年产8万吨粗苯精制车间工艺设计.

1、一、总论1概述粗苯为中间体产品，本身用途极为有限，仅作为溶剂使用，但是精制后的的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等产品，是有机化工、医药和农药的等重要原料，在国内，国际上都有很好的市场，目前精苯产品价格持续上涨，市场潜力巨大。苯是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是重要的有机溶剂。我国的纯苯消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要要苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高辛烷值的掺和剂。甲苯是一种无色有芳香味的液体，广泛应用与农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及

2、二甲苯，而在我国主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可以生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。二甲苯的主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要作用油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。生产方法及特点：采用溶剂萃取低温加氢工艺。低温加氢工艺的加氢温度、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

3、裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此粗苯精制采用低温加氢精制工艺。溶剂萃取低温加氢方法相对于萃取蒸馏低温加氢方法复杂，粗苯先精馏分成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，产品质量较高。2. 文献综述焦化粗苯的加工技术主要有两种，即酸洗法和加氢法。酸洗法由于在产品种类、材料选择、仪表操作维护以及投资与经济效益等方面存在诸多的不足之处，特别是其生产过程带来严重的环境污染，因而在国内外已经趋向淘汰。因此加氢法是国内外粗苯加氢技术的发展趋势。国内粗苯加氢精制工艺技术路线的选择(1)部分引进国外工艺包。加氢工艺采用美国Axens公司的气液加氢工艺包；萃取蒸馏工艺采用中国石化石科院SED环丁矾法工艺包。其代表

4、项目是宝钢化工梅山10万t/a 苯类产品升级改造项目。. (2)全部采用国产化工艺技术。加氢工艺采用国内优化的新加氢工艺；萃取蒸馏工艺采用中国石化石科院SED环丁矾法工艺包。其代表项目(已投产)是太化一期8万t/a；在建项目是山东枣庄15万t/a一期、二期工程、山东海力8万t/a、山西潞宝8万t/a等。(3)全套引进德国Uhde公司的K.K法工艺包。其代表项目(已投产)是石家庄焦化5万t/a 和宝钢三期5万t/a;在建项目是山西三维20万t/a、鞍钢15万t/a、旭阳焦化10万t/a、建滔5万t/a等。1在今后几年中，焦化精制苯发展中值得注意的是：(1)焦化精制苯的发展方向是正确的，下游产品对

5、焦化精制苯的需求仍然旺盛。(2)随着在建苯加氢装置的陆续投产，粗苯需求也将加大，上游粗苯原料的市场竞争将会加剧，甚至会达到白热化的状况。因此，我们建议今后几年要适当控制粗苯精制项目建设，以缓解粗苯供需矛盾。确实要上粗苯精制项目要经过充分论证和原料市场风险评估后，才能付诸实施，以避免无米之炊的风险。(3)今后焦化精制苯项目将面临着上有石油苯价格的下压和下有粗苯价格的上涨，随着发展焦化苯精制的利润空间将越来越小。(4)焦化精制工艺之间的竞争将越来越激烈。2006年前加氢苯工艺无可挑剔的战胜了焦化纯苯工艺，而2007年发展的无硫苯工艺又将与加氢苯工艺展开原料和价格上的竞争，随着技术的发展和提高以小胜

6、大不是没有可能。因此在选择精制工艺的时候一定要慎重。2焦化粗苯加氢精制工艺分析和操作3关键词：焦化粗苯。加氢精制。过程分析。生产控制摘要：焦化粗苯加氢精制工艺的反应原理进行了一般地分析。结果表明，适宜的反应温度，系统压力和氢分压对加氢精制反应更好，并对延长催化剂的使用寿命起到一定的作用。延长催化剂的寿命，催化剂活性会降低。操作温度和操作压力需要加强。当催化剂老化，产品质量不能达到规定的要求，有必要进行再生催化剂反应以恢复其活性。实际上，对加氢的主要参数已经进行了合理控制。在确保单元操作在连续操作中是安全稳定的时，它有很高的产品回收率，产品质量有了明显的提高。引言昆明焦化煤气制造有限公司5000

