河南城建125万吨粗苯加氢精制工艺设计

1、 课 程 设 计 题 目：12.5万吨粗苯加氢精制工艺设计 学 院： 化学与材料工程学院 专 业： 化学工程与工艺 姓 名： 学 号： 101411 指导老师： 田誉娇 完成时间： 2015年1月8日 主要符号说明符号 意义 单位Q 热量 kmol/hVs 气体负荷 m3/sn 气体密度 kg/m3Ls 液体负荷 kg/m3HT 塔板间的有效高度 m Umax 最大流速 m/s 平均表面张力 E 塔板效率xd 精苯中苯摩尔分率 kg/m3xw 残液中甲苯摩尔分率 F 处理能力 平均挥发度 N 实际理论板数 块Rm 最小回流比 R 操作回流比 hw 堰高 mlw 堰长 mhow 堰上液层高度 m

2、wd 降液管弓形宽度 m Af 降液管弓形面积 m2AT 塔截面积 m2 塔径 me 雾沫夹带量n 壁厚 mm LBC 再沸器显热段高度 mmLCD 再沸器蒸发段高度 mm目录主要符号说明21总 论51.1课程设计任务书61.2设计依据102生产方法和工艺流程的确定102.1粗苯加氢精制的原理102.2  粗苯加氢工艺比较102.3粗苯精制方法比较的结论113生产流程叙述113.1技术路线113.2流程叙述124工艺计算与设备选型134.1系统物料衡算134.2操作条件134.3设计计算144.3.1精馏流程的确定144.3.2塔的物料衡算144.3.3苯、甲苯精馏塔热量衡算164.

3、3.4回流比的确定174.3.5求理论板数184.3.6全塔总效率194.3.7实际塔板数204.4塔的工艺条件及物性数据计算204.4.1操作压力204.4.2温度204.4.3平均摩尔质量234.4.4平均密度244.4.5液相表面张力254.4.6液相粘度254.5气液负荷计算264.5.1精馏段气液负荷计算264.5.2提馏段气液负荷计算264.6塔和塔板主要工艺尺寸计算264.6.1塔径计算264.6.2塔板详细计算274.6.3塔板布置284.6.4 筛孔数 n与开孔率x294.6.5 精馏段高度为294.7筛板的流体力学验算304.7.1 气液通过筛板压降相当的液柱高度304.7

4、.2雾沫夹带的验算314.7.3漏液验算314.7.4液泛验算314.8塔径计算324.9塔板详细计算324.9.1溢流装置324.9.2塔板布置344.9.3 筛孔数 n与开孔率x344.9.4提馏段高度354.10筛板的流体力学验算354.10.1气液通过筛板压降相当的液柱高度354.10.2 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度354.10.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度354.10.4雾沫夹带的验算364.10.5漏液验算364.10.6液泛验算365变径段的设计376常压塔主要尺寸确定376.1壁厚376.2封头386.3裙座386.4人孔396.5塔高设计396.6接管尺寸设计

5、39设计心得41参考文献421总 论目前国内对粗苯进行深加工的生产厂家主要分为两类。一类是酸洗法生产纯苯，另一类是采用苯加氢工艺生产纯苯。酸洗法投资少、见效快，生产装置易建设，但生产的苯纯度低，不能有效分离甲苯、二甲苯，国内大多数精苯生产装置采用此法。粗苯加氢工艺则不同，设备投资大，建设周期长，但生产技术先进，生产的苯纯度高，产品性能与石油苯基本没有差异，可实现甲苯、二甲苯的有效分离，代表了粗苯加工精制的发展方向。近年来，国际石油市场价格不断上涨，以石油为原料的石油苯与苯加氢生产的焦化苯在原料成本上差距加大，2005年焦化苯比石油苯的生产成本至少低1500元/吨。我国粗苯出口数量不断增大，20

