设备设计说明书

第九章设备选型9.1泵和储罐的选型9.1.1选用依据离心泵效率GB/T13007-1991离心泵名词术语GB/T7021-1986工业泵选用手册化工工艺设计手册第二版化工原理陈敏恒，丛德滋等编，化学工业出版社9.1.2参数的确定在液体输送过程中，输送介质的物性的不同将对泵的流量、扬程、功率、必 须气蚀余量、结构、材料、操作条件和使用等各方面均产生重要的影响。这些影 响泵的性能的主要参数有：介质的名称、性对密度、黏度、组成、化学腐蚀性、 气体或固体含量、蒸汽压等。因此，在对泵进行选型的过程中，需严格考虑此方 面参数的影响，以保证泵可以在生产过程中正常使用，不致对生产过程产生重要 的影响，造成重大的生产事故。9.1.3泵的选型要求泵因为其使用条件的特殊性，在选型的过程中存在着一系列较为严格的要求:（1）所选泵的型式和性能应符合装置流量、扬程、压力、温度、汽蚀流量、吸 程等工艺参数的要求。（2）必须满足以下对介质特性的要求：输送易燃、易爆、有毒或贵重介质的泵，要求轴封可靠或采用无泄漏泵，如 屏蔽泵、磁力驱动泵、隔膜泵等；对输送腐蚀性介质的泵，要求过流部件采用耐 腐蚀材料。（3）必须满足现场安装的要求：对安装在有腐蚀性气体存在的场合的泵，要求采取防大气腐蚀的措施；对安装在爆炸区域的泵，应根据爆炸区域等级，采用防暴电动机。（4）确定泵的型号和制造厂时，应综合考虑泵的性能、能耗、可靠性、价格 和制造规范等因素。9.1.4具体选型以P0101A/B液态正丁烷输送泵为例来具体说明泵的选型过程。液态正丁烷经过输送泵送至换热器进行余热，输送介质为液态正丁烷，无腐 蚀性，在常温常压下操作。1）泵类型的选取液态正丁烷为有毒液体，理化性质：无色、透明、高度挥发、易燃液体。略 有酒精气味。分子式C4H10，分子量58.12，相对密度0.792（20/4C），熔点-97.8C， 沸点64.5 C，闪点12.22C，自燃点463.89C，蒸气密度1.11，蒸气压 13.33KPa（100mmHg 21.2C）。蒸气与空气混合物爆炸下限6-36.5%，能与水、乙醇、 乙醚、苯、酮、卤代烃和许多其他有机溶剂相混溶，遇热、明火或氧化剂易着火。根据输送介质液态正丁烷的理化性质，我们选用Y型离心泵。Y型离心泵用于输送不含固体颗粒的石油及其产品，介质温度在-20-400C 之间。规格标准为：流量2-600m3/h，扬程32-600m。2）压头的设计根据Chencad模拟的结果，液态正丁烷进料流率为Q=5398.742m3/h，液态正 丁烷原料密度792kg/m3，液态正丁烷原料进口压力0.22Mpa，出口压力0.3Mpa, 则该泵的压头为：H = P + + z - zgp2g21_ 0.3 x 106 - 0.22 x 1069.81 x 792=14.1m3）选择结果考虑到设计余量，我们选择250YS-150x2c型离心泵。泵的参数要求如表9-1 所示：表9-1液态正丁烷输送泵参数一览表泵的型号流量扬程泵转速效率重量250YS-150x2c240m 3/h205m2950, /min 255%2200kg项目轴功率电机功率允许汽蚀余量叶轮直径许用压力参数值244kw440kw4.2m290mm4.0MPa其它泵的选型结果见设备一览表9.1.5储罐的选型首先应根据存储介质的最高工作压力初步选择储罐类型。一般情况下，卧式 圆柱形储罐和球罐可以承受较高的存储压力，而立式平底筒形储罐的承压能力较 差，当存储介质的压力不大于0.1MPa时，可以选用立式平底筒形储罐，否则应 选用卧式储罐或球罐。其次，再根据库区的容量大小选择合适的储罐结构。进而 力求： 减少蒸发损失； 防止空气污染； 保证储液不受空气污染。储罐选型以分离四氢吠喃为例来进行说明。此分离器中主要储存的介质为 四氢吠喃、琥珀酸、丁内酯、丁醇、1,4-丁二醇和水，主要操作条件为：温度为 110C，压力为 0.3MPa。丙烯常温下为无色、无臭、稍带有甜味的气体。分子量42.08，密度0.5139g/cm(20/4C)，冰点-185.3C，沸点-47.4C。丁烷为无色可燃性气体。 熔点-138.432C，沸点-0.522C，液态密度 600 g/l(0C，1atm)，折射率 1. 3326 (20C)，临界温度152.0C，临界压力3796.0kPa，临界体积255mL/mol。不溶 于水，易溶于乙醇、乙醚、氯仿和其他烃。塔顶回流罐的目的是保证回流比和回路液体的稳定，考虑塔操作的稳定性我 们将回流液在储罐内停留时间选择为5min。由于塔的出液量为60.47m3/min，回流比为0.61，取储罐的安全系数为0.8. 则通过计算得到储罐的体积为：V = q t/4 = 377.9m3V储罐的封头选择椭圆球型封头。按照JB1428-74标准。故可知:D=2200mm, L=5800mm。此储罐的设计压力为0.3MPa。根据介质性质储罐材料选择为Q235-A，则根据强度条件计算得所选储罐的厚度为16mm。其它储罐的选型结果见设备一览表。9.2换热器计算及选型9.2.1计算依据化工原理化学工业出版社管壳式换热器GB151-1999化工工艺设计手册化学工业出版社换热器一一化工设备设计全书化学工业出版社9.2.2选型原则1）换热器的分类 按照传热原理可分为:直接接触式换热器、蓄能式换热器、管板式换热器； 按照结构可分为：浮头式换热器、固定管板式换热器、填料函式换热器、U形管换热器、蛇管换热器等。