90万吨焦化厂洗苯工段的初步设计

1、化工设计课程设计课设题目90万吨焦化厂洗苯工段的初步设计专业班级学生指导教师目录错误！未找到引用源。课程设计任务书课程设计题目：年产90万吨焦化厂洗苯工段初步设计课程设计要求及原始数据（资料）：1、煤气产率：11.2%,全焦率：79%,一年按365天，一天24小时。2、煤气中杂质组成（煤气的分子量为10.4）杂质：H2s0.02g/Nm3煤气NH30.03g/Nm3煤气HCN0.3g/Nm3煤气苯28.45g/Nm3煤气蔡0.4g/Nm3煤气焦油微量g/Nm3煤气煤气入终冷塔的温度：55C,压力约为1200mmH2O（表压），煤气露点：40C3、 当地大气压：9373.23mmH2O4、 洗油

2、平均分子量：160,洗油密度：1055kg/m5、 公用工程：循环水：32-40C2;低温水：16-23C;饱和蒸汽：5kgf/cm6、 比热：洗油：液相C=（0.403+0.0081t）/1.055kcal/kgC气相（.）i=62.2+0.403tkcal/kg.粗苯：液相C=0.383+0.001043kcal/kgC气相（烙）i=103+（20.7+0.026t）t/82.2kcal/kg.摘要苯是一种具有危害的化学品，在煤气中是一种杂质，如果煤气中含有粗苯，在居民使用中会出现燃烧不完全，冒黑烟等现象，对后续工段的工艺也有影响，同时，粗苯是一种有用的化学品，是重要的化工原料，经过分离可

3、以分离出苯、甲苯、二甲苯等化学品，因此从粗煤气中提取出来粗苯不仅具有环保意义，而且具有经济价值。终冷洗苯工段就是将硫镂工段输送来的粗煤气进行降温冷却，使粗煤气温度降到最佳吸收温度，同时可以脱除粗煤气中的票进行回收，然后送入洗苯塔用洗油进行吸收，将粗苯分离出来。终冷塔设计为两段式，分别用循环水和冷却水进行冷却，洗苯塔采用填料吸收塔进行吸收，使用塑料孔板波纹填料。关键词：终冷洗苯洗油年产60万吨焦化厂洗苯工段设计说明书一、概述1.1 设计依据1.1.1 设计依据依据有关部门下达的设计任务书或可行性研究报告的批文，环境影响报告书的批文，技术引进报告的批文，设计合同，其他文件等。对于本次化工设计课程设

4、计，设计依据是指导老师下达的设计任务书。1.1.2 设计项目名称年产万吨焦化厂洗苯工段初步设计生产能力年产万90吨焦炭，煤气产率：11.2%,全焦率：79%一年按天365,一天24小时。1.1.4生产方法在生产硫钱的回收工艺中，饱和器后的煤气温度通常为左右，而回收苯族姓的适宜温度为左右，因此，在回收苯族姓之前煤气要再次进行冷却，称为最终冷却。在终冷前煤气含蔡约，大大超过终冷温度下的饱和含蔡量。因此，煤气最终冷却同时还有除票作用。回收粗苯最常用的方法是洗油吸收法。为达到的回收率，采用多段逆流吸收法。吸收温度不高于。终冷后的煤气含粗苯，进入粗苯吸收塔，塔上喷淋洗油，煤气自上而下流动，煤气与洗油逆流

5、接触，洗油吸收粗苯成为富苯洗油，富油脱掉吸收的粗苯，称为贫油，贫油在洗苯塔吸收粗苯又成为富油。富油含苯，贫油含苯。1.1.5 主要技术经济指标：粗苯为淡黄色透明液体，比水轻，不溶于水。储存时由于不饱和化合物，氧化和聚合形成树脂物质溶于粗苯中，色泽变暗。粗苯易燃易爆，闪点为，粗苯气在空气中的浓度在（体积）范围内时，能形成爆炸性混合物。1.1.6 设计进度该设计属于化工设计中的初步设计。1.2 生产方法的确定1.2.1 终冷塔冷却方法直接水终冷法直接水终冷法用循环喷洒的冷却水直接与煤气接触，对煤气进行最终冷却。直接水终冷法是焦炉煤气终冷工艺中最通用的一种方法。直接水终冷法分敞开式和封闭式两种。敞开