6、03年为1.50万吨，2004年达到1.95万吨，2005年进一步增加到6.57万吨。国内小型粗苯深加工的精苯装置多采用酸洗法，不但无法实现多种化工产品的有效分离和环保要求，而且产品质量差，生产成本高，销售价格低。山西省化学工业“十一五”规划对粗苯加工提出了“禁止新建并逐步淘汰现有酸洗法苯精制装置和工艺，积极鼓励发展采用先进的粗苯加氢精制工艺和粗苯萃取精制工艺，提升粗苯加工工业发展的质量和效益，加快粗苯下游化工产品的发展< 目标。目前，很多企业都在争取建设大型精苯装置，如宝钢焦化公司、石家庄焦化公司、河南神马尼龙化工公司早已引进粗苯加氢技术，其产品市场价格比粗苯酸洗加工产品每吨高出千元左

7、右。石家庄焦化公司、河南神马尼龙化工公司计划再建1套:10万t/a粗加氢精制装置。山西太原化工集团公司正筹建30万t/a粗苯加氢装置，一期工程8万t/a装置已建成。山西潞宝集团正在筹建>10万t/a粗苯精制装置。山东淮坊、山东枣矿、常州亚邦化工等也在筹建> 8万t/a粗苯精制装置。随着这些大型装置的建成投产，粗苯深加工将向大型先进生产企业集中，小型酸洗法的精苯装置将会逐步被淘汰。51.1课程设计任务书一、课程设计的目的通过课程设计，旨在使学生了解煤化工工艺基本原理、重要工艺过程、设备的构造及工程设计基本内容，初步掌握化工工艺设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能

8、的能力、收集和查阅文献资料的能力、分析和解决工程实际问题的能力、独立工作和创新能力。课程设计的任务是：学生能综合运用所学理论知识和所掌握的各种技能，通过独立思考和锐意创新，在规定的时间内完成指定的化工工艺的设计任务，并通过设计说明书及设计图形式正确表述。二、设计任务及要求 1、设计题目12.5万吨粗苯加氢精制工艺设计 2、设计条件操作压力、操作温度、操作时间、设计任务选用低温加氢法进行粗苯精制，进料组成如下表所示(以下均为质量百分数)：组成 初馏分纯苯甲苯二甲苯轻溶剂油纯苯残渣精制残渣重质苯萘溶剂油洗涤损失精制损失共计占粗苯%0.96912.830.82.20.8341.91.6100占轻苯%

9、174.513.93.30.92.40.9/21.1100表1 处理量：12.5万吨/年产品组成（苯、甲苯塔）：塔顶馏出液含苯99.5%,塔底釜液含苯0.5%操作压力：塔顶压力4KPa（表压） 进料状况：泡点加热方式：塔釜采用间歇饱和水蒸气加热回流比：R=（1.12.0）R一年工作300天，24小时连续生产设备选型：筛板塔3、设计任务1）设计方案简介：包括对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。2）主要设备的工艺设计计算：包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计。3）典型辅助设备的选型和计算：包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4）

10、工艺流程简图：以单线图的形式绘制，标出主要设备和辅助设备的物料流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点。5）主要设备工艺条件图：包括设备的主要工艺尺寸。6）编写设计说明书：包括设计任务书、目录、设计方案简介与评述、工艺设计及计算、主要设备设计、设计结果汇总表、参考资料等内容，并附工艺流程图和主要设备结构图。三、设计时间进程表时间：2周（18-19周），时间分配大致如下：序号内容时间（天）1课程设计动员，接受任务布置、学生分组安排 0.52查阅、借阅文献；收集资料 1.03制定设计方案 0.54设计计算 3.05设计图纸绘制 3.06编制说明书 1.07答辩 1.08合计 10.0表2 四、设计

11、指导教师及设计纪律要求1、 指导教师：2、 纪律要求：1）按时到教室，有事请假；2）不得在设计时间内做与设计无关事情；3）到图书馆查阅资料，须在教室黑板上注明去向及时间；4）保持教室卫生。不得妨碍他人设计。五、课程设计说明书格式要求1、总论1）概述2）文献综述3）设计任务的依据2、生产工艺流程或生产方案确定3、生产工艺流程说明4、工艺计算书（物料和热量衡算）5、主要设备的工艺计算和设备选型计算6、设计体会与收获7、主要参考文献六、成绩评定办法及评分标准1、成绩评定：1）、按学生的设计方案、设计说明书、设计图纸、答辩四项综合评定，各项所占比列情况见下表。项目设计方案设计说明书设计图纸答 辩百分比