2）换热器的类型选择换热器的类型很多，结构类型决定了换热器的性能，因此在特定场合选择适 应这个场合特点的换热器可以使传热效率提高，能耗下降。换热器选型时需要考虑的因素是多方面的，主要有： 流体的性质； 热负荷及流量大小； 温度、压力及允许压降的范围； 设备结构、材料、尺寸、重量； 价格、使用安全性和寿命。在换热器选型中，除考虑上述因素外，还应对结构强度、材料来源、制造条 件密封性、安全性等方面加以考虑。3）管壳式换热器性能对比表管壳式换热器因为结构的不同会有不同的形式，由于结构的不同，将会导致换热器的性能产生相应的差异。现将管壳式换热器的性能对比表列于表9-2：表9-2管壳式换热器性能对比表种类优点缺点应用范围相对费用耗用金属 kg / m 2固定管板式结构简单、 紧凑，能承 压力高，造 价低，管程 清洗方便， 管子损坏时 易于赌管或B祐当管束与壳 体的壁温或 材料的线膨 胀系数相差 较大时，壳 体和管束中 将产生较大 的热应力不易结垢并 能清洗，管、 壳程两侧温 差不大或温 差较大但壳 侧压力不高 的场合1.030浮头式更换管间和管内 清洗方便， 不会产生应力结构复杂，造价比固定管板式20%，设备笨重，耗材大，对密封壳体和管束 之间壁温差 较大或壳程 介质易结垢 的场合1.2246U型管式结构比较简 单，价格便 宜，承受能 力强管子内壁清 洗困难，管 子更换困 难，管板上 排列的管子 少壳壁温差 较大介质易结垢 又不宜采用 浮头式和固 定管板式的 场合1.0146填料函式结构较浮头 式简单，造 价低，加工 方便节省材 料填料处易泄 漏，工作压 力，介质及 温度都受到 限制应用较少1.38464）再沸器的形式和性能比较再沸器有立式和卧式两种形态。立式再沸器以热虹吸式最为常用，卧式再沸器包括卧式热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器以及内置式再沸器等。不同形式的再沸器有自身相应的优缺点。现将各种形式的再沸器的优缺点列于表9-3：表9-3再沸器优缺点一览表再沸器形式优点缺点立式热虹吸式再沸器结构紧凑、占地面积小、传热 系数高壳程不能机械清洗，不适宜高 粘度、脏的传热介质。塔釜提 供了汽液分离空间和缓冲区卧式热虹吸式再沸器维护、清理方便。塔釜提供气 液分离空间和缓冲区。占地面积大，传热系数中等强制循环式再沸器适于高粘度、热敏性物料，固 体悬浮液和长显热段和低蒸 发比的高阻力系统。釜式再沸器结构简单。传热面积小传热效果不理想5）换热器的允许压降在不同的操作条件下，对于换热器压力降的要求也不尽相同。下表所示的为不同操作压力条件下，换热器压力降的参考值:表9-4换热器压力降参考值表操作压力P（MPa）压力降AP（MPa）0-0.1（绝压）P/100-0.07（表压，下同）P/20.07-1.00.0351.0-3.00.0350.183.0-8.00.07-0.256）确定物流走向的一般原则对于物流在换热器中的走向的确定，有着较为严格的规定，一般情况下，应遵循以下几点原则： 在管侧流体形成层流（在壳侧有可能是湍流）； 建造要求限制了管束的数量，压降在管侧不能有效利用，尝试利用足够的 折流板来有效利用壳侧的压降； 你的设计目标是传递尽可能多的热量，但压降不要太多。（流体流动导致 的管振动会限制你的设计）； 传热膜系数较小的物流（如气体）应走壳程，这样易于提高传热膜系数； 饱和蒸汽及被冷却的流体走壳程； 高黏度流体。7）换热管的选择和排布原则列管式固定管板换热器内的管数与管的布置有关，一般情况下不可随意改变， 每个标准型号的换热器都有固定的管数，但是可以封死某几根管子减少管数，来 改变传热面积以满足要求，管心距为管径的1.25-1.5倍，按照给定的标准进行选 择。在满足换热面积和设计要求的条件下，尽量选用较短的管子，以降低压降。选择合适的排布方式。正三角形排布，相同的面积可以排布最多的换热管， 管外传热系数增加，但流动阻力相对较大。正方形排布，排布的管数较少，但 清洗方便。正方形旋转45度，可获得两者折中的效果。一般来说，固定管板式 换热器采用正三角形排布，浮头式换热器采用正方形旋转45度和三角形排布。现将换热管尺寸为甲19，甲25的换热器基本参数列于表9-5：表9-5换热管尺寸为甲19，甲25的换热器基本参数外径x壁厚，mm排列形式管心距碳钢，低合金钢11不锈钢中 25 x 2.5|中 25 x 2正三角形3219 x 2平 19 x 2258）折流板折流板间距表如下表9-6所示:表9-6折流板间距表公称直径DN管长折流板间距 500 3000100200300450600/4500-6000/600-8001500-6000150200300450600/900-1300 60007500,9000/200 /300450600/7501400-160060007500,9000/300 /4506007507501700-18006000-9000/4506009.2.3换热器选型示例以换热器E0103为例说明换热器的选型过程。以Chemcad模拟及优化结果为基础进行换热器的初步选型。