6、式在煤气终冷前既无脱票也无脱硫脱氟装置。煤气在终冷中脱蔡，煤气中的氟化氢同时大量溶解于终冷水中，氟化氢等有害气体从凉水架上逸散，污染了环境，并且工艺流程复杂。在封闭式流程中，煤气在终冷前已经脱除了煤焦油、奈、硫化氢和氟化氢，且回收了氨，因此工艺流程比较简单。回收氨后约左右的煤气在终冷塔内被循环喷洒的终冷水冷却至，从塔顶排出，去洗苯塔,在终冷水循环系统中设有间接冷却器，用循环冷却水和低温冷却水两端封闭式冷却。终冷塔内产生的冷凝液以终冷水排污方式排出，送往生物托分装置处理。1.2.1.1 间接水终冷法初冷后的煤气进入列管式终冷器内，在管束间自上而下的流动，被管内中冷水冷却至，由下部派出，送往洗苯塔

7、。煤气冷凝液流入器底，用泵抽出，送入终冷器的顶部和中部循环喷洒，以冲洗横管外壁上含沉积物。多余的冷凝液，间歇的送往焦炉煤气初冷流程中的焦油氨水分离器。1.2.1.2 直接油终冷法直接油终冷法以轻柴油为冷却介质，与煤气直接进行冷却。脱去煤焦油、蔡和氨后的煤气,在油终冷塔内被循环喷洒的轻柴油由约冷却至后出塔，送往后续的洗苯塔。轻柴油和煤气冷凝液一起进入油终冷塔下部的油澄清槽，在冷凝液被分离出后用循环油泵送经油冷却器冷却至，入油终冷塔循环使用。油终冷塔分为两段，上段引出的轻柴油用喷洒油泵送入下段喷洒冷却煤气。综上考虑，选用间接水终冷法，因为该系统阻力小，风机电耗低；操作维护简便；无污染；占地面积小，

8、基建费用少。而且由于煤气冷却不直接与水接触，所以无含酚污水的处理。1.2.2 洗苯塔洗苯方法焦油洗油吸收法吸收媒气中的粗苯可用焦油洗油，也可以用石油的轻柴油抽分。洗油应有良好的吸收能力，大的吸收容量，小的分子量，以便在相等的吸收浓度条件下具有较小分子浓度，在溶液上降低苯的蒸气压，增大吸收推动力。终冷后的煤气含粗苯，进入粗苯吸收塔，踏上喷淋洗油，煤气自下而上流动，煤气与洗油逆流接触。洗油吸收粗苯成为富苯洗油，简称富油。富油脱掉吸收的粗苯，成为贫油。贫油在洗苯塔（吸收苯塔）吸收粗苯又成为富油。富油含苯，贫油含苯。塔后煤气中粗苯含量要求低于。煤气温度，贫油温度应略高于煤气温度，以防煤气中水汽凝出1.

9、2.2.2轻柴油洗苯轻柴油洗苯和焦油洗油洗苯的工艺流程一样，但贫油槽的设计应考虑油渣和乳化物的排除。轻柴油洗苯和焦油洗油洗苯相比较，含量低、与水的比重差大、易于油水分离、稳定性好，长期使用时其物理化学性质几乎不变。轻柴油吸收票的能力强，可使洗苯塔出口粗气中含蔡量降低至。但轻柴油吸收苯的能力较低，富油含苯，贫油含苯，因此循环洗油量要比焦油洗油循环量增加，脱苯的蒸气用量也要增多。止匕外，轻柴油洗苯过程中会形成难溶的油渣，易堵塞换热设备，含油渣的油与水易生成乳浊液，影响正常操作，故循环洗油含油渣应低于。1.3 工段组成及生产制度该工段主要由终冷塔、洗苯塔、脱苯塔及再生塔组成，设计范围要求对终冷塔的传

10、热面积设计计算，洗苯塔的工艺设计计算。生产制度是大/年，班组制度（班运转）、小时/班。二、化工计算2.1 生产工艺流程示意图图2-1工艺流程简图计算依据年产90万吨焦炭，全焦率是79%,煤气产率是11.2%,一年生产365天，每天24小时杂质组成如下表所示表2-1煤气杂质组成表杂质含量H2s一一30.02g/Nm3NH3一一一30.03g/Nm3HCN0.3g/Nm3蔡28.45g/Nm3苯0.4g/Nm3焦油微量g/Nm3煤气入终冷塔温度为55C,压力约为1200mm0,煤气露点为40Co当地大气压为。洗油平均分子量为160,洗油密度：1055Kg/m3循环水温度为32-40C,冷冻水温度为