12、%10303030表32）、课程设计成绩按优、良、中、及格、不及格平定，标准如下：A. 优：综合成绩91100分；B. 良：综合成绩8190分；C. 中：综合成绩7180分；D. 及格：综合成绩6170分；E. 不及格：综合成绩60分以下。 3）有下列情况之一者，没有课程设计成绩或成绩不及格。A. 不参加答辩者；B. 设计说明书和设计图纸成绩均低于50分者；C. 没有完成课程设计任务者；2、评定标准1）设计成绩评定标准：A、 设计方案合理、有创新、参数选取恰当、公式应用正确、计算无误、说明书文字流畅、内容简明扼要、无遗漏；设计图纸尺寸与计算相符、图面整洁、且符合要求。视情况可给91-100分；

13、B、 设计方案合理、参数选取恰当、公式应用正确、计算无误、说明书文字流畅、内容简明扼要、设计图纸尺寸与计算基本相符、图面整洁、且符合要求。视情况可给81-90分；C、 设计方案比较合理、公式应用正确、计算无误、说明书文字流畅、内容简明扼要、设计图纸尺寸与计算基本相符、且基本符合要求。视情况可给71-80分；D、 设计方案基本合理，公式应用、计算基本正确，说明书内容简明扼要，设计图纸尺寸基本符合要求。视情况可给61-70分；E、 设计方案一般、公式应用、计算不准确、说明书内容不全、设计图纸不符合要求。不及格。2）答辩成绩评定标准（答辩题目不少于3个）：A、 介绍设计任务简明扼要、叙述设计及图纸简

14、单、明了、准确，并准确、简要地回答出全部问题。视情况可给91-100分；B、 介绍设计任务简明扼要、叙述设计及图纸简单、明了、准确，但有1个问题回答的不正确或不全面，但其余题目回答的准确、扼要；或能基本回答全部问题。视情况可给81-90分；C、 介绍设计任务简明扼要、叙述设计及图纸简单、明了、准确；有1个问题回答的不正确，但其余题目回答的基本正确。视情况可给71-80分；D、 能将设计任务和设计过程及图纸介绍清楚；有2个问题回答的不正确，但其余题目回答的准确、扼要。视情况可给61-70分；E、 设计任务和设计过程及图纸介绍不清楚；有2个问题回答的不正确或不能回答。60分以下。 六、答辩形式与时

15、间安排1、答辩形式：学生扼要介绍设计内容，并回答教师提出的问题。2、时间安排：答辩安排在设计的最后，每位学生答辩时间不超过10分钟。七、设计时主要参考书及手册1、 现代煤化工技术手册2、 化工工艺设计手册3、 化工设备设计4、 煤化工工艺学5、 煤化学6、 炼焦学7、 新型煤焦化技术8、 库成熙编，炼焦化学产品与回收，第一版，冶金出版社，19859、 鞍山焦院编，焦化设计参考资料，冶金出版社，198010,任庆烂主编，炼焦化学产品的精制，冶金工业出版社，19871.2设计依据焦化粗苯精制是煤化工的基础技术之一，粗苯通过进一步加工精制后，可以获得如纯苯、甲苯、二甲苯和重苯等多种产品。由于近年来油

16、价大幅上涨，与以石油为原料生产的石油苯相比，焦化苯有着很大的利润空间，因此粗苯精制产业引起了业界的广泛关注。2生产方法和工艺流程的确定102.1粗苯加氢精制的原理粗苯加氢根据其催化加氢反应的温度不同可分为高温加氢和低温加氢。在低温加氢工艺中，由于加氢油中非芳烃与芳烃的分离方法不同，又分为萃取蒸馏法和溶剂萃取法。 高温催化加氢的典型工艺是Litol法，在温度为600650、压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，并以气态形式分离出去。加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外

17、还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到产品纯苯。    低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢（K.K法）和溶剂萃取加氢。在温度为300370、压力2.53.0MPa条件下催化加氢。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃。另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用了萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离