1) Chemcad的模拟结果如下:SUMMARY REPORTGeneral Data: Exch Class/Type Effective Transfer Area Shell I.D. Area Required Shell in Series/Parallel COR LMTD Number of Tubes U (Calc/Service) Tube Length Heat Calc Tube O.D./I.D. Heat Spec Excess % Tube Pattern Foul(S/T) Tube Pitch Del P(S/T) Number of Tube Passes SS Film Coeff Number of Baffles SS CS Vel Baffle Spacing TW Resist Baffle Cut % TS Film Coeff Baffle Type TS Vel Thermodynamics: K: UNIQUAC/UNIFAC H: SRK D: LibraryNumber of Components: 14 Calculation Mode: Rating Engineering Units:TemperatureCFlow/Hour(kmol/h)/hHeat Transfer Data: R/AEL84.480.6070.32 1/1131.14245787.87/655.804.5031424.07 0.0250/0.021026156.2520.14TRI60I. 761E-004/1.761E-004 0.03II. 65/2.8212343.973404.861.100.000050202926.76 SSEG810.04PressureMPaMJ m/m2 m/(m/sec) W/m2-K m2-K/WEnthalpy Diameter/Area Length/Velocity FilmFouling2) 根据表中数据，换热器选型如下:根据壳程及管程流体温度的变化和换热面积，选择型号为BFS1800-6/19-2的列管式式换热器，管心距为25mm，弓形折流板，圆缺高度为直径的25%，折流板间距为1.096m。3) 换热器的核算传质能力的核算 根据管外传热系数公式：有弓形折流板的换热器：a = 1.72 (d y)0.6Pri/3(日/ 日)0.140d 0.4 e mw0A、当量直径:非圆形通道的定性尺寸，采用当量直径de来表示。当量直径的定义为4倍 流面积除以润湿周边。对于正三角形排列的管子，按下述公式进行计算：4(212-d 2) 4(X0.0252 -0.785x0.0192)d =一2= 一2= 0.0173e兀d兀 X 0.0190壳程流通截面积：d0 019其中：f = hD (1-) = 0.45 x 1.8 x (1-)= 0.194 m 21 d0.025tf2 = 0.214(1 - 0.58) = 0.09m 2所以通过计算之后可得S0=0.042m2。B、管程流速：管程流速可按下式进行计算：u = s = 0.93m / sS 03600 x 0.04而雷诺数为:=1.6 x 106。0.019 x 0.092 x 7920.85 x 10 - 6经验证Pr,l/d均符合要求。故圆形管道内的传热系数为:力a = 0.023啬日 0-8 Pr0.4C、总传质系数查阅化工工艺物性手册得：管内侧污垢热阻0.176 (m2C) /kw；管外侧污垢热阻0.14 (m2C) /kw。则管壁热阻为：R = 0002 = 0.0004(m 2.0C)/w则总的传热系数为：K = = 0.28-1 + R +* + R +上 a 1人 2换热面积59582.7A WKAt m所需换热面积可通过下列公式进行计算:=1302247.2 -134.90.28 x cI 247.2ln 134.9则设计的换热器的有效面积为：A = 1660.5m 20则换热器的设计裕度为：F = 土A = 1660 -1302 = 21.6%A 1660经过验证，换热器的设计是符合要求的，可以完成需要的换热任务。9.2.4换热器的结构设计1) 壳体的设计根据模拟结果可知，壳体长为4.5m,DN=600mm，承受的最大压力为0.3MPa,最高温度为250oC。查表可得卜t = 80 MPa,甲=0.9故可通过计算的壁厚为：t = 2&T p = 20.2t经过圆整之后，壁厚为24mm。2）法兰的选择本换热器的法兰选择高颈法兰凹凸面密封。法兰的材料选16MnR。经模拟可 以达到设计压力的要求，此法兰的选择符合工艺要求。3）管板与壳体的连接设计由于本换热器为固定管板式换热器，所以管板与壳体采用焊接结构，查得25mm管的壁厚为16mm。4）折流板的最小厚度查得在现在的直径条件下，折流板的最小厚度为8mm，模拟的换热器最少有 4个半弓形折流板。则选型结果如下表9-7所示：表9-7换热器E0103选型结果一览表设备结构参数型式 BFS1800-6/19-2 I浮头式换热器壳体内径mm600壳程数1管径mm25x1.6管心距mm32管长mm6000管子排列方式正三角形管数目245折流板数（个）4传热面积m 284.6折流间距mm879管程数1材质碳钢9.2.5其它换热器选型示例1）正丁烷汽化器（E0101）E0102换热器如表9-8所示：表9-8正丁烷汽化器（E0101）设备结构参数型式 BEL1100-6/25-1 I固定管板式换热 器壳体内径mm500壳程数1管径mm25x2.0管心距mm32管长mm2000管子排列方式正三角形管数目164折流板数（个）2管程数2材质碳钢2）空气、正丁烷一级加热器（E0102）E0102换热器选型如表9-9所示：表9-9压缩机出口冷却器（E0102）设备结构参数型式 BEL700-3/25-1固定管板式换热 器壳体内径mm700壳程数1管径mm25x2.0管心距mm32管长mm6000管子排列方式正三角形管数目304折流板数（个）8管程数6材质碳钢3）顺酸加热器（E0104）E0104换热器选型如表9-10所示：表9-10压缩机出口冷却器（E0104）设备结构参数型式 BEL1800-3/25-4固定管板式换热 器壳体内径mm500壳程数1管径mm25x2.0管心距mm32管长mm2000管子排列方式正三角形管数目164折流板数（个）1管程数2材质碳钢其它换热器的选型结果见设备一览表。