产15.5万吨苯乙烯精馏模拟计算及工艺设计毕业论文.doc

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1、化工与材料工程学院毕业设计 年产15.5万吨苯乙烯精馏模拟计算及工艺设计 An annual output of 155,000 tons of styrene distillation system simulation and process design学生学号091106学生姓名专业班级化工091106指导教师 高 工联合指导教师 教 授完成日期2013.05.28吉林化工学院Jilin Institute of Chemical Technology摘要本设计的内容是年产15.5万吨苯乙烯精馏系统模拟计算及工艺设计，工艺采用连续精馏的方式，使用四个精馏塔，将来自400#工段的脱氢混合

2、液精馏成纯度大于99.7%的苯乙烯产品以及循环乙苯、循环苯、甲苯副产品和苯乙烯焦油。本设计主要以中国石油吉林石化公司苯乙烯车间的工艺参数做参考，并根据吉林市的自然环境、原料来源、交通工具、电力供应等实际情况，对T0403塔所给各个组分的质量分数并经过PRO软件模拟，得出各个塔的理论板数和回流比以及工艺条件，得出本套工艺装置的初试数据。同时本设计完成了苯乙烯精馏工序的物料衡算、热量衡算、并对苯乙烯回收塔（T0403）进行了严格的设备计算。对塔顶冷凝器、塔顶回流罐、所有精馏塔的管进行了详细计算和选型，同时对进料泵也进行了计算和选型。绘制了带控制点的工艺流程图、物料图、设备布置图及管道布置图。关键词

3、：苯乙烯；精馏工艺；PROAbstractThe design of the content is 15.5 million tons of styrene distillation process design, this process using continuous distillation methods, with four distillation columns and a film evaporator, the mixture of dehydrogenation from 400# section distillation of styrene into purity m

4、ore than 99.7% of production, and cycle of ethylbenzene, the cycle of benzene, toluene and styrene by-product of tar. The designs main basis is Jilin Chemical Industrial Company Limited 104 - styrene plant parameters, and according to the natural environment of Jilin City, the source of raw material

5、s, transport, power supply, and so on the actual situation.After the simulation of its PRO software obtained the set of process equipment design .To complete the entire process of the material balance, the styrene separation tower (T0403) for the strict terms of equipment,.The top condenser carried

6、out a detailed calculation and selection, then a preliminary product design of bottom reboilers, pumps and the backflow cans. Drawing craft process diagrams, equipment layout, and layout of pipes.Key Words：Styrene; Technology of Distillation; PRO 目 录摘要IAbstractII第一篇 设计说明书4第 1 章 绪论51.1 设计说明51.2 产品概述5

7、1.2.1 苯乙烯的性质51.2.2 苯乙烯的用途61.2.3 苯乙烯生产原理和贮存61.3 设计地区的自然条件71.4 厂址的选择71.5 生产装置的选择71.6 生产工艺流程81.6.1 全车间生产工艺流程81.6.2 苯乙烯塔生产工艺流程91.7 本岗位主要设备及其作用91.8 三废的来源及处理9第二篇 设计计算书11第 1 章 物料衡算12第 2 章 热量衡算162.1 温度压力的确定162.2 热量衡算16第 3 章 T0403 设备计算203.1 平均密度的计算203.2 液相平均表面张力的计算213.3 液相平均粘度的计算213.4 理论板数的计算213.5 回流比的计算213.

8、6 确定进料位置213.7 精馏塔的塔体工艺尺寸计算223.7.1 塔径的计算223.7.2 精馏塔高度的有效计算233.7.3 溢流装置计算243.7.4 堰长243.7.5 流堰高度243.7.6 弓形降液管宽度和截面积253.7.7 降液管底隙高度253.8 塔板布置263.8.1 边缘区宽度的确定263.8.2 开孔区面积计算263.8.3 浮阀数目及排列263.9 浮阀的流体力学验算273.9.1 塔板压降273.9.2 气体通过液层的阻力的计算283.9.3 液体表面张力的阻力的计算283.9.4 液面落差293.9.5 液沫夹带293.9.6 漏液303.9.7 液泛303.10