7、0吨年的焦化粗苯加氢精制装置建成并于2008十二月投入运营的。这个单元操作引进德国伍德催化加氢精制技术（kkprocess） 1 ，由ACRE焦化耐火工程咨询公司进行总承包建设。在焦化粗苯加氢精制装置中，加氢精制装置是整套生产装置的基础，并且控制加氢反应是关键。其目的是除去不饱和烃，如焦化苯中的硫、氮杂质、含氧化合物，为后续生产单元操作生产纯度在99.95%以上的纯苯产品提供优质原材料，纯甲苯产品纯度在99%以上，纯二甲苯产品纯度也在90%以上。因此，有效地分析加氢反应过程，为生产正常合理控制加氢精制装置，非常重要。焦化粗苯加氢精制工艺分析反应原理。焦化粗苯是从焦炉煤气净化过程 2 中回收的焦

8、炭产物的重要产品之一。粗苯主要包括苯、甲苯、二甲苯等苯系化合物，还含有不饱和有机化合物及少量如硫、氮杂质、含氧化合物。在粗苯加氢精制工艺，如果不能有效地除去这些杂质，在一方面，它们将严重影响产品质量和苯、甲苯、二甲苯等的产量，另一方面，不饱和化合物杂质如苯乙烯会在生产过程中造成设备干扰和发生聚合物的结焦现象，然后影响安全和整个粗苯加氢精制装置的运行和显示经济效率的稳定性。粗苯加氢反应，其不饱和碳氢化合物、硫、氮和氧的化合物和其它杂质在粗苯与氢反应的特定操作条件下（压力，温度，催化剂，氢分压），通过蒸馏产生容易去除的物质，如硫化氢，氨，蒸馏水物质，非芳烃，为了实现粗苯精制的目的。加氢精制过程中设

9、置两个反应堆，即预反应器和主反应器，在不同的反应，催化加氢反应条件是不同的。操作温度。加氢反应温度直接影响加氢精制效果，进而影响加氢反应的产品质量（产品的反应器出口）。由于加氢反应在热力学上是放热反应，提高温度对放热反应是不利，但从动态的角度分析，提高温度可以加快反应速度。正常的工作温度下，其脱硫，脱硝，脱氧，烯烃饱和等反应属不可逆反应，由于杂质含量较低的原料，如烯烃和硫，氮，氧化合物等，反应不受热力学平衡限制，温度上升反应速率明显加快。然而，温度太高，则会导致侧线反应增强，如芳烃加氢反应。苯、甲苯等产品的产量降低。当反应温度的升高，该装置及氢能源消耗消费将明显增加，并且增加了催化剂焦化的可能

10、性。因此，在实际生产中，应根据原材料的性质和产品的要求确定一个合适的反应温度。操作压力。加氢精制过程中反应压力的影响是由氢分压的加氢系统的体现。该系统的氢分压主要是由操作压力决定，循环气与原料的比例，循环气体中的氢气纯度，等等。加氢反应是体积减少的反应。在其他条件不变的情况下，增加系统的压力，反应平衡向前移动，使加氢反应地更彻底。从动力学上说，增加系统的压力，提高反应物的分压，可以加快反应。但工作压力太大，容易导致系统的超高温压力，不利于装置的安全生产。温度和压力是加氢作用的重要影响因素。超高温压力对反应的不好。降低反应温度，增加系统压力，适当增加氢分压对反应更好，并对延长催化剂的使用寿命起到

11、一定的作用。延长催化剂的寿命，催化剂活性会降低。操作温度和操作压力就需要加强。在粗苯加氢精制装置的生产实践中，探索和总结了加氢精制反应中的关键工艺参数，合格的中间产物，氢化产生的BTXS油，为后续生产单元操作提供优质的原料。在保证整个系统的安全稳定运行，产品如苯，甲苯，二甲苯是优质的，主要产品的产量可以达到97.5%以上。该装置的主要技术经济指标优于设计值。3. 设计任务的依据查阅有关资料后大致确定题目，然后经老师指导后修改，确定题目。4主要原材料规格、来源以及水、电、汽等的供应情况（1）原料规格4：含有：苯 80.78%，甲苯14.27%，苯后0.23%，二甲苯2.93%，苯乙烯0.95%，

12、总烷烃0.84%，环烷烃0.37%，甲基环烷烃0.18%，总硫焦化粗苯催化加氢精制纯苯的研究与开发（2）来源：山西焦化集团有限公司（3）水、电、汽供应：主要以附近水库为供水水源，该厂在生产化工产品时能同时发电承担厂区用电。生产装置有年产360万吨的JN60型焦炉6座，配套三个化产回收系统、污水处理系统及公辅设施。蒸汽由烧煤得到。冷却水：供应温度为常温，回水温度为进水温度+10；对于循环冷却水要求回水能直接流到冷却塔顶，不另设接力泵，因此压力设为0.4MPa(G)，供水压力取0.6MPa(G)。电：对输入的动力电源要求，采用单回路电压为280V，频率为50赫兹，允许波动范围±3%。电动