93反应器选型MTP技术的反应器现行的有两种方式，清华大学的FMTP技术采用流化床技术，德国鲁 奇的MTP工艺采用多段固定床的的反应器。我们决定采用的反应器形式为多段绝热固定床反应器。固定床反应器应用于气固相反应，其结构简单，操作稳定，便于控制，易于实现连续化， 其床型可以是多种多样。易于大型化，可以根据流体流动的特点，设计有规划床的内部结构 和内构件排布，是近代化学工业使用的较早又较普遍的反应器。它可以设计较大的传热面积， 可以有较高的气流速度，传热和传质系数可以较高。加热的方式比较灵活，可以有较高的反 应温度。固定床由于结构简单，操作方便停留时间较长且易于控制，加上化工工程的习惯，是以 我们将反应器的类型定为多段绝热固定床。9.3.1催化剂的选择该工艺中催化剂为PdAgReFe炭载体催化剂，反应氛围压力 17.5MPa、温度1560C,H2/马来酸原料比例：88，H 2补给/循环比:0.083， 空速2.4h-i。（JR巴治;TG阿蒂格;SE佩德森、标准石油公司、美 国俄亥俄州1999.08.30）它的选择性高，使用寿命长，副产物生成量少， 催化剂体系可保证BDO的收率在88 % （mol）以上，四氢吠喃THF6.5%、 丁醇4.5%、琥珀酸0.5%、丁内酯0.5%。9.3.2计算床层体积根据工艺过程的模拟计算，本项目反应过程的主要参数如下：反应器进口温度为：300度；反应器进口流量（标准立方米）为364938m3/h。在此条件下，查得催化剂在正丁烷制 1,4-丁二醇的工艺过程中，催化剂时空率为C=1.2kg进料量/kg催化剂；而本项目工艺过程所 要求的每小时正丁烷进料量为Vh=54412.3m3/h。一 V 123 一则所需要的催化剂体积为U =-h = = 124.2m3。 c C 1.2因此床层体积为V-V+V+V+V。 12 c 。其中V 固定床体积；V原料分布体积空间（下空间）；V 物料分离空间（上空间）； 2V 催化剂体积； cV催化剂之间堆积空隙体积。取经计算得到固定床体积为395.64m 3 o催化剂的床层高度为：第一段：0.5m；第三段：1.0m；第四段：1.2m；第五段：1.9m。因此圆筒形反应器直径为：D=6m；高度为：H=16.6m；经验证，此催化剂高度符合气速的要求。9.3.3气体分布装置工业应用的气体分布板形式很多，主要有直流式、测流式、填充式、短管式，以及无分 布板的漩流式等。在本项目中，此反应器选用侧缝式锥帽分布板。9.3.4封头本项目所使用的反应器封头采用标准椭圆封头，即形状系数K=1，根据介质确定反应器 材料为16MnR。则计算反应器的器壁厚度为20mm，将封头厚度与反应器器壁厚度取相同， 即为20mm。则封头高度为：h=1540mm；内表面积为：39.7775m2；容积为：V=29.4053m3。9.3.5支座本反应器支座选择圆锥形，材料为水泥钢筋结构，裙座与塔体的连接方式采用对接式焊 接。裙座筒体外径为6500mm，筒体厚度为20mm，地脚螺栓的结构采用外螺栓座结构形式， 共需52个地脚螺栓，螺栓规格为M 80 6，基础环板厚度为20mm。因为反应器筒体较大，需要在裙座内部设置爬梯。裙座上开设直径为600mm的人孔，方便检查。为了减少腐蚀以及在反应过程中可能出现的气体溢出，在裙座上部设置排气管，根据反 应器直径大小，设定排气管规格为直径为100mm，数量为4个。为了避免产生不均匀热膨胀，需设置保温圈。一般塔体的保温延伸到裙座与塔釜封头的连接焊缝以下4倍保温层厚度的距离即可。考虑到裙座的防火问题，在裙座的内外侧均敷设防火层，防火层材料为石棉水泥层（容积密度约为1900kg/m3），厚度为50mm。94塔设备选型塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，塔可以使气液相或者液液 相之间进行紧密接触，达到较为良好的相际传质及传热的目的。在塔设备中常见的单元操作有：吸收、精馏、解吸和萃取等。此外工业气体的冷却与回 收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等效果。9.4.1塔设备的设计目标作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相能充分接触，以获得较高的传质 效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：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）液负荷量有较大波动时，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稳定操作;3）流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压降小。