11、16-23C。2.2 终冷塔计算2.2.1 物料衡算2.2.1.1 煤气量及杂质计算1、煤气量的计算根据设计任务书中的焦炭产量及全焦率、煤气产率计算出煤气量:9000000.112.m=127594.937t/年=14565.632Kg/h0.79所以体积产量为：m14565.63233.V=-二Nm.h=31390Nmh：0.452、粗苯量的计算已知粗煤气中粗苯的含量，计算出粗苯量为：m粗苯=28.4531390gh=892476.5gh=892.476Kghmts£892.47633V粗苯二二c”二=m.h=243.2053mh1粗苯3.6673、其余微量杂质量的计算(1) HS

12、的含量:m=0.0231390gh=0.6274Kg/hV=0.6274m3.h=0.4134m3h1.19(2) NH的含量：m-0.0331390gh=0.9411Kgh0.94110.7050.94110.705m3h=1.2401m3.h(3) HCNB含量:m=0.331390gh=9.4110Kgh(4)(4)V=9.4110m3h=9.3077m3h0.932票的含量：m-0.431390gh-12.548Kgh12.5483-3V=mh=31.37m:h0.4所以粗气的含量(不包括水蒸气)为:m'="m=(14565.632892.4760.62740.941

13、19.41112.548)=15481.636KghV'='、V'=(313900.41341.24019.3077243.205331.37)=31675.537m3h4、水蒸气含量的计算已知入口状态下粗气露点为40C,查表可知水蒸气在该温度下的饱和蒸汽压为752.96mmH),设粗气中水蒸气的体积为V水蒸气，则入口段水蒸气体积由下式：752.96x(313：0+V谁气)9373.231200V7K蒸气=2314.4225m3hm水蒸气=2314.42250.8Kgh=1859.804Kgh综上所述，V=V'总，7K蒸气=(31390+2498.632)m3/

14、h=33938.0445m3/hm总=m'总叫蒸气=(15481.6361859.804)Kgh=17341.308Kgh2.3.1.2终冷塔物料衡算1 .预冷段物料衡算假设预冷段出口粗气温度为40C,压力为1200mmH,饱和水蒸气分压为574mm场则预预冷段入口水蒸气体积Vv=31623.622XVv=31623.622X7.376696.411.7684-7.3766=2314.4225m3/h相当于1859.804kg/m3假设预冷段出口粗气温度为30C,压力为1050mm2O(=10.2974kPa),饱和水蒸气分压为4.2474kPa,则预冷段出口水蒸气体积为Vv=(339

15、38.0445-2314.4225)义Vv=(33938.0445-2314.4225)义=1311.0608m3/h4.247496.410.2974-4.2474相当于1053.5310kg/m3在预冷段冷凝的水量为3.1859.8041053.5310=806.2731(kg/m).终冷段物料衡算假设终冷段出口的粗气温度为25C,压力为1000mm2O(=9.807kPa)时，粗气中的水蒸气分压Pv=3.1684kPa,则终冷段出口水蒸气体积为Vv=(33938.0445-2314.4225)义3.168496.49.807-3.1684=972.4151m3/h相当于781.4050k

16、g/m3故终冷塔的冷凝水总量为1859.804781.4050=1078.3991(kg/m3)其中，预冷段冷凝水量806.2731kg/m3,终冷段冷凝水量272.1260kg/m32.3.1.3终冷塔预冷段和终冷段出口粗气组成终冷塔预冷段和终冷段出口粗气组成如下表所示因此，预冷段出口和终冷段出口煤气组成见下表:项目预冷段入口终冷段出口千克/时立方米/时千克/时立方米/时干粗气14565.53139014565.531390水蒸气1053.53101311.0608781.4050972.4151HS0.62740.41340.62740.4134NH0.94111.24010.94111.