13、机使用380V交流电；正常照明用220/380V交流电，事故照明用220V直流电；电器部分控制，信号及继电器保护用220V直流电。汽：蒸汽分中压蒸汽和低压蒸汽，部分换热器的换热过程需要水蒸气，根据生产需要觉得压力和温度，蒸汽压力取低于1.0MPa(G)，进反应器温度为145，出反应器温度为100；中压蒸汽取2.0MPa(G)。导热油：制氢工序及加氢反应器等部分工号加热器用到导热油，设计温度，250。5.其他本项目厂址位于山西省临汾市洪洞广胜寺附近，有国道，高速公路在附近，交通便利。原料来自自身焦化厂管道运输，产品苯、甲苯，灌装车运，重苯、萃取剂管道运输，萃取剂回收利用。建立初期雨水收集装置处理

14、废水，节省能源。优化换热网络。二、生产工艺和流程确定粗苯的精制最早是采用酸洗法，该法只能部分地脱除粗苯中的含硫化合物（主要是噻吩和杂质），在加工过程中芳烃化合物损失较大（8%10%），其副产废物酸焦油和残渣尚无有效的处理办法，造成环境的污染。随着有机化学工业的迅速发展，对苯系芳烃产品的质量要求很高，酸洗法得到的芳烃产品已无法满足需求，在发达国家该方法早已被淘汰。目前国外用于焦化粗苯精制主要是加氢法：环丁砜法，K.K法，Litol法 Litel法(即高温法)反应温度与反应压力(6OMPa)都很高，对设备、管道、仪表等的材质和质量要求很高，制造难度与投资也大，操作运转过程危险性相对较大。同时该过程

15、把价格较高的甲苯和二甲苯转化为价格较低的苯，经济上不尽合理。环丁砜法和K.K法分别又称溶剂萃取低温加氢法和萃取蒸馏低温加氢法。以粗苯或焦油的脱酚轻油为原料，氢耗较低，加氢反应温度、压力较低，设备制造难度小，很多设备可国内制造，能耗也较少。前者工艺较复杂，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；后者工艺简单，可对粗苯直接加氢，不需要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。环丁砜法用溶剂环丁砜，K.K法用溶剂N-甲酰吗啉。环丁砜法的加氢油先后经液一液萃取和萃取蒸馏分离掉非芳烃，再经连续精馏得到高纯度的苯、甲苯和混合三甲苯产品，二甲苯中非芳烃含量低于2.5

16、%。N-甲酰吗啉法在精馏加氢油时，若想生产高纯度甲苯，就必须经二次萃取蒸馏，否则所得二甲苯中的非芳烃含量达4%，故精馏操作较前者差5经综合比较考虑，本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺，即环丁砜法粗苯加氢精制工艺。方块流程图：加氢加热炉一级反应器脱重组分塔粗苯循环洗涤二级反应器汽化塔 酸性气 重苯稳定塔分离器加热炉 含硫污水萃取塔苯塔甲苯塔 甲苯 苯 非芳烃1.4.2工艺特点粗苯中杂质较多，采用预蒸馏处理分离出重质苯残油，减少系统堵塞现象，有效延长催化剂使用寿命和本装置运行周期。环丁砜法催化加氢工艺对加工的原料适应性强，灵活性大。设计装置可以加工不同原料(重整产物、裂解汽油、氢焦化油及上述混合物)。

17、脱S、N效果好，最小芳烃饱和，芳烃损失小。全部设备可立足国内，不需从国外进口，节省投资，备品备件易解决，建设周期短，投产快，投资收回时间短。采用低温粗苯加氢工艺，装置运行安全性能较高。设计中充分利用工艺生产过程中的余热换热，以降低能耗，提高企业的经济效益。溶剂无毒性，整个工艺过程几乎不产生废渣和废液，基本上消除了三废，环保效果好。装置内各排放点放出的废气经过集中收集后进入废气处理系统，对含硫成分进一步处理，工艺过程中的事故排放气排入火炬进行焚烧处理；废水量很少，并且排入集中的污水处理系统6。三、生产流程简述1.原料处理粗苯经预蒸馏塔分离成轻苯和重苯，重质苯作为产品输送着罐区，塔顶轻苯被送至加氢

