第四章设备设计及选型4.1 设备设计标准➢《钢制压力容器》GB150-98➢《压力容器用钢板》GB6654-96➢《化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术要求》HG20537.4-92➢《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2-95➢《设备进、出管口压力损失计算》HG/T20570.9-95➢《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》JB4730-2005➢《钢制压力容器焊接工艺评定》JB4708-2000➢《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709-2000➢《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744-2007➢《压力容器用钢锻件》JB4726-2000➢《石油化工塔型设备设计规范》SH 3030-19974.2 设备设计及选型塔设备是化工、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。
4.2.1 塔设备设计原则➢具有适宜的流体力学条件，可使气液两相良好接触；➢结构简单，处理能力大，压降低；➢强化质量传递和能量传递。
4.2.2 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。
4.2.3 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。
4.2.4 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。
4.2.5 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，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。
4.2.6 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。
气液传质分离用的最多的为塔式设备。
它分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔和填料塔均可用作蒸馏、吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，根据具体情况进行选择。
现将板式塔与填料塔的主要结构特点作简要对比列于表4-1：表4-1 板式塔和填料塔的主要特点比较4.2.7 塔板的选择塔板的主要特征为气液两相在板面上以气体鼓泡和液体喷射状态完成气液接触，传热和传质有明显的“级”式过程。
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。
现将几种主要塔板的性能比较列表如下：表4-2 几种主要塔板的性能比较下表给出了几种主要塔板性能的量化比较：表4-3几种主要塔板性能的量化比较此塔进行产品脱甲苯精馏塔的分离过程，要求生产能力大，产量稳定，效率高，但对操作弹性要求不高，负荷变化不大。
综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，我们初步选择目前使用较为广泛的筛板塔，下面通过具体的计算，论证选择筛板是否能满足生产要求。
4.2.8 脱甲苯精制塔(T0101)设计及选型4.2.8.1 精馏塔精馏段的设计1.物性参数在设计中使用Aspen Plus进行模拟，计算得到精馏段为1~19块塔板，现将精馏段各个理论板上的计算结果列于下表：表4-4 精馏段各理论板上的流量及物性数据列表（1）气相平均流量和平均密度3333018.3/=9.17/V m h m s =32.617/v kg m ρ=（2）液相平均流量和平均密度3377.349/=0.0215/L m h m s =3825.15/l kg m ρ= （3）液相平均表面张力和粘度0.0086N/m=8.6dyne/cm σ=0.0030380.3038P cP μ== 2.初算塔径令T H 0.45m =，假设L =0.08m h ，则T L H 0.37m h -=又11220.0215825.15()=()=0.0429.17 2.617L VL V ρρ 查Smith 泛点关联图图4-1 Smith 泛点关联图得：200.081C =则气相负荷因子：0.20.220208.6()=()0.0682020C C C σ=⨯⨯= 所以允许有效空塔气速：(max)-825.15 2.617==0.068/2.617L Vg VU m s -ρρρ 选取表观空塔气速 op (max)=0.8=0.8 1.21=0.97/g U U m s ⨯ 所以初算塔径9.17===3.34m 0.7850.7850.967op V D U ⨯’圆整后取D 3.4m = 3.塔径的初步核算雾沫夹带取0.60.6 3.4=2.04l D m ω==⨯，D 3.4m =则弓形降液管面积220.0620.062 1.70.563f T A A m π=⨯=⨯=所以29.171.08/1.70.563T f G V W m s A A π===-⨯- 则雾沫夹带 3.2v f0.0057()T G W e H h σ=⨯-3.20.0057 1.08()8.60.45 2.50.08=⨯-⨯ 0.05277/0.1/kg kg kg kg =<汽汽停留时间0.4520.5632350.0215T fH A s s Lτ⨯⨯⨯===>根据以上两步核算的结果，可认为塔径D 3.4m =是合适的。
4.塔板布置设计 （1）塔板结构形式降液管主要有弓形、圆形和倾斜弓形三种。
现将不同降液管的对比列于下表：表4-5不同降液管的对比降液管形式弓形圆形倾斜弓形简图特点及适用条件堰与壁之间的全部截面区域均作为降液容积，适用于较大直径的塔，塔板面积利用率较高。
在弓形降液管内另装圆管作为降液管，适用于液量较小的情况。
此形式有利于塔截面的充分利用，适用于大直径的塔及气液负荷较大的情况。
综合以上条件，选取弓形降液管。
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、单流型、双流型、阶梯流型。
下表列出了溢流类型、塔径、液体负荷之间的关系。
表4-6液体负荷与板上流型的关系塔径（mm）液体流量（m3/h）U形流单流型双流型阶梯流型1000 7以下45以下1400 9以下70以下2000 11以下90以下90~1603000 11以下110以下110~200 200~300 4000 11以下110以下110~230 230~350 5000 11以下110以下110~250 250~400 6000 11以下110以下110~250 250~450由于反应精馏塔精馏段液体流量为77.343/m h，而初步计算塔径为3.4m，所以选择单流型。
（2）堰及降液管设计堰的设计因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。
堰长0.60.6 3.4=2.04l D m ω==⨯ 则2.5 2.577.3413.01()(2.04)L l ω== 查流体收缩系数图图4-2 流体收缩系数得E 1.032=则堰上清液层高度：22332.84 2.8477.34() 1.032()0.024******** 2.58ow L h E m l ω==⨯⨯=由于ow 0.006<0.06m h m <，所以采用平堰。
堰高w L ow 0.080.0240.056h h h m =-=-=，圆整后得w 0.06m h =。
所以板上清液层高度0.060.0240.084L w ow h h h m =+=+=’ 因为L L h h ≈’所以L h 的假设合适。
（3）液面梯度查弓形宽度与面积表图4-3 弓形宽度与面积得弓形降液管管宽0.34d W m = 则平均溢流宽度 2.04 3.42.7222l D b m ω++=== 液体流道长度12 3.420.34 2.72d Z D W m =-=-⨯= 塔板上鼓泡层高度 2.5 2.50.080.2f L h h m ==⨯= 则液面梯度2130.215(2501000)(3600)(1000)f f Lb h L Z bh μρ+∆=230.215(250 2.7210000.2)0.3038(36000.0215) 2.72(1000 2.720.2)825.15⨯⨯+⨯⨯⨯⨯⨯=⨯⨯⨯ 0.00008023m =液面梯度较小，可以忽略。