18、开。而溶剂萃取低温加氢工艺是采用溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳烃分离开，芳烃之间的分离可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。2.2  粗苯加氢工艺比较    莱托法粗苯加氢工艺的加氢温度和压力较高，又存在氢腐蚀，对设备的材质、工艺、结构要求较高，设备制造难度较大，只能生产一种苯，制氢工艺较复杂，采用转化法，以循环气为原料制氢，总精制率较低，但莱托法占地面积小。由于莱托法与低温加氢工艺相比较，有很多不足，在国内除宝钢投产1套莱托法高温加氢装置外，其他企业粗苯加氢都采用低温加氢工艺。    萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢的加氢温度

19、和压力较低，设备制造难度小，很多设备可国内制造，可生产苯、甲苯、二甲苯，生产操作容易。制氢工艺采用变压吸附法，以焦炉煤气为制氢原料，制氢工艺简单，产品质量好。两种低温加氢方法相比较，前者工艺简单，可对粗苯直接加氢，不需先精馏分离成轻苯和重苯，但粗苯在预蒸发器和多级蒸发器中容易结焦堵塞；后者工艺较复杂，粗苯先精馏成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，但产品质量较高。2.3粗苯精制方法比较的结论    (1) 从产品质量、收率、节能、环保等方面考虑，加氢法明显优于酸洗法。随着国家节能减排、加强环保、淘汰落后工艺的政策法规逐步落实以及市场竞争压力的加大，粗苯精制工艺不宜再采用酸洗工艺，而

20、应采用加氢精制工艺将粗苯集中加工。    (2) 在加氢工艺中，低温加氢工艺的加氢温度和压力较低，产品质量好，低温加氢工艺包括萃取蒸馏低温加氢工艺和溶剂萃取低温加氢工艺，这两种工艺在国内外是比较成熟的工艺，已被广泛用于石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此粗苯精制宜采用低温加氢精制工艺。11河南城建学院本科毕业设计（论文） 生产流程叙述153生产流程叙述3.1技术路线本设计通过低温加氢工艺把粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转换成硫化氢，氮化物转变成氨气，氧化物转化成水，不饱和烃加氢饱和，从而得到较纯净的苯 甲苯和二甲苯。其中：原料粗苯经过两苯塔

21、实现轻重组分分离，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反应器中进行加氢反应后进入脱轻塔脱除硫化氢，氨气等低沸物，然后依次进入预精馏塔 萃取精馏塔 纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯净合格的产品。 3.2流程叙述粗苯首先经原料输送泵进入两苯塔，在其中实现轻重苯分离，重质苯作为产品输送至罐区，塔顶轻苯被送至加氢工序，在加氢工序中，轻苯与高纯氢气混合后进入预反应器，预反应器的作用主要是除去二烯烃和苯乙烯，催化剂为Ni-Mo，预反应器产物经管式炉加热后，进入主反应器，在此发生脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，催化剂为Co-Mo，预反应器和主反应器内物料状态均为气相。从主反应器出来的产物经一系列换热器、

22、冷却器被冷却，在进入分离器之前，被注入软水，软水的作用是溶解产物中沉积的盐类。分离器把主反应器产物最终分离成循环氢气、液态的加氢油和水，循环氢气经预热器，补充部分氢气后，由压缩机送到预蒸发器前与原料粗苯混合。 加氢油经预热器预热后进入脱轻塔，脱轻塔由中压蒸汽进行加热，脱轻塔实质就是精馏塔，把溶解于加氢油中的氨、硫化氢以尾气形式除去，含H2S的尾气可送入焦炉煤气脱硫脱氰系统，脱轻塔出来的苯、甲苯、二甲苯混合馏分进入预蒸馏塔，在此分离成苯、甲苯馏分(BT馏分)和二甲苯馏分(XS馏分)，二甲苯馏分进入二甲苯塔，塔顶采出少量C8非芳烃和乙苯，侧线采出二甲苯，塔底采出二甲残油即C9馏分，由于塔顶采出量很