17、24012.3.2热量衡算HCN9.4119.30779.4119.3077粗苯892.4765243.2053892.4765243.2053蔡12.5482.195912.5482.1959小计16539.52032908.92316267.39432597.2773冷凝水806.2731-272.1260-2.3.2.1不同温度下干粗气及杂质的比热和水蒸气的始值在进行热量衡算的时候会用到不同温度下的比热，为了就算方便，不同温度下的粗煤气及杂质的比热和水蒸气的始值如下表所示。表2-3不同温度下干粗气及杂质的比热和水蒸气的燃值2.3.2.2预冷段热量衡算温度C比热Kcal/kg.C始值Kca

18、l/kg干粗气苯H2SNHHCN蔡水蒸气200.730.260.240.50.280.31606400.730.260.240.50.280.31613550.730.260.240.50.280.316211.预冷段入方煤气带入热量14565.5X0.73乂55=584804.83kcal/h=2448460.84kJ/h水蒸气带入热量1859.804X2596.7=4829353.047kJ/h粗苯带入热量892.4765乂0.26乂55=12762.41kcal/h=53433.67kJ/h硫化氢带入热量0.6274X0.24X4.1868X55=34.674kJ/h氨气带入热量0.94

19、11X2.112X(273+55)=652.232kJ/h氟化氢带入热量9.411X1.444X(273+55)=4457.35kJ/h票带入热量12.548X0.31X55=213.94KJ/h25c冷却水带入热量(设水量为W为25W故带入预冷段的热量为Q预入=7336391+25/V2.预冷段出方煤气带出热量14565.5X0.73X25=318984.45kcal/h=1335524.095kJ/h水蒸气带出热量1053.5310X2596.7=2735703.95kJ/h粗苯带出热量892.4765乂0.26乂30=6961.09kcal/h=29145.27kJ/h硫化氢带出热量0.

20、6274X0.24X4.1868X30=18.913kJ/h氨气带出热量0.9411X2.112X(273+30)=602.244kJ/h氟化氢带出热量9.411X1.444X(273+30)=4117.61kJ/h票带出热量12.548X0.31X30=116.70kJ/h冷凝水带出热量806.2731X30X1X4.1868=101271.126545c冷却水带出热量(设水量为W为45W故带出预冷段的热量为Q预出=4206383.202+45W令Q预入=Q预出，则W=156500.4kg/h3 .终冷段设18c冷却水量为WkJ/h,则带入终冷段的热量为Q终入=4206383.202+18W

21、2kJ/h4 .终冷段出方煤气带出热量14565.5X0.73乂25=265820.45kcal/h=1112936.667kJ/h水蒸气带出热量781.4050X608.2X4.1868=1989778.88kJ/h粗苯带出热量892.4765乂0.26乂25=5800.91kcal/h=24287.73kJ/h硫化氢带出热量0.6274X0.24X4.1868X25=15.761kJ/h氨气带出热量0.9411X2.112X(273+25)=592.306kJ/h氟化氢带出热量9.411X1.444X(273+25)=3431.34kJ/h票带出热量12.548X0.31X25=97.24

22、7kJ/h冷凝水带出热量272.1260X25X1X4.1868=28483.43kJ/h25c冷却水带出热量(设水量为W)为25W故终冷段出方热量为Q终出=3159526.112+25W令Q终入-Q终出,贝UW=149551.01kg/h2.4洗苯塔计算2.4.1 原始数据原始数据：煤气温度为25C,塔前煤气压力1000mmO,塔后煤气压力为700mmH),从煤气中吸收的粗苯量为892.4765-31390X2X0.001=829.7kg/h。2.4.2 洗苯塔粗气物料衡算出入洗苯塔的促其成分如下表所示:项目入洗苯塔时湿粗气量出洗苯塔时湿粗气量千克/时立方米/时千克/时立方米/时干粗气145

23、65.53139014565.531390水蒸气781.4050972.4151781.4050972.4151粗苯892.4765243.205362.7717.106H2S0.62740.41340.62740.4134NH0.94111.24010.94111.2401HCN9.4119.30779.4119.3077蔡12.5482.195912.5482.1959总计16267.39432597.277315437.687532371.1782.4.3洗油物料衡算1 .湿煤气实际流量入塔时Vi=32597.2773273259829.71=32296.75m3/h2739829.71