18、工序，除去重苯的目的是防止C9以上重组分使催化剂老化。轻苯与补充氢气和循环氢气混合，经加热器加热后，以气液两相混合状态进入预反应器。预反应器中保持部分液相的目的是防止反应器内因聚合而发生堵塞。在预反应器主要是易聚合的物质发生反应，如二烯烃，苯乙烯等，其在催化剂为Ni-Mo及220-230温度和3.5MPa压力下，经加氢饱和，除去二烯烃和苯乙烯，防止其在主反应器内聚合，使催化剂活性降低。主要反应如下7：预反应器出来的气液混合物在蒸发器中与管式炉加热后的循环氢气混合被全部气化，混合气体经管式炉进一步加热后进入主反应器，在主反应器中以Co-Mo型为催化剂，340-380温度和3.4MPa压力下，发生

19、脱硫、脱氮、烯烃饱和反应，主要反应如下7：主反应器结构是双催化剂床层，使用内床层循环氢气冷却来控制反应器温度。主反应器产物经冷却后被注入软水，然后进人分离器，注水的目的与KK法相同，溶解生成的NH4HS、NH4CI等盐类，防止其沉积。分离器把物料分离成循环氢气、水和加氢油。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苯混合。加氢油经稳定塔排出NH3、H2S尾气后进入萃取塔。含H2S的尾气可送入焦炉煤气脱硫脱氰系统。在萃取塔中，以环丁砜为萃取剂把非芳烃脱除掉，汽提塔进一步脱除非芳烃，非芳烃作为产品外卖。回收塔把芳烃与萃取剂分离开，回收塔出来的芳烃经白土塔，除去微量的不饱和物后，

20、依次进入苯塔、甲苯塔，最终得到苯、甲苯、二甲苯。制氢系统与K.K法一致，是以焦炉煤气为原料，采用变压吸附原理把焦炉煤气中的氢分离出来，制取纯度达99.9的氢气。8四、工艺计算书4.1系统物料衡算4.1.1工艺流程图9：4.1.2确定计算任务通过对该系统进行物料衡算，求出循环物流组成、循环量、加氢量、4.1.3基础数据4原料组成：非芳烃（正辛烷+环己烷）0.16%+0.51%=0.67%；不饱和化合物（戊二烯+苯乙烯）0.93%+1.4%=2.33%； 硫化物（吡啶+噻吩）0.22%+0.51%=0.73%；BTX（苯+甲苯+二甲苯）75.09%+ 16.1%+3.71%=94.9%；化合物(主

21、要是1，2，4三甲苯)1.37%，；其中轻苯为除以上化合物，重苯为以上化合物。4.1.4 计算基准10物料衡算中物料流量均以小时作为单位时间。粗苯的年处理量为8万t，年生产能力工作时间定为8000小时，剩余时间为大修、中修时间，产品苯的纯度为99.95%，则每小时生产能力：F=8000000/8000=10000kg/h。以此为依据进行下面计算。 组分分子量 项目正辛烷环己烷戊二烯苯乙烯吡啶噻吩苯甲苯分子量114846810479847892 预分馏塔物料衡算预分馏塔D1,XD如图所示，设计要求馏出液中轻苯的回收率为99.9%，釜液中重苯的回收率为99.99%，饱和液体进料，物系的平均相对挥发

22、度取2.3，则有物料衡算式：联立四式求得： 确定回流比：因为是饱和液体进料，所以有即: （2-1）则 R=1.5Rmin=1.5×0.7756=1.165 预反应器预反应器物料衡算如图所示，氢气的密度取主预反应器平均温度下即230，3.5Mpa时的数值，则。按操作要求11，保证粗苯：循环氢气=1：800的原则， 蒸发器又结合经验即氢气循环量不低于3800m3/h，则氢气循环的量为1.67×3800=6346kg/h，即通入预反应器 氢气总量为F氢 = 6369.45kg/h.蒸发器底残液为进料量1%2%，则 对气相物流衡算： 图预反应器示意图 苯乙烯 + 氢气 苯 + 乙烷

23、 1 2 1 1 X Y Z解得： X=2.69kmol/h Y=Z=1.346kmol/h 戊二烯 + 氢气 戊烷 1 2 P解得： P=2.86kmol/h则: 11.1kg/h 对液相物流衡算： 代入数据求得: 主反应器物料衡算如图2-3所示，对气相物流衡算： 主反应器噻吩 + 氢气 正丁烷 + 硫化氢1 4 1 1 解得： 吡啶 + 氢气 戊烷 + 氨图 主反应器示意图 1 5 1 1 解得： 对液相物流衡算： （因为氢气是过量的，所以转化率取100%）则 高压分离器稳定塔高压分离器及稳定塔物料衡算对液相物流衡算：对气相物流衡算：（回收） 图 高压分离器及稳定塔示意图萃取蒸馏系统物料衡

