，各塔板参数详见表1-5。本工艺的主要物料为含有部分氢气和甲烷的环己烷，物料洁净、腐蚀性小，粘度小，且无悬浮物，整套装置产量及气液相负荷较大，结合表1-1，本项目设计小组拟采用板式塔。又参照表1-2和1-3各种塔板形式的比较，可知浮阀塔板集合了泡罩塔和筛板塔的优点，它结构简单、造价低、制造方便、生产能力大、操作弹性大，因此本工艺选用浮阀塔板，溢流形式为单溢流。序号温度（ ）液体体积流量（cum/h）气体体积流量（cum/h)液相密度（kg/cum)气相密度（kg/cum)液相黏度（cp)液相表面张力（dyne/cm)1269.5
11、98522.732691771.17325576779.5783213.1736390.60367727.93922355.913183.843729613.90594755780.0315609.4435010.27131417.67843360.7333373.941807625.01698282780.3319647.4676260.2618217.16924361.1304683.948317465.1150573780.5091650.2404040.26117517.1395361.2030733.948110715.1215648780.6415650.5420840.26109
12、517.13916361.2413863.947393455.12135809780.7429650.6388830.261109917.143317361.2688653.86553965.12064882780.8204650.7000060.26114217.14778378.1534615.555920463.52604566781.2086780.5231680.23001915.2829378.2595035.558889674.26337776781.2456781.1642050.22987915.272810378.2730825.558581334.26634697781.
13、281781.2124220.22987515.274611378.2864875.558243694.26603863781.3175781.2586120.22988815.276512378.3002791.292542724.26570095781.355781.3061390.218915.27741.5.2 CYH精馏塔T302具体工艺设计1.5.2.1 塔径D的计算因精馏段气相流量较大，故以精馏段数据确定全塔塔径更为安全可靠，本设计以精馏段数据为设计依据。 设板间距=0.45m，板上清液层高度为=0.07m计算两相流动参数=0.42由（）及FLV查Smith关联图得=0.05m/
14、s，故=0.0486m/s液泛气速=0.02m/s对于一般液体，泛点率为0.60.8，此处泛点率取0.8，则表观空塔气速=0.016m/s故塔径0.752m，圆整为0.8m。1.5.2.2 塔高的计算实际塔板数的确定：,圆整取24.釜液高度的计算：0.20塔顶空间高度取1.0m塔板间距：每隔6块塔板开一人孔，共需人孔4个（不包括塔顶和塔底的）,开设人孔处的塔板间距改为0.80m，进料口处离上板高度为0.80m.塔筒体高度的计算：其中：塔高（不包括裙座），m塔顶空间，m塔板间距，m开有人孔的塔板间距，m进料段高度，m塔底空间，m实际塔板数人孔数目则H=1.0+（24-2-4）0.45+40.8+
15、0.8+1.2=14.3m裙座高度为2.0+1.5D/2=2.6m封头高度取0.6m塔的总高为：Z=14.3+2.6+0.6=17.5m1.5.2.3 塔板结构设计由于液体流量为5.14m3/h，塔径为0.8m，根据表5-4，塔板溢流形式应该选择单流型（1） 溢流堰尺寸u 堰长lw溢流堰选择平直堰，取堰长 lw=0.65D=0.528mu 堰高hw堰上液层高度近似取E=1，则可由列线图查出值。查得=0.024m堰高hw由选取清液层高度hL确定hw=hL-how=0.07-0.024=0.046mu 降液管底隙高度ho选取凹形受液盘，考虑降液管阻力和液封，即一般ho35s故降液管尺寸满足要求。1
16、.5.2.4 塔板布置及浮阀数目排列取阀孔动能因子Fo=10，求得孔速：uo=m/s求每层板上的浮阀数：采用F1型浮阀，取孔直径do=40mm，则浮阀数8.17,圆整取9.取塔板边缘区宽度Wc=0.04m，溢流堰前的安定区宽度Ws=0.08m对单流型塔板，开孔区面积如下，即：Aa=其中：X=0.28m;R=0.36m;则鼓泡区面积Aa=0.36m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。三角形的底边固定为75mm，则估算三角形的高h（排间距）， 53mm1.5.2.5 塔板流体力学校核（1）压降气相通过浮阀塔的压强降hp=hc+h1+hu 干板阻力因uo 小于uoc，故 0.024m液柱u 板上充气液