23、小，所以通常塔顶产品与塔底产品混合后作为二甲残油产品外卖。 苯、甲苯馏分与部分补充的甲酰吗啉溶剂混合后进入萃取蒸馏塔，萃取蒸馏塔的作用是利用萃取蒸馏方式，除去烷烃、环烷烃等非芳烃，塔顶采出非芳烃作为产品外卖，塔底采出苯、甲苯、N-甲酰吗啉的混合馏分，此混合馏分进入溶剂再生塔。溶剂再生塔在真空下操作，把苯、甲苯馏分与溶剂N-甲酰吗啉分离开，溶剂再生塔顶部采出苯、甲苯馏分，苯、甲苯馏分进入纯苯塔精馏分离成苯、甲苯产品。溶剂再生塔底采出的贫N-甲酰吗啉溶剂经冷却后循环回到萃取精馏塔上部，一部分贫溶剂被间歇送到溶剂再生器，在真空状态下排出高沸点的聚合产物，再生后的溶剂又回到萃取蒸馏塔。124工艺计算与

24、设备选型4.1系统物料衡算图1.萃取蒸馏低温加氢（K.K法）工艺流程4.2操作条件 选用低温加氢法进行粗苯精制，处理量12.5万吨/年初馏分纯苯甲苯二甲苯轻溶剂油纯苯残渣精制残渣重质苯萘溶剂油洗涤损失精制损失共计占粗苯%0.96912.830.82.20.8341.91.6100占轻苯%174.513.93.30.92.40.9/21.1100表5.进料组成如上表所示(以上均为质量百分数) 处理量：12.5万吨/年产品组成（苯、甲苯塔）：塔顶馏出液含苯99.5%,塔底釜液含苯0.5%操作压力：塔顶压力4KPa（表压） 进料状况：泡点加热方式：塔釜采用间歇饱和水蒸气加热 回流比：R=（1.12.

25、0）R 一年工作300天，24小时连续生产4.3设计计算4.3.1精馏流程的确定 苯甲苯混合料液经预热器加热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却后送至储槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入储槽。4.3.2塔的物料衡算 苯、甲苯精馏塔的进料量 精馏塔进料中含苯量（质量百分数）： 精馏塔进料中甲苯含量（质量百分数）： 料液产品的摩尔分率： 塔顶产品的摩尔分率： 塔底产品的摩尔分率：进料的平均摩尔质量： 塔顶产品的平均摩尔质量：塔底产品的平均摩尔质量：物料衡算：易挥发最分物料衡算： 联立以上二式得： 将、转化为物质的量可得 4.3.

26、3苯、甲苯精馏塔热量衡算塔底热量衡算 塔底苯蒸汽的摩尔潜热= 361.165 KJ/Kg， 塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热=352.602 KJ/Kg； 所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 =上升蒸汽量为: V(R+1)W2.1672092.82=4535.141 Kg/h所以再沸器的热流量=4535.141352.65=1599317.47 KJ/h因为加热蒸汽的潜热= 2133.4KJ/Kg (t=140)， 所以需要的加热蒸汽的质量流量= 塔顶热量衡算 塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热=393.138 KJ/Kg塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热=378.60 KJ/Kg所 以 塔 顶 上 升

27、蒸 汽 的 摩 尔 潜 热= =393.062KJ/Kg精馏段上升蒸汽量为: V(R+1)D2.16711520.16=24964.19Kg/h，所以冷凝器的热流量 = 因为水的定压比热容=4.174 KJ/Kg/K，冷却水的进口温度 t1=25，冷却水的出口温度 t2=55， 所以需要的冷却水的质量流量 Gc= kJ/h4.3.4回流比的确定苯、甲苯物系的相对挥发度t/80.184889296100104108110.4101.3114.1128.4144.1161.3180.0200.3222.4237.739.044.550.857.865.674.283.694101.32.602.5