这将大大节省生产中的动力消耗， 以降低正常操作费用。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。事实上，对于现有的任何一种塔器，都不可能完全满足上述所有要求，但是我们可以在 某些方面做到独特之处。以此来达到较大的生产效率，提高企业的生产效益。9.4.2塔设备类型及选择为了便于研究和比较，人们从不同角度对塔设备进行了分类。例如：按操作压力的不同 可分为加压塔、常压塔、减压塔；按单元操作可分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反 应塔和干燥塔；但最常用的分类是按塔的内件结构进行划分，分为板式塔和填料塔。塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节，选择时应考虑的因素有：物料性质、操 作条件、塔设备性能，以及塔设备的制造、安装、运转、维修等。9143与物性有关 的因素1）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；2）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；3）具有热敏性的物料需减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的 塔型。如可采用装填规整填料或散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔或浮阀塔；4）黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。因为板式塔的传质效率较差；5）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，不宜使用填料塔；6）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔板上积有液层，可在其中安放换 热管进行有效地加热或冷却。9.4.3与操作条件有关的因素1）若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，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（如水洗CO2）， 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；2）大的液体负荷系统，可选用填料塔，若用板式塔时宜选用气液并流的塔型或选用板 上液流阻力较小的塔型。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;3）低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体 填料能用于低液体负荷的场合；4）液气比波动的稳定性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动大时，选用板式塔。9.4.4其他因素1）对于多种情况，塔径小于800mm时，不宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径 塔设备来说，需进行加压或常压操作时，应优先选用板式塔；对于减压操作过程，宜采用新 型填料；2）一般填料塔比板式塔重；3）大塔以填料塔造价便宜。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计 算的价格，随塔径增大而减小。现将板式塔与填料塔的主要结构特点列于表9-11：表9-11板式塔和填料塔的主要特点比较项目板式塔填料塔备注各块理论板压降约 1KPa散装填料约0.3KPa 规整填料约0.15KPa每块塔板的开孔率为 5%-10%，又有 25-50mm 清液层，故压降大。压降 小是填料塔的主要优点分离效率（HETP）分离效率比较 稳定，大塔效率 会更高些规整填料的HETP值比 板式塔小，丝网的效率 更高，新型散装填料与 板式塔相当填料塔效率受液体分布 影响大，预测比较难，可 靠性不如板式塔处理能力与操作弹性操作弹性大规整填料处理能力比 板式塔大，在真空和常 压塔中为30%-50%，新 型散装填料也可比板 式塔高些由于填料塔压降低，在高 真空塔时还可以使相对 挥发度有所上升对高真空操作的适应因压降大较难压降小的优点使其特高真空填料塔的液体分性（热敏、高沸物料）适应，尤其在高真空板中有多 的场合别适用，高真空下应用 规整填料会更佳布器往往要特殊设计才 能达到高的分布质量。且散装填料可能会Qmin对操作压力高的适应 性很适应，因为有 较高效率，并且 液量大也易处 理不少场合发现效率明 显下降，尤其是规整填 料。