24、算如图， 萃取精馏塔 其中： 图萃取精馏塔示意图 则： 白土精制塔作物料衡算白土精馏塔如图，由由经验数据知： ，则： ×1图 白土精馏塔示意图解得： 120.6947kmol/h 纯苯精馏塔物料衡算如图所示，本精馏塔设计要求馏出液纯苯的纯度为99.95%，即：纯苯精馏塔馏出液中苯的收率为99%。物系的平均相对挥发度取2.5 。由物料衡算式： 纯苯精馏塔示意图联立上式解得： a. 确定回流比 因为是饱和液体进料，所以有即则： 4.2系统热量衡算4.2.1计算基准 本设计的热量衡算中物料流量均以小时作为单位时间。4.2.2预分馏塔的冷凝器和蒸发器热量衡算 已知数据：泡点进料温度93（经验

25、数值），由于馏出液中二甲苯的含量很低，为简化起见，则馏出液汽化热按苯和甲苯组成计算。 在操作条件下苯、甲苯纯组分的汽化热分别为390kJ/kg和360kJ/kg，摩尔质量分别为。由于是饱和液体进料，则精馏段和提馏段的蒸汽流量 （2-2）即：同理，釜液汽化热按1，2，4-三甲苯计算即 。已知数据如下表2-2：表2-2 不同温度下的比热容温度T/K CP/cal/kmol400k 46.96600k 64.29本计算是在泡点温度下进行的，有内差法计算即则： 已知加热介质及冷却介质的数据： 加热蒸汽的温度为125，汽化热为r=2193kJ/kg，冷凝水在饱和温度下排出 冷却水进出全凝器的温度分别为2

26、0及35，其平均比热容：Cp=4.176kJ/(kg) 再沸器的热损失为其有效传热量的10%；全凝器的热损失忽略不计。计算如下：（1）再沸器的热负荷QB及加热蒸汽消耗量Wh （2-3）加热蒸汽的理论消耗 (2-4) 考虑再沸器的热损失，则加热蒸汽的实际消耗量为：（2）全凝器的热负荷QC及冷却水消耗量WC 冷却水的消耗量 上述计算是在恒摩尔流的假设下进行。4.2.3 纯苯精馏塔的冷凝器和再沸器的热量衡算已知操作条件下的汽液平衡组成及对应的平衡温度如表2-3。表2-3 汽液平衡组成及对应的平衡温度t/ 80.1 85 90 95 x 1.00 0.780 0 .581 0.412 y 1.00 0

27、.897 0.773 0.633本精馏塔中进料组成 由内差法计算即:馏出液汽化热按纯苯计算，查的即 釜液汽化热按甲苯和二甲苯计算，查表知：则： 已知加热介质及冷却介质的数据： 加热蒸汽的温度为125，汽化热为r=2193kJ/kg，冷凝水在饱和温度下排出 冷却水进出全凝器的温度分别为20及35，其平均比热容为：Cp=4.176kJ/(kg) 再沸器的热损失为其有效传热量的10%；全凝器的热损失忽略不计。又有泡点进料，则。计算如下：(1) 再沸器的热负荷QB及加热蒸汽消耗量Wh加热蒸汽的消耗量： 考虑再沸器的热损失 ：（2）全凝器的热负荷QC及冷却水消耗量WC上述计算在恒摩尔流假设下进行。五、主

28、要设备的工艺计算和设备选型纯苯精馏塔的工艺设计5.1设计计算已知精馏段的有关工艺参数如下：气相流量： 液相流量：气相密度： 液相密度：液相表面张力：5.1.1塔径计算由 取板间距则由以上数据查下图史密斯关联图得故 取安全系数为0.7，则空塔气速为 （3-2）按标准塔径圆整后为 D=1.5m塔截面积： 空塔气速： 5.1.2精馏塔塔板数计算理论板数的计算由物料衡算结果可知： 泡点进料的热状况参数： a. 逐板计算法精馏段的操作线方程为： (3-16)因为泡点进料， 提馏段操作线方程为:相平衡方程为： (3-17)用相平衡方程和精馏段操作线方程进行逐板计算，直到时，改用提馏段操作线方程与相平衡方程

29、继续逐板计算，直到为止。因为塔顶全凝器，则 由精馏段操作线方程： 交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程逐板计算，当求得（加料板），改用提馏段操作线方程，当时，第23平衡级为再沸器。即塔内安装22层理论板即可满足分离要求。计算结果如表3-4。 序号 y x 备注 序号 y x 备注 1 0.9995 0.9987 13 0.9568 0.8986 2 0.9991 0.9977 14 0.9449 0.8725 3 0.9986 0.9965 15 0.9308 0.8433 4 0.9979 0.9947 16 0.915 0.8115 5 0.9969 0.9922 17 0.8799 0.