9、 塔板负荷性能图313.10.1 漏液线313.10.2 液沫夹带线313.10.3 液相负荷下限线333.10.4 液相负荷上限线333.10.5 液泛线33第 4 章 T0403 塔附属设备的选型与计算364.1 塔顶冷凝器的设计计算364.1.1 确定流体的定性温度和物性数据364.1.2 计算传热负荷Q364.1.3 列管换热器的形式364.2 工艺结构尺寸374.2.1 由内径和流速确定单程传热管数374.2.2 传热管的排列和分程方法374.2.3 壳体内径384.2.4 折流板384.2.5 接管384.3 换热器的核算394.3.1 壳程对流传热系数394.3.2 管程对流传热

10、系数394.3.3 传热系数K404.3.4 传热面积S404.4 换热器内流体的流动阻力414.4.1 管程流动阻力414.4.2 壳程阻力414.5 回流泵的设计与选型424.5.1 泵吸入与排出管线流速424.5.2 管路阻力系数的计算434.5.3 回流泵的选型444.6 罐的选型444.6.1 T0403 塔顶回流罐444.7 管的选型454.6.2 DA401 塔454.6.3 DA402 塔464.6.4 DA403 塔：474.6.5 DA404 塔：48第 5 章 技术经济评价505.1 化工技术经济分析的意义505.2 技术投资指标及基本参数505.3 经济分析53第 6

11、章 主要符号说明59第 7 章 苯乙烯生产的安全规程60结论62附录A 设备一览表64附录B PRO模拟数据66附录C 塔板负荷性能图70参 考 文 献71致 谢72第一篇 设计说明书第 1 章 绪论1.1 设计说明本设计内容是年产15.5 万吨苯乙烯精馏的工艺设计，工艺采用连续精馏的方式，使用四个精馏塔，将来自400#工段的苯、甲苯、乙苯，苯乙烯等混合液精馏成纯度大于99.7%的苯乙烯产品以及循环乙苯、循环苯、甲苯副产品和苯乙烯焦油。1.2 产品概述1.2.1 苯乙烯的性质化学名称：苯乙烯别 名：乙烯基苯分 子 式：C6H5C2H3结 构 式： 分 子 量：104.14外 观：无色透明芳香性

12、液体沸 点：145.14（0.1013 Mpa）凝 固 点：30.63（0.1013 Mpa）闪 点：31自 然 点：（ASTM法）在空气中490，在氧气中450临界温度：374临界压力：3.94 Mpa液体比重：0.9060粘 度：0.731 mPa.S(25)热 容：0.1695 KJ/mol比 热：0.00174 KJ/g燃 烧 热：42.1595 KJ/g折光指数：1.5469与空气混合的爆炸极限：1.16.190（V）聚 合 热：6972.2 KJ/mol（25）汽化潜热：37.0 MJ/ mol溶于乙醇和乙醛，不溶于水1.2.2 苯乙烯的用途苯乙烯，英文简称SM，是石化行业的重要基

13、础原料。是不饱和芳烃中最简单、最重要的成员。苯乙烯主要用于生产苯乙烯系列树脂及丁苯橡胶，苯乙烯系列树脂的产量在世界合成树脂中居第三位，仅次于PE、PVC。苯乙烯还可以生产丙烯腈-苯乙烯二元共聚物（SAN）、不饱和树脂（UPR）、丁苯橡胶（SBR）、丁苯胶乳（SBL）、热塑性丁苯橡胶（SBS）等产品。此外，苯乙烯还可用于制药、染料、农药以及选矿等行业。苯乙烯的均聚物聚苯乙烯(PS)是五大通用热塑性合成树脂之一，广泛用于注塑制品、挤出制品及泡沫制品3大领域。近年来需求发展增长旺盛。苯乙烯、丁二烯和丙烯腈共聚而成的ABS树脂是用量最大的大宗热塑性工程塑料，是苯乙烯系列树脂中发展与变化最大的品种，在电