24、1000出塔时V2=32371.178273259829.71=32986.52m3/h2739829.71700塔内平均流量V=(32296.75+32986.52)/2=32641.64m3/h洗油量G洗油=i丫油V=1.7X1.055X32641.64=58542.78kg/h油气比i取为1.7L/m3煤气，油密度取丫油=1.055kg/L,V=32641.64m3/h2 .贫富油实际含苯量煤气实际含苯量塔前1=8924746J00032296.75=27.6336g/m362.7710003塔后a2=1,9029g/m32986.52用焦油作为洗油时，与洗苯塔塔后煤气含苯量外相平衡的贫

25、油允许含苯量X（单位为洲足以下公式:0.0224a2乌=1.25(X/Mb)RMmX/Mb(100-X)/Mm式中:口2-出塔含苯量，1.9029g/m3x-洗油含苯量，%M一洗油的平均分子量，160M一粗苯的分子量，82.2P一煤气总压力，mmHgP2-出塔煤气的绝对压力，mmHgPcb一回收温度下粗苯的饱和蒸汽压，mmHg煤气出口压力为R=760+700/12.6=811.47mmHg粗苯饱和蒸汽压Pcb=0.8009Pb+0.1340Pt+0.0310P<+0.0343Ps其中，Pb=119.35mmHgPt=36.67mmHgPx=12mmHgR=4.2mmHS别为纯苯，甲苯，二

26、甲苯，溶剂油在30c时的饱和蒸汽压代入数值求得Pcb=101mmHg于是可求得贫油含苯量x=0.1715%入塔贫油实际含苯量Ci=x/n=0.1705%/1.15=0.1491%则出塔富油含苯量C2=c+苯的回收量/（洗油量+苯的回收量）=1.549%三、主要设备的工艺计算及设备的选型3.1 终冷塔换热面积计算3.1.1 温度差终冷塔冷却水和煤气的温度如下图所示预冷段终冷段煤气55C30c-25c冷去水45C25c-18c10C5c7c10_5预冷段温度差At产气5=7.21Cln5终冷段温度差At2=75=5.94Cln753.1.2 终冷塔基本参数.终冷器基本参数的选取选小45X3管子，管

27、程走冷却水，壳程走煤气3.1.3 传热系数K(1)预冷段传热系数K一、,4525预冷段冷却水平均温度为竺一吏二35C2预冷段传热系数K1计算式为K=1:1111、21212）：2式中:你一粗气到管壁的给热系数;61管壁厚度，取51=0.003mm丫1一钢的导热系数，取丫1=4062管壁垢层厚度(米)02管壁到冷却水的给热系数。(kcal/m2.h。C)ai主要取决于粗气中水蒸气平均含量(体积百分数)，按下式计算：1gai=1.69+0.0246X根据预冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得,2314.42251311.0608、100x=()=5.401733938.044532908.9232

28、lga1=1.69+0.0246X5.4017=1.8229a1=66.51kcal/(m2h-C)=278.461kJ/(m2h-C)管壁垢层热阻取=0.001m2-h-C/kcal12管壁至冷却水的给热系数a2按下式计算M九a2=Nud其中，入一水的导热系数，取入=0.538kcal/(m2h-C)d水管内径，d=0.039mNu=0.023Re"Pr”小计算雷诺准数Re,Re=1000xydv/小，丫为水的重度，丫=994kg/m3,以为水的粘度,=0.7225cP管程内水的流速v=0.1049m/sRe=1000X0.10490.0399940.7225=56286105过渡

29、流时的膜系数平=1-°10=0.8935RePr=3.6x0.997072250.538=4.28于是求得Nu=0.023X56280.8X4.820.4X0.8935=38.66因此，管壁到冷却水的给热系数a2=38.66X0538=533.3kcal/(m2h-C)0.039将以上各值代入K1计算式，得Ki=166.5110.0000750.001533.3=55.60kcal/(m2h-C)(2)终冷段传热系数K2终冷段冷却水平均温度为21.5C1终冷段传热系数&计算式为&=1、121_-''''二：1'1'2,工

30、2式中：a1一粗气到管壁的给热系数；61管壁厚度，取6=0.003mmY'1一钢的导热系数，取y1=406'2一管壁垢层厚度(米)a2一管壁到冷却水的给热系数(kcal/m2.h.C)主要取决于粗气中水蒸气平均含量(体积百分数)，按下式计算:1ga1=1.69+0.0246X根据终冷段进出口粗气中水蒸气体积含量，求得,972.41511311.0608、100,x=()=3.483532597.277332908.9232lga1=1.69+0.0246义3.4835=1.7757a1=59.66kcal/(m2h-C)管壁垢层热阻取=0.001m2-h-C/kcal管壁至冷却