28、62.532.492.462.432.402.372.35表6 苯、甲苯在某些温度下的蒸汽压、（化工原理课本中查到的）两端的数据取平均数值 相平衡方程： 最小回流比: 取操作回流比：4.3.5求理论板数 精馏段操作线方程：提馏段操作线方程的斜率： 提馏段操作线方程： 交替使用相平衡方程和操作线方程可得 因为精馏段计算结束，进料板在第九块板 因为，所以计算结束4.3.6全塔总效率因为塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度塔顶与塔底平均温度下的液相黏度，mpa.s液相中任意组分i的粘度mpa.s液相中任意组分i的摩尔分数根据塔顶、塔釜液相组成查表，求塔的平均温度为83.04，该温度下进料液相平均粘度为：

29、 4.3.7实际塔板数 精馏塔： 提留段：4.4塔的工艺条件及物性数据计算4.4.1操作压力塔顶压力：若取每层塔板压降; 则进料板压力：塔底压力：精馏段的平均操作压力：提留段的平均操作压力：4.4.2温度根据操作压力，通过试差计算 查得在此压力下：苯：甲苯：设苯（A）、甲苯（B）的蒸汽压 、（）按下述安托万方程计算Antoine方程： 得：苯; 甲苯： 设苯（A）、甲苯（B）的蒸汽压 、（）按下述安托万方程计算Antoine方程： 得：苯; 甲苯： 在0.01的误差范围之内，符合试差要求，因此塔顶温度同理，塔底温度 查得在此压力下：苯：甲苯：设苯（A）、甲苯（B）的蒸汽压 、（）按下述安托万方

30、程计算Antoine方程： 得：苯; 甲苯： 在0.01的误差范围之内，符合试差要求，因此塔顶温度 精馏段的平均温度： 提馏段的平均温度：4.4.3平均摩尔质量塔顶： 进料板： 塔底： 精馏段的平均摩尔质量： 提馏段的平均摩尔质量： 4.4.4平均密度温度20406080100120140苯877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1甲苯867.0848.2829.3810.0790.3770.0748.8表7.苯和甲苯的液相密度 Kg/（1）液相密度 塔顶： 进料板： 塔底： 精馏段的平均液相密度： 提馏段的平均液相密度： （2）气相密度 4.4.5液相表面张力 4

31、.4.6液相粘度 4.5气液负荷计算4.5.1精馏段气液负荷计算 4.5.2提馏段气液负荷计算 4.6塔和塔板主要工艺尺寸计算4.6.1塔径计算初设板间距： 取板上液层高度：故 查化工原理课程设计天津大学出版社图4-5,得 液气气相负荷因子 校正到物系表面张力为：时的，即液气气相负荷因子：泛点气速：取安全系数为0.70，则空塔气速：初估塔径： 圆整为 实际气速：实际泛点百分率：4.6.2塔板详细计算溢流装置： 由塔径 D=1.7m可知，应选用单流型 采用弓形降液管，能够充分利用塔内空间，提供较大的降液面积及两相分离空间采用平行溶液盘，平流堰1.溢流延长取堰长= 单溢流型塔板堰长一般取( 0.

32、60.8）D2.出口堰高 由 查化工原理课程设计天津大学出版社 知 则故堰高 3弓形.降液管的宽度与降液管的面积 由 查化工原理课程设计天津大学出版社 故 计算液体在降液度管中停留时间以检验降液管面积，即4.降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 则 故假设合理。4.6.3塔板布置1.由经验可知安全区一般取 而小塔的 大塔的 所以取边缘区宽度 安全区宽度 塔径/mm8001200140016001800200020002400塔板分块数3456表8.塔板分块数2.开孔区面积 因为 则 4.6.4 筛孔数 n与开孔率x 取筛孔的孔径，正三角形排列，采用碳钢的板厚 取 故孔中心距 1.塔板上的

33、筛孔数2.塔板上开孔区的开孔率： 每层塔板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速 4.6.5 精馏段高度为4.7筛板的流体力学验算4.7.1 气液通过筛板压降相当的液柱高度1.干板压降相当的液柱高度依查化工原理课程设计天津大学出版社图4-13 得孔流系数=0.7722.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度=查化工原理课程设计天津大学出版社图4-14得板上液层充气系数为0.56则： 3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度故：单板压降<1k(设计允许值)4.7.2雾沫夹带的验算 0.015kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在设计负荷内不会发生过量雾沫夹带4.7.3漏液验算筛板的稳定系数（