14、子电器、仪器仪表、汽车制造、家电、玩具、建材工业等领域得到了广泛应用。中国已经成为世界ABS最大的产地和消费市场之一。丁苯橡胶是丁二烯与苯乙烯共聚，是最大的通用合成橡胶品种，也是最早实现工业化生产的橡胶之一。丁苯胶的年耗用量占合成橡胶的首位。1.2.3 苯乙烯生产原理和贮存以苯和乙烯为原料，采用液相烷基化（烃化）法制取乙苯，然后乙苯催化脱氢生产苯乙烯。此反应采用水蒸气为稀释剂，降低乙苯分压使反应向生成苯乙烯的方向进行，乙苯与水蒸汽混合加热，在脱氢催化剂作用下，乙苯高温脱氢制取苯乙烯，并减压精馏制产品苯乙烯。苯乙烯聚合反应的速率随着浓度、温度和时间增加而增加。苯乙烯阻聚剂的加入能够适当减缓其聚合

15、速度，因此在正常精馏操作中，采用有效的阻聚剂，可以防止苯乙烯聚合。即使在环境温度下液相苯乙烯也会聚合，未加阻聚剂的苯乙烯，可以与自身反应或者与氧反应生成苯乙烯-氧共聚物，因此在苯乙烯贮存过程中，也需要加入阻聚剂。苯乙烯精馏工艺中，有两个地方需要加入阻聚剂：一个是精馏塔，一个是产品贮存系统。精馏塔内，苯乙烯的温度可以高达120，阻聚剂主要是为了阻止高温下聚合物的生成。苯乙烯贮存温度通常低于20，聚合反应速率降低，用阻聚剂的主要目的是阻止苯乙烯氧化。在本装置内，精馏塔内使用的阻聚剂是2，4-二硝基-邻叔丁基苯酚(DNBP)，它与苯乙烯焦油一起离开系统，由于DNBP会影响苯乙烯下游工艺，因此它不能带

16、入苯乙烯产品。苯乙烯贮罐使用的阻聚剂是叔丁基邻苯二酚(TBC)，TBC含量太高也会对苯乙烯下游工艺造成影响，因此苯乙烯产品中TBC含量控制在10-15 wPPm。在设计过程中，为降低操作温度，苯乙烯精馏塔均在真空下操作的。此外，把整个精馏塔的压降设计成最低。苯乙烯浓度高的部位（如塔釜和塔顶罐），为减少苯乙烯停留时间，降低聚合物生成，则把容器体积降至最小。苯乙烯液体是无色的。在贮存或运输期间，苯乙烯可能改变颜色，从而影响聚苯乙烯产品。以下原因可引起苯乙烯产品颜色改变：a) 铜或铜合金能形成溶于苯乙烯的铜盐，致使苯乙烯变成绿色或兰绿色。b) 苯乙烯氧化物会在苯乙烯中产生颜色。c) TBC与空气反应

17、形成深颜色的化合物。d) 来自管线或罐的锈，能与TBC反应，使苯乙烯变成黄色或黄绿色。因此，在设计和操作过程中，要避免由于上述原因造成苯乙烯产品带色。1.3 设计地区的自然条件本设计中的苯乙烯车间建在吉化江北化工厂，吉林地区自然条件如下：745.66mmHg，最高气温：36.6，最低气温：-38，平均相对湿度：71%，最深冻土度：1.74 m，最大降雪量：429 mm，平均风速：2.7 m/s，水温15，主导风向：西南，西北，年降水量：765.7 mm。1.4 厂址的选择本车间建于吉林市江北化工区。该厂地处松花江畔，水源充足，水质优良，同时各处均有铁路与全国各地相连，交通便利。而且这里是全国最

18、大的化工基地，有生产乙烯，乙炔，氯化氢（均为产品的原料）的大型车间，原料充足，便利。附近有动力厂，电厂，所需动力蒸汽供应方便，经济合理，特别是化工区地处吉林市的东北部，而该地区的主导风向为西南，西北风，对市区居民的生活及附近的工农业生产均无影响，该厂的下游还有污水处理厂，能将工业，生活污水进行有效的处理。因此该处建厂地址最佳。1.5 生产装置的选择本装置将根据Lummus/UOP在沸石催化剂作用下利用乙烯和苯生产出中间产品乙苯的技术和Lummus/Monsanto/UOP通过乙苯脱氢生产苯乙烯的“经典”苯乙烯生产技术进行设计。本装置采用了一种独特的反应系统以得到高单程转化率和高选择性，同时保证