31、水的给热系数a2按下式计算a2=Nud其中，入一水的导热系数，取入=0.538kcal/(m2h-C)d水管内径，d=0.039mNu=0.023Re"Pr”小管程内水的流速v=0.1063m/sRe=1000义0.10630.039997.80.99050.9905=4176过渡流时的膜系数=1-40-=0.8177Re1.8Pr=3.6x0.999父0.9905=6.890.517于是求得Nu=0.023X41760.8X6.890.4X0.817=32因此，管壁到冷却水的给热系数a2=32X0.517=424.2kcal/(m2h-C)0.039将以上各值代入K2计算式，得K2

32、=1=49.52kcal/(m2h-C)110.0000750.00159.66424.23.1.4热负荷量预冷段Q=7336301kJ/h-4206383.202kJ/h=3129917.798kJ/h终冷段Q=4206383.202kJ/h-3159526.112kJ/h=1046857.09kJ/h5.传热面积中、人队匚Qi3129917.7982预伶段F产1=1864.84m11Kl55.607.214.1868次、人次匚Q21046857.092终冷段F2=850.04m12K2149.525.944.18683.2洗苯塔工艺计算及设备选型塔径计算泛点气速：贝恩-霍根公式W；、a|o

33、g()gW；、a|og()gi1MN：2=0.2911.75父在丫m丛丫G?i其中，W泛点气速m/sg重力加速度9.81m/s2a填料比表面积m/m250Y塑料孔板波纹填料，比表面积250,空隙率97%密度75。a/£3干填料因子且=250/0.973:274m13ZL液体流量L=58542.78kg/m3在标准状况下，入塔前密度为pg入=0.499kg/m3出塔后密度为pg出=0.4769kg/m3平均pG=0.4879kg/m3标准状态下，粗气重度丫1=0.4880kg/m3将重度换算成25C,平均压力下的重度：2739829.718503pg=0.4880X父=0.4857kg

34、/m273259829.71故工二0.4857=0.00046：11055G=VSps=32641.64X0.4857=15854.045kg/h故L/G=58542.78/15854.045=3.693211Wf02则log(一)2740.0004616.5.=0.291-1.753.69340.0004689.81得W=3.2005m/s对填料塔而言，操作气速为泛点气速的0.50.85,当v=0.5W=1.60025m/s塔径=2.6866m函4x32641.64v=.3.141.600253600当v=0.85W=2.7204m/s塔径D=j"44>326运二=2.060

35、6mv3.142.72043600取D=3.0m3.2.1 传质面积F=-KP式中，F-吸收面积（米2）;G-吸收粗苯数量，取G=320公斤/时；K-总传质系数（公斤/米2时毫米汞柱）；AP-吸收推动力（毫米汞柱）1）吸收推动力AP塔下部吸收推动力AP1=Pg-PeaR27.3789833.53其中，Pg=0.0224a-1=0.0224=6.2189mmHgMcb82.2Pe=0.01当工0.011.549160101=3.0452mmHgMcd82.2于是有，AP1=3.1737mmHg塔上部吸收推动力ARa2P21.9029811.47八“c一Pg=0.0224=0.0224=0.420

36、8mmHgMcb82.2gMmPcd八0.1491160101,Pe=0.01-m-d-=0.01=0.2931mmHgMcd82.2于是有,AP2=0.1277mmHg根据以上结果，求得吸收推动力Ap=3-1737-0-1277=0.9480mmHg,3.1737ln0.12772)总传质系数K=K必KgKl取K=0.05kg/(m2h-mmHg)Kg气膜传质系数(kg/m2.h.mmHg);Kl液膜传质系数(kg/m2h.mmHg)。3)传质面积传质量：G=829.7kg/hG829.72F=17504.22mKP4)填料0.050.948017504.22=70.1609m2250V=填料比表面积填料高度H哼470.1609一423.143=9.93m填料体积3.2.4 洗苯塔工艺计算塔高的计算设塔底停留时间5min,则qVLtqVLtd2454.45605二=1.45m设上部空间1.2m,釜液到填料支撑板高度为1.2m,裙式支座高度2.5m所