17、层阻力：本设备分离环己烷和甲醇等的混合物，取充气系数=0.6，则h1=（hw+how）=0.0042m液柱u 液体表面引力的阻力h=2.2610-4m液柱此阻力很小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相应的液柱高度为： hp=0.024+0.042=0.066m则单板压降0.066780.769.81=505.51Pa（2）液泛u 为防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层的高度，即要求，而，hp为气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度，前已算出hp=0.064m液柱u 液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，则= 0.00454液柱u 板上清液层高度hL=0.07m则Hd=0
18、.066+0.00454+0.07=0.141m取=0.6，又已选定HT=0.45m，hw=0.046m，则 =0.6（0.45+0.046）=0.2976m可见 ，符合防止淹塔要求。（3） 雾沫夹带按下列式计算泛点率，即F=其中Z=D-2Wd=0.576mAb=AT-2Af=0.4329m2CF=0.05代入数据得F=泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能满足0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。1.5.2.6 塔板的负荷曲线计算（1） 过量雾沫夹带线（气相负荷上限线） 由泛点率整理得出过量雾沫夹带线（2） 液泛线由式 =r确定液泛线。忽略式中的，将式， ， F=代入上式得：=+因物系一定，塔
19、板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而uo与VS有如下关系，即其中阀孔数N与孔径d0亦为定值，因此可将上式简化成VS与LS的关系如下：，即（3） 液相负荷上限线降液管的最大流量应保证在降液管中的停留时间不低于35s，以5秒作为液体在降液管中停留时间的下限，则0.00315m3/s（4） 漏液线对于F1型重阀，依式计算，则又知，以=5作为规定气体最小负荷标准，则=0.02196m3/s(5) 液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液体负荷下限条件，依how的计算式计算出LS的下限值，该线为与气量流量无关的竖直线，将所求值代入上式可得严重漏液线曲线为取E=1，则=0.001220m3/
20、s（6） 操作线操作线斜率为（7）负荷性能图根据上述六个方程，可以利用Excel办公软件做出该塔的负荷性能图，如下所示：图1-7 PO精馏塔负荷性能图从图中可以看出，设计点位于正常操作区的内部，表明该塔板对气液负荷的波动有较好的适应能力。在给定的气液负荷比条件下，塔板的气液相负荷的上、下 限分别由降液管液泛和严重 漏液所限制。由图查得上限为3.6m3/s,下限为0.4 m3/s，得该塔的操作弹性=9。可见，设计比较合理、适宜。1.5.2.7 塔板主要工艺尺寸及水力学核算结果所设计的单溢流浮阀塔的主要设计结果如表1-6所示：表1-6 环己烷精馏塔T0401手算结果汇总结构及尺寸操作性能塔内径D（
21、m）0.8空塔气速u（m/s）0.016板间距HT（m）0.45泛点率u/uf0.08液流型式单流型动能因子F010降液管截面积与塔截面积比Af/AT0.07孔口流速U0（m/s）0.39出口堰堰长lw(m)0.528鼓泡区面积Aa（m2）0.36弓形降液管宽度Wd（m）0.112塔板横截面积AT（m2）0.5027出口堰堰高（mm）0.046孔心距（mm）75降液管底隙（mm）0.040堰上液层高度how（mm）24边缘区宽度（mm）0.04单板压降（Pa）505.51破沫区宽度（mm）0.08降液管清液层高度Hd（mm）141板厚度b（mm）5进口堰与降液管水平距离h1（mm）42浮阀个数
22、82降液管液体停留时间（s）13.70浮阀直径（mm）40釜液高度为（m）0.501.6 环己烷精制塔T303的工艺设计1.6.1概述T303为环己烷精制塔。根据Aspen Plus模拟的结果可得环己烷精制塔T302各塔板参数，各塔板参数详见表1-5。本工艺的主要物料为含有部分氢气和甲烷的环己烷，物料洁净、腐蚀性小，粘度小，且无悬浮物，整套装置产量及气液相负荷较大，结合表1-1，本项目设计小组拟采用板式塔。又参照表1-2和1-3各种塔板形式的比较，可知浮阀塔板集合了泡罩塔和筛板塔的优点，它结构简单、造价低、制造方便、生产能力大、操作弹性大，因此本工艺选用浮阀塔板，溢流形式为单溢流。序号温度（
23、）液体体积流量（cum/h）气体体积流量（cum/h)液相密度（kg/cum)气相密度（kg/cum)液相黏度（cp)液相表面张力（dyne/cm)1170.66274719.2608640775.3117280211.67227841.12352.1969831.03304419.260864780.418072775.3117280.44518.23353.09165931.14334832.784048780.667714780.1449540.44218.14353.30501431.14104432.894352780.842205780.3822220.44118.15353.50