19、安全，无故障作。本系统，包括蒸汽过热器、过热蒸汽输送管道、反应器和反应器流出物换热器，作为一个机械和热力的整体单元来设计。这种整体的方法带来了安全、紧凑和可靠的设计。本装置是基于使用StyromaxPlus-5型催化剂。这是一种最先进的脱氢催化剂，具有较高大活性和较高的选择性。较高的活性可以使乙苯的单程转化率在较低的运行初期温度就能达到，因此，提高了催化剂的运行时间。苯乙烯蒸馏使用市场上可以得到的阻聚剂。这种阻聚剂比含硫催化剂更有效，并且允许苯乙烯焦油作为燃料进行清洁的燃烧。整个脱氢系统，包括脱氢反应器、多用途废热换热器流出物冷凝系统的压力降被降到最低以在压缩机入口处提供尽可能的压力，同时，在

20、脱氢反应器内提供最低的实际压力。因此，在反应器内可以得到有利于选择性的低压而不提高压缩能和投资。1.6 生产工艺流程1.6.1 全车间生产工艺流程原料苯和乙烯送入烷基化工段的烷基化反应器，在催化剂的作用下进行烷基化反应，反应物流中含有苯、乙苯、多乙苯及残油，乙烯全部反应。烷基化反应器出料送入乙苯精馏工段，分离出苯、乙苯、多乙苯及残油，苯循环回烷基化工段，在催化剂的作用下继续进行反应；多乙苯循环回烷基化工段的转烷基反应器中同苯发生转烷基反应，生成乙苯；残油经装置内利用后作为燃料烧掉；乙苯送入脱氢工段在催化剂的作用下进行乙苯脱氢反应。反应流出物中含有乙苯、苯乙烯、甲苯、苯及苯乙烯焦油，脱氢反应物流

21、送入苯乙烯精馏工段，加入阻聚剂后分离出乙苯、产品苯乙烯、副产品甲苯、苯及苯乙烯焦油，乙苯循环回脱氢工段继续进行反应；苯乙烯焦油作为燃料烧掉。图1-1流程示意图1.6.2 苯乙烯塔生产工艺流程苯乙烯塔（T0403）主要作用是得到产品苯乙烯。阻聚剂TBC从塔顶气相管线及回流加入系统，以防止聚合物的形成。苯乙烯塔在真空下操作。塔顶气相经苯乙烯塔冷凝器（E0409）冷凝，液相进入塔顶罐，不凝气进入真空泵。塔顶罐内的液体经苯乙烯塔塔顶泵（P0406），一部分打回流，其余部分经苯乙烯产品冷却器和苯乙烯产品深冷器冷却后，送入苯乙烯产品贮罐。苯乙烯产品不合格时，送到不合格苯乙烯贮罐。苯乙烯塔再沸器（E0408

22、）用0.35 MPaG蒸汽加热。塔釜液经苯乙烯塔塔底泵（P0405），一部分返回苯乙烯塔再沸器（E0408），提高再沸器的传热效率。塔釜配有至脱氢混合液贮罐的倒空线。1.7 本岗位主要设备及其作用苯乙烯精馏单元使用四个精馏塔和一个薄膜蒸发器（E0401）将脱氢混合液精馏成产品苯乙烯、循环乙苯、循环苯、甲苯副产品和苯乙烯焦油。1.8 三废的来源及处理表1-1 废水来源序号污水来源污水量排放规律1工艺冷凝液过滤反洗水最大20t/h间断排水2设备及地面冲洗水最大3t/h间断排水3机泵冷凝水及生产废水25t/h连续排水4化验室排水2t/h间断排水5NSI污水最大3t/h间断排水6尾气缓冲罐排水2kg/

23、h连续排水7生活污水0.24t/h间断排水苯乙烯装置将配套建设一座污水集水池，收集过滤器反洗水、地面冲洗水、化验室排水及污染雨水等间断排放的废水，同时也收集设备检修洗涤时排除的废水，污水收集池的废水又泵打入油水分离器经隔油处理达标后排入全厂污水管，进入全区污水处理厂进一步处理。表1-2 废渣来源及处理方法序号名称处置周期处理方法数量组成1100#费催化剂8年堆埋36.7立方米沸石2惰性填料8年堆埋1.2立方米氧化铝乙苯单元废气排放主要为抽出苯塔排放的烃化尾气，这股废气排入全厂火炬管网；另外，多乙苯塔及残油供应罐上还会产生一定量的不凝气。苯乙烯单元的废气污染源有脱氢尾气及蒸汽过热炉加热炉烟道气，