压降小有点几乎无 意义，处理能力下降较 大，一般认为2MPa应 用板式塔P个，P y个，液量又大， 易引起液相严重反混P个，T个，个填料塔中两相分离变难对腐蚀性物料的适应 性必须用耐腐蚀 性材料制作，往 往比较困难或 价格太高易用陶瓷性耐腐蚀性 材料，较合适对易结垢、易堵塞系 统的适应性比较容易解决， 清理也较容易不适用易起泡物系较难，塔径、塔 高均需要较大 值比较合适填料塔的液体分布器需特别留意大直径塔很适合，造价低填料费用上升很大，尤 其是丝网规整填料，而 且汽液分布均匀较难减压大直径填料塔已有 不少成功实例，此时因高 效、高处理能力使塔体积 减小小直径塔0.6m以下较难 制作很合适液体均布较易达到，应有 较大的径向混合间歇精馏可以用因持液量少而更合适多进料、轴测线的方 便性比较容易实现不太合适因没增加一项，均要增加 一个再分布器，结构复杂 而造价高，不太合适中间换热易实现较难实施塔的检修容易较难实现，规整填料几 乎不可能在实际操作中，塔盘的结构在一定程度上仍然影响着操作的流体力学状态和传质性能的优劣。现将各种板式塔的优缺点及用途列于表10-2：表9-12各种板式塔的优缺点及用途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；板 间距大；压 力降比较大用于具有特定 要求的场合S形泡罩塔稍简单简化了泡罩费用高；板用于具有特定板的形式因此 性能相似间距大；压 力降比较大要求的场合浮阀型条形浮阀简单操作弹性较 好、塔板效率 较高、处理能 力较大没有特别的 缺点适用于加压及常压下的气液传递过程重盘式浮阀有简单的和稍盲丸阳T行浮阀-简单穿流型筛板（溢流 式）简单正常负荷下 的效率高、费 用最低、压力 将小稳定操作范适于处理量波纹筛板简单比筛板压力 降稍高，但具 有同样的优 点；气液分布 好围窄；易堵 塞原料；容 易发生液体 泄漏变动小且不析 出固体物的系 统栅板简单处理能力大； 压力降小；费 用便宜塔板效率低；弹性较 小；处理量 小时效率剧 烈下降适于粗精馏9.4.5具体类型根据以上基本原则，我们将对T0301精馏塔为例，进行详细设计。其它塔设备的设计与 T0301精馏塔的设计方法相同。根据操作条件，物系的组成和特点及要达到的分离要求，考虑到设备的制造、维修成本， 以及参考现有的1,4 丁二醇精馏塔，我们选浮阀塔作为本项目的塔类型。1）数据统计由模拟软件CHEMCAD模拟所得C2精馏塔的基本数据理论板数为47块，进料板数为第 19块，则模拟所得基本数据如下：CHEMCAD 6.0.1Page 1Job Name: sky blue Date: 05/12/2012 Time: 02:18:35Towr Rigorous Distillation SummaryEquip. No.27Name40No. of stages1st feed stage27Top pressure MPa0.24Condenser mode1Condenser spec.2.6100Reboiler mode2Reboiler spec.15204Initial flag6Calc cond duty MJ/h-8609.3135Calc rebr duty MJ/h8585.3242Est. Dist. rate254.8062(kmol/h)Est. Reflux rate665.0415(kmol/h)Est. T top C-31.1962Est. T bottom C-10.1859Est. T 2 C-30.7826Calc Reflux ratio2.6100Calc Reflux mole662.1941(kmol/h)Calc Reflux mass kg/h18565.7773Optimization flag12）实际板数的确定根据模拟，塔釜达气液平衡时，则可认为是一块理论版，参考现有丙烯精馏塔的实际情况，我们取全塔效率为1则实际塔板数为：则取实际塔板数40,同理进料板数为27。根据要求取塔板间距为610mm则初步设计塔的总高度Hd塔顶部空 Hd=150mm；Ht 塔板间距HT=610mm；Hb 塔底空间高度取；Hf开手孔或人孔间距600mm，该塔取0.6m；S人孔数目，物流通道不需要经常清洗时，每隔10-20块板可以开一个人孔，该塔开3个人孔。 则塔高的计算可按下式进行计算：H =气 + (N - 4 - S)七 + 气 + 3H了 + S x H计算得塔高为30.38m，圆整到31m。3)塔板塔径及其它 由于每块板气液相流量都有所不同，因此精馏塔的计算结果对于每块板的板径都有所不同，因此存在塔径设计的问题。 由模拟结果可知，总塔的塔径变化是提馏段变化较大，精馏段变化小，则以提馏段塔径作为全塔塔径。 以第32块塔板为例，进行详细设计，以求取塔径，模拟结果如下：Equip. 27 Tray No. 32Tray LoadingsVaporLiquid1602.289kg/h1686.600kg/h723.911m3/h2.083m3/hDensity2.213 kg/m3809.828 kg/m3System factor 1.000Valve type :V-1Valve material :S.S.Valve thicknessgauge 12.000Deck thicknessgauge 14.000Tower internal diameter, m 0.457Tray spacing, m 0.610No. of tray liquid passes 1Downcomer dimensionWidth m Length m Area m2Side0.0640.3160.014Avg. weir