30、745 进料板 6 0.9956 0.9891 18 0.8081 0.6274 7 0.9939 0.9848 19 0.6793 0.4587 8 0.9916 0.9793 20 0.4954 0.282 9 0.9857 0.9649 21 0.3028 0.148 10 0.9808 0.9533 22 0.1567 0.0692 11 0.9745 0.9386 23 0.0708 0.0296 再沸器 12 0.9666 0.9205 表3-4 理论板气液组成计算结果5.1.3实际板数及塔高的计算（1） 泡点温度下物系的粘度计算已知数据表3-5：表3-5粘度数据表 项目 80 9

31、0 0.311 0.286 0.339 0.313在泡点温度84.28下，由内差法计算甲苯的粘度为：解得： 同理，计算二甲苯的粘度为： 解得： 则本物系在泡点温度下的平均粘度为（2） 奥康奈尔关联法计算全塔效率 又有： 则塔的有效高度为：5.1.4溢流装置计算因塔径D=1.5m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下a 堰长Lw Lw =0.7D=0.7×1.5=1.05mb溢流堰高度hw 由 hw=hL-hOW，选用平直堰，堰上液层高度hOW 故 c 弓形降液管宽度Wd和截面积Af ， 由 ，查图3-2， 得 依式，即故降液管设计合理。 弓形降液管的参数图 d 降液管

32、底隙高度ho 则 即 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度为5.1.5塔板布置因D1.5m， 取WS=0.09m ， WC=0.06m5.1.6筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用， 筛孔直径 筛孔按正三角形排列。取孔中心距 ，筛孔数目n为 （3-5） 则 3.2流体力学验3.2.1塔板压降气体通过一层塔板的压降为： （3-6）干板压降为： （3-7）气体通过筛孔的速度为由故 气体通过充气液层的压降式 （3-8）查图12得：液体表面所产生的压降式 （3-9）计算表明，液体表面张力所产生的压降很小，可以忽略不计。每层塔板的 (3-10)3.2.2液面落差对于筛板塔，液面落差

33、很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面差的影响。3.2.3液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从关系 因为苯-甲苯物系属于一般物系，所以取则 而板上不设进口堰， 即故：不会发生液泛现象。5.1.7漏液对筛板塔，取漏液量10%时的气相动能因子为则 稳定系数 ，故无漏液现象。5.1.8液沫夹带由 得 故：在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。5.2塔板负荷性能图5.2.1漏液线前已求得：据此 可做出与液体流量无关的水平漏液线1。5.2.2液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求由 则 (3-11)整理后，如下表3-1：表3-1 液沫夹带计算 0.002 0.0040.006

34、0.0082.0392.0061.9781.953 由上表可做出液沫夹带线2。5.2.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度负荷标准。则 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。5.2.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5.2.5液泛线令 ；联立上式得 忽略，将； （3-12）式中， （3-13） （3-14） （3-15）将有关的数据代入，得故 列表计算如下表3-2：表3-2 液泛计算结果0.0040.0060.0080.0102.6563.5692.482.385由上表数据即可做出液泛线5。5.2.6筛板的负荷

35、性能图根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图，如图3-3所示。图3-3 筛板的负荷性能图1 漏液线 2、液沫夹带线 3 液相负荷下限线 4 液相负荷上限线 5 液泛线在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得，故操作弹性为 所设计筛板的主要结果汇总于表3-3。表3-3 筛板计算主要结果汇总 序号 项目 数值 序号 项目 数值 1 塔径D/m 1.5 13 安定区域宽度WS/m 0.09 2 板间距HT/m 0.45 14 边缘区域宽度Wc/m 0.06 3 溢流型式 单溢流 15 鼓泡区域面积Aa/m2 1.29 4 降液管型式 弓形 16 开孔率 10% 5 堰长Lw/m 1.12 17 空塔气速u/(m/s) 0.979 6 堰高hw/m 0.0466 18 筛孔气速uo/(m/s) 15.51 7 板液上层高度hL/m 0.06 19 稳定系数K 2.64 8