24、其中脱氢尾气经处理后在界区内综合利用。第二篇 设计计算书第 1 章 物料衡算随着世界工业的不断发展，生产过程变得越来越复杂，对于衡量生产过程的经济性，合理性等问题，便成为组织生产中的重要问题，化工产品的生产也是如此，生产过程的各项技术指标，例如产品产量，原料消耗量，公用工程的水、电、气的消耗量，联产品和副产品的数量等都是十分重要的工艺指标，为了衡量其先进性、经济性、合理性，就要进行化工生产中的局部或全部的物料衡算和热量衡算。物料衡算是三算中最基本的，因此进行工艺设计时，首先要进行物料衡算，物料衡算的理论依据是质量守恒。化工生产基本采用连续化生产，其特点是不间段、稳定的向反应系统或设备投入物料，

25、同时产出相应的物料，设备中某一区域的反应参数（如温度、压力、浓度、流量）不随时间而改变，局部反应条件可以不一致，但总的条件不随时间变化。物料衡算式：进入系统的物料量=流出系统的物料量+系统内累计的物料量对于连续生产过程，累计=0，此时进=出。由PRO对该操作流程的模拟，可得以下数据，并将其汇总。物料衡算式为： 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，由PRO对该操作流程的模拟可知，T0401物料平衡表总汇如下：表1-1 T0401 进料组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯1.504471.2745.7224甲苯1.02982.7853.2342乙苯31.0 92

26、3828.6287.0128苯乙烯65.01937065.27185.9777焦油1.54471.982.7893全部10029800100284.7364表1-2 T0401 塔顶组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯4.479446.76065.975.7277甲苯2.988298.2753.373.2372乙苯92.36869211.866490.5186.9044苯乙烯0.01505414.9760.0150030.1440表1-3 T0401 塔底组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h乙苯0.100920.0340.0

27、100010.1890苯乙烯97.64761934498.42186.0060焦油0.2012446.6881.482.7918由以上物料衡算数据可知，乙苯/苯乙烯分离塔（T0401）乙苯收率为99.82%，苯乙烯收率为99.99%。其他塔的物料衡算数据：表1-4 T0402进料组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯4.479446.76065.975.7277甲苯2.988298.2753.373.2372乙苯92.36869211.866490.5186.9044苯乙烯0.01505414.9760.0150030.1440表1-5 T0402 塔顶组成表

28、组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯59.919444.663.955.7277甲苯40.077296.97636.053.2285乙苯0.0.0021600.001180.001001表1-6 T0402 塔底组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h甲苯0.00860.800960.0010.0087061乙苯99.289211.499.8286.9044苯乙烯0.0162314.9760.016540.1440表1-7 T0403 进料组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h乙苯0.100920.03

29、40.0100010.1890苯乙烯97.64761934498.42186.0060焦油0.2012446.6881.482.7918表1-8 T0403 塔顶组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h乙苯1.03520.0530.101470.1889苯乙烯99.891934499.9186.0032焦油0.004130.0801280.000268960.0005008表1-9 T0403 塔底组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯乙烯6.0929.05760.0009990.27940焦油93.37446.60899.92.

30、7913表1-10 T0404 进料组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯59.919444.663.955.7277甲苯40.077296.97636.053.2285乙苯0.00040.0021600.001180.001001表1-11 T0404 塔顶组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kgmol/h苯99.7763446.503299.985.7244甲苯0.0223690.9194420.00174550.0099936表1-12 T0404 塔底组成表组分质量分率质量流量摩尔分率摩尔流量wt%kg/h%kmol/h苯0.06

31、8280.25196340.0999850.0032303甲苯99.647296.9399.93.2275乙苯0.035000.1060.00003090.001由以上数据可知：苯乙烯纯度：99.7%，乙苯纯度：99.8%，苯乙烯收率为99.95%。第 2 章 热量衡算2.1 温度压力的确定本设计的泡露点温度均由PRO模拟得到。查的如下数据：塔顶：Kpa K塔底：Kpa K进料：Kpa K因此，可得知精馏塔的精馏段和提馏段的平均温度和平均压力：精馏段：K Kpa提馏段: K Kpa2.2 热量衡算图2-1 热量衡算示意图从PRO模拟的输出结果可得：塔顶平均热容：进料平均热容：塔底平均热容：塔顶