lengthm 0.316Weir height, m 0.051Flow path lengthm 0.330Flow path widthm 0.414Tray area, m2 0.164Tray active aream2 0.137% flood 57.043Hole area m2 0.026Approx # of valves 21Tray press loss, m 0.076Tray press loss, MPa 0.001Dry press drop, m 0.047Downcomer clearancem 0.044Downcomer head lossm 0.000Downcomer backup m 0.135Downcomer residencetime sec 3.23014.551Downcomer apparent residence time sec Downcomer velocity m/sec 0.042Liquid holdup m3 0.006 Liquid holdup kg 4.677 Design pressure MPa 0.100 Joint efficiency 0.850 Allowable stress MPa 94.458 Corrosion allowance m 0.001Column thickness m 0.000 Bottom thickness m 0.0004）塔板结构设计 空塔气速与阀孔气速Vs=722.5m3/hLs=61.6m3/sVV= s兀A 3600 x_x D 24722.53600 x 0.785 x 1.42=0.13m / s对于单流程取堰长为:lw=0.7D=0.7x1.4=0.98因为hw不能超过板间距的15%，故取得出口堰高为hw=0.05m而临界阀孔气速为uocrPg,1.13(h + 0.55h )Ap + 43.35其中：清液层高度h = 2.84 x 10-3 E(广)23 = 0.05带入的u= 1.56m / socy则操作气速 = 1.56 x 1.1 = 1.72m / s。浮阀数N工业浮阀塔的阀孔直径在1.525mm之间。因此在确定适宜的阀孔气速后，可用下式计算浮阀数：722.5N =-s = m= 660.6u 七 d 1.72 x 0.785 x 0.0152 x 3600 0 4 0经过圆整之后可得最终的浮阀数取N=680个。 塔板开孔率以塔截面积为基准来计算浮阀塔盘的开孔率：e =N x( d0)=680 x(-l )2 = 7.8%D1400经过验证，此开孔率满足工艺生产的要求，符合规定的要求。 浮阀的排列浮阀有多种排列方式，在本项目的反应器中，以三角形排列为好，各排浮阀垂直于液流 方向，使气液两相均匀接触。在垂直于液流方向上，浮阀的中心距固定不变，t=75mm，平 行于液流方向上t =65100mm之间。在排列浮阀时，还应当注意使外围浮阀与塔壁和堰之间保留相当距离，以便于安装和操 作。分块式塔盘外围浮阀的中心至塔壁的距离一般为70-90mm。浮阀排列方式采用等腰三角形交叉排列。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t:,15.7t = 0.06 m3620 x 0.075故/取0。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。按f = 75mm,t= 65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排得浮阀数为682个。 安定区尺寸确定塔盘上布置气液接触元件的区域与堰之间，设置安定区。溢流堰前设安定区，可避免含 有大量气泡的液体直接溢入降液管；进口前设安定区，用以避开进入液流的液峰。一般情况 下，溢流堰前的安定区宽为讨=70100mm，在本反应器设计中，选90mm，进口堰前的 安定区宽度W0=50-100mm，在本反应器设计中取80mm。 进口堰及受液盘用平型受液盘时，为了使上层塔板流入的液体能在塔盘上均匀分布，并为了减少入口液 流的冲力，常在液体入口处设进口堰。但当直径大于0.8m或有侧线抽出时，常用凹型受液 盘，这种结构能在低液量时，保证液封，并有改变液流流向的缓冲作用。该精馏塔选凹行受 液盘，深度为60mm。 塔板压降A、浮阀塔的压降浮阀塔的压降为干板压降和液层阻力之和，即:hp=hc+hl式中hp塔板压降，m液柱；hc干板压降，m液柱；h1塔板上的液层阻力，m液柱。B、干板压降浮阀塔的干板压降可按下式计算：浮阀全开前 h =19.9 工5 = 19.9x 1，72175 = 0.05mc P433.7l浮阀全开后 h = 5.34 UPe = 0.065mc2 gPi则在正常操作下，干板压降为0.065m。C、液层阻力浮阀塔的液层阻力，与塔板上的清液层高度有关，可按下式计算:hl=0.5(how+hw)根据前面的计算数据代入可得液层阻力为0.7m液柱。D、雾沫夹带ev浮阀塔的雾沫夹带可按下式计算：2.14（时堆咨肿 0.73 K 1.56 bp及 C U GpK = ht - 5(h + 0.35h )h + 0.35h )式中：ev雾沫夹带量，kg夹带/kg气体；Ht板间距，m；hw堰高，m；how堰上清夜高度，m；u空塔气速，m/s；e 空塔截面积与有效截面积之比；P G气象相密度，kg/m3；Ap 气液两相密度差，kg/m3； 液体表面张力，N/m；以塔截面积为基准的塔板开孔率，%将数据代入公式计算得：0.07kg液体/kg干气 0.1kg液体/kg干气故符合雾沫夹带要求。 