24、033231.14079232.892048780.970586780.5474050.4418.16353.68350231.14226832.891796781.065438780.6689520.4418.17353.85755731.14507632.893272781.133919780.7587640.439188354.02475831.14878432.896044781.184847780.8244810.438189354.18678631.15317632.899752781.222177780.8727350.4371810354.34488331.15807232.9
25、0418781.249368780.9072680.4371811354.49996531.16332832.909076781.269259780.9330570.4361812354.65270631.16887232.914332781.283098780.9519420.4361813354.80360131.1745632.91984781.294089780.9659520.43517.914354.95301631.18039232.925564781.301934780.9755580.43517.915355.10121831.18633232.931396781.30732
26、4780.9830410.43417.916355.24840431.19234432.937336781.311003780.9882020.43417.917355.39471931.19839232.943312781.313760780.9925970.43317.918355.54026931.2044432.94936781.316418780.9952660.43217.819355.68513531.21052432.955444781.318009780.9969880.43217.820355.82937531.21660832.961528781.319399780.99
27、85550.43217.821355.97303331.22272832.967612781.319656780.9999290.43117.822356.11614231.22881232.973732781.320554781.0002310.4317.823356.25872731.23493232.979816781.320282781.0011400.4317.824356.40080831.24101632.9859781.320632781.0017980.42917.825356.542431.24677632.991984781.321294781.0021850.42917
28、.726356.70903249.8272432.898276781.321734781.1725730.42817.727356.86302549.85157633.73776781.323479781.2598180.42817.728357.00393949.87220433.762096781.325206781.2624440.42717.729357.14444249.89272433.782688781.327561781.2658580.42717.730357.28460849.91320833.803244781.329678781.2685410.42617.631357
29、.42445649.93358433.823692781.332668781.2725250.42617.632357.56400449.95392433.844104781.335397781.2761390.42517.633357.70327649.97415633.864408781.338992781.2810350.42517.634357.84229549.9942833.88464781.343421781.2863620.42417.635357.98109150.01433233.904764781.348116781.2929300.42417.636358.119694
30、50.03427633.924852781.353629781.2990580.42317.637358.25813950.05414833.944796781.359356781.3072070.42317.538358.39646650.07387633.964632781.366413781.3165070.42217.539358.53471850.09349633.98436781.3742781.3269260.42217.540358.67294750.11297234.00398781.383241781.3384180.42217.541358.81120750.132304
31、34.023456781.393508781.3517630.42117.542358.94956350.15149234.042788781.404948781.3668970.42117.543359.08808650.17046434.061976781.418639781.3837560.4217.444359.22685650.18929234.080984781.433392781.4030880.4217.445359.36596416.0894834.099776781.451562781.4256350.41917.41.6.2 CYH精馏塔T303具体工艺设计1.6.2.1 塔径D的计算因精馏段气相流量较大，故以精馏段数据确定全塔塔径更为安全可靠，本设计以精馏段数据为设计依据。