34、>1.5满足要求）故在设计负荷内不会发生过量漏液4.7.4液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度因为：所以：式中：是降液管内充气系数及操作安全的校正系数故 在设计负荷内不会发生液泛对一般物系取0.5 易起泡的取0.3-0.4 不易起泡的取0.6-0.7所以=0.5 则故 在设计负荷内不会发生液泛根据以上塔板的各项流体力学验算可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的4.8塔径计算初设板间距： 取板上液层高度：故 查化工原理课程设计天津大学出版社图4-5,得 液气气相负荷因子 校正到物系表面张力为：时的，即液气气相负荷因子：泛点气速：取安全系数为0.70，则 空塔气速：初估塔径

35、： 圆整为 实际气速：实际泛点百分率：4.9塔板详细计算4.9.1溢流装置 由塔径 D=2.0m可知，应选用单流型 采用弓形降液管，能够充分利用塔内空间，提供较大的降液面积及两相分离空间 采用平行溶液盘，平流堰1.溢流延长取堰长= 单溢流型塔板堰长一般取( 0. 60.8）D2.出口堰高 由 查化工原理课程设计天津大学出版社 知 E=1.025 故堰高 3.降液管的宽度与降液管的面积 由 查化工原理课程设计天津大学出版社 故 计算液体在降液度管中停留时间以检验降液管面积，即4.降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 则 故假设合理。4.9.2塔板布置（1）.由经验可知安全区一般取 ，而小塔

36、的 大塔的 取边缘区宽度 安全区宽度 （2）.开孔区面积 因为 则 =2.30 4.9.3 筛孔数 n与开孔率x 取筛孔的孔径，正三角形排列，采用碳钢的板厚 取 故孔中心距 （1）塔板上的筛孔数（2）塔板上开孔区的开孔率： 每层塔板上的开孔面积 气体通过筛孔的气速 4.9.4提馏段高度 提馏段高度：4.10筛板的流体力学验算4.10.1气液通过筛板压降相当的液柱高度干板压降相当的液柱高度依查化工原理课程设计天津大学出版社图4-13 得孔流系数=0.72 4.10.2 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度=查化工原理课程设计天津大学出版社图4-14得板上液层充气系数为0.57则： 4.10.3克服

37、液体表面张力压降相当的液柱高度故：单板压降<1k(设计允许值)4.10.4雾沫夹带的验算 0.00498 kg液/kg气<0.1 kg液/kg气故在设计负荷内不会发生过量雾沫夹带4.10.5漏液验算筛板的稳定系数（>1.5满足要求）故在设计负荷内不会发生过量漏液4.10.6液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度因为：所以：式中：是降液管内充气系数及操作安全的校正系数对一般物系取0.5 易起泡的取0.3-0.4 不易起泡的取0.6-0.7所以=0.5 则故 在设计负荷内不会发生液泛 根据以上塔板的各项流体力学验算可以认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的375变径段

38、的设计变径段的具体计算，因其为常压操作，故取其设计压力仍为1.5MPa，半顶角取，计算值，以与半顶角的值，查确定锥壳大端与小端连接处的加强图，其交点均位于曲线上方，故不需要加强。锥壳大端壁厚计算：考虑到腐蚀裕量与钢板负偏差，锥壳大端壁厚计算：考虑到腐蚀裕量与钢板负偏差，塔筒体壁厚为14mm，故锥壳壁厚取14mm，半顶角为，计算其高度为173.2mm。386常压塔主要尺寸确定6.1壁厚精馏塔可以视为内压容器，设计压力： 1.5MPa设计温度： 200，许用应力： MPa焊缝系数： 壁厚的确定：精馏段：提馏段：苯和甲苯对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm，钢板负偏差C取0.8mmmm mm取mm mm 故取mm6.2封头采用标准椭圆封头，材料为16MnR，受内压椭圆封头上封头：下封头：取封头壁厚mm标准椭圆封头：精馏段：提留段：图2标准椭圆封头6.3裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，为了制作方便，一般采用圆筒形。以Q235-A钢为裙座材料，由于裙座内径等于塔内径D=2000mm>8