负荷性能图A、液相下限线取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准，根据公式：(匕)23 =、=0006= 1.96l2.84 x 10-3E 2.84 x 10-3 x 1.08得 L = (1.96)32 x 0.98 = 2.69m3 / s s在负荷性能图Ls=2.69m3/s处作垂线得到液相下限线。B、液相上限线液相流量过大，在降液管中停留时间不足，泡沫未能分离而引起气泡夹带， 以致出现溢流液泛，因此，应限制液相流量。根据经验，液相在降液管内至少 要停3-5秒。取液体在降液管中的停留时间为3秒，则根据下式计算：x 3600兀 D 2_ 一一其中：A = 0.088 x A=0.088 x- = 0.135m 2取 9 = 3s可以计算得Ls=54m3/h在负荷性能图上Ls=54m3/s作垂线得到液相上限线。C、漏液线对于F1型重阀，依F = u外-=5进行计算，则：u =。-V兀又知 V =一 d 2Nu s 4 o 0一.丸5则得 V =_ d 2N-=s 4 0 P -V式中d、N、p均为已知数，故可由此式求出气相负荷V的下限值，据此0vs作出与液体流量无关的水平漏液线。以F0= 5作为规定气体最小负荷的标准：(V) = d 2 Nu = d 2 N 匕 s min 4 o o 4 pV-,5、=-x 0.0152 X 682= 367.03m3 / h4V34.9D、过量雾沫夹带线过量雾沫夹带线可依下式求出，即:泛点率=PV+1.36LZ P -ps LKC A对于一定的物系及一定的塔板结构，式中P、P、A、K、C及Z均为已V L bF L知值，相应于= 0.1的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出V - L的关系式，据此可作出符合性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下:0.126 X1.72V 一411一 +1.36L X 1.202 s463.5 41.1 =0.80整理得 0.0132V +1.635L = 0.174。则上式为雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L值，依式算出相应的V值列于表9-13：s表9-13 Ls与Vs值对应表L，m 3/ s0.0020.010V，m3 / s5.763.55E、液泛线联立以下三式:h - h + h + hp c l b七=h +、+气气叫(气+ h)得：4 (H + h ) = h + h + h = h + h + h + h + hT W p L d cl b L d由上式可以确定液泛线。忽略式中hb项，将以下五式代入上式hc=5.34Ul职2.84L 2h =E (h ) 3OW 1000lwh = 0.153(%)2 = 0.153( )2d0得到:4(H + h ) = 5.34 J2T Wp 2 g+ 0.153(-)2 + (1+s ) hWh0上 2.843600L. R+E ()2 PW 1000 lWl、p、p、s及4等均为定值，W V L 0因物系一定，塔板结构尺寸一定，则Ht、hW、h0、而。与有如下关系，即:式中阀孔数N与孔径d0亦为定值。因此，可将上式简化成与乙的如下关系式:aV 2 = b - cL 2 - dL 2p即：0.01167 V 2 = 0.175 - 85.75L 2 - 0.965L 2p或：V2 = 15.0 -7348L 2 -82.69L 2p(2)在操作范围内任取若干个L值，依式（2）算出相应的匕值列于表9-14中:表9-14 Ls与Vs值对应表L ， m 3 / 50.0010.0050.0090.013V，m 3 / 54.764.524.294.03根据以上计算结果，可以画出该塔的负荷性能图如图10-1所示:4 3M:mir?图9-1塔负荷性能图5）校核结果分析从塔板负荷性能图和操作点可以看出，塔盘的设计是比较合理的。操作点处于液相上限 线、液相下限线、漏液线和液泛线之间，比较合适的位置，这样塔设备的操作弹性是比较大 的。核算过程中，本项目是以气液符合最大的塔板来做核算得到负荷性能图的，且各塔板的 汽液流量均处于符合性能图较合适的位置。另外，模拟使用的是理论板的气液物性数据，考虑到实际塔板的汽液性质与理论板相差不大，不会从根本上改变各线的位置，所以这样核算是合理的。在实际设计中，我们取板效率为60%，模拟过程再沸器内达到气液平衡状态，故可以视 为一块理论板，则本塔实际板数66。6）接管尺寸 塔顶蒸汽管尺寸dP塔顶到冷凝器的蒸汽管道，需有合适的尺寸，以减少压力损失。取气体气速30m/s则根据公式：d = -s= J= 130.3mmp ：3600 巴 u0.785 乂2笊36004圆整到150mm。式中：Vs塔顶的气相流率，m3/s；u塔顶的气相流速，m/s。 塔顶的冷凝管道尺寸A、回流管cIrR取uR = 0.5m /s，则根据下列公式计算：L73.3广 | 兀 枷：