32、温度K下，各组分的气化潜热：， 从PRO模拟的输出结果可得塔顶平均分子量：（1）0时塔顶气体上升的焓：塔顶以0为基准：而 （2）回流液的焓：认为泡点回流进行计算，回流温度（3）塔顶流出液的焓因流出口与回流口组成可认为一样，则平均摩尔热容相等，所以有：（4）冷凝器消耗的焓（5）进料口的焓：（6）塔底残液的焓：（7）再沸器：塔釜热损失为10%，则。设再沸器损失能量，由于，所以加热器实际热负荷：表2-1 热量衡算结果汇项目进料冷凝器塔顶馏出液塔釜产品再沸器热量16964893.297313136.0351494945.80527292266.7621328283.68第 3 章 0403 设备计算本

33、设计的泡露点温度均由PRO模拟得到。查的如下数据：塔顶：Kpa K塔底：Kpa K进料：Kpa K因此，可得知精馏塔的精馏段和提馏段的平均温度和平均压力：精馏段：K Kpa提馏段: K Kpa由PRO模拟得到：精馏段平均摩尔质量:提馏段平均摩尔质量:3.1 平均密度的计算由PRO模拟所得精馏段：提馏段：3.2 液相平均表面张力的计算由PRO模拟所得精馏段的液相平均表面张力：提馏段的液相平均表面张力：3.3 液相平均粘度的计算由PRO模拟所得精馏段液相平均粘度：提馏段液相平均粘度：3.4 理论板数的计算由PRO模拟所得N=25块3.5 回流比的计算由PRO模拟所得R=0.133.6 确定进料位置

34、由PRO模拟所得进料位置为第15块板3.7 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.7.1 塔径的计算表3-1 塔板间距和塔径的经验关系塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.42.4塔板间距/m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.5-0.8精馏段的气、液相体积流率： 由，而，式中C20可由史密斯关联图查出，图的横坐标：取板间距，板上液层高度m则查史密斯关联图，知当时，对其进行校正，即 取安全系数为0.7，则空塔气速：由于板式塔的塔径依据流量公式计算，即 圆整：，横截面积实际空塔气速：提馏段的气、液相体积流率：由， 而 ， 式中C20可

35、由史密斯关联图查出，图的横坐标： 取安全系数为0.7，则空塔气速：则圆整：，横截面积提馏段的实际空塔气速：3.7.2 精馏塔高度的有效计算精馏段有效高度Z精=（N精-1）HT=(14-1)0.8=10.4m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT=(11-1)0.8=8m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，所以精馏塔的有效高度为塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为。，则塔顶空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距，塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距，故取塔底空间为。取封头高度,设裙座的高度则塔的实际高度为H=19

36、.2+1.2+2+1.5+4=27.9m3.7.3 溢流装置计算单溢流的溢流方式，液体流径较长，板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2m的塔中被广泛使用。对于直径较大的塔，常用弓形降液管，凹形受液盘。由于塔径，因此，本设计选用双溢流型弓形降液管，凹形受液盘。3.7.4 堰长取3.7.5 流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度：近似取E=1，则精馏段：取， 提馏段：取，3.7.6 弓形降液管宽度和截面积由，查弓形降液管的参数图，得，故验算液体在降液管中的停留时间,由实践经验，液体在降液管中停留时间不应小于35s，对于高压下操作的易发泡物系，停留时间应更长一些。即：精馏段：提馏段：故：不论

37、在精馏段还是在提馏段，所以降液管设计合理。3.7.7 降液管底隙高度降液管底隙高度一般不易小于2025 mm,否则易于堵塞，或因安装偏差使液流不畅，造成液泛。另外，降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证有良好的液封，一般不应低于6 mm。为液体通过底隙时的流速，据经验，一般取=0.070.25 m/s。精馏段：取降液管底隙的流速0.2 m/s，则 =0.04962-0.0268=0.02282从而精馏段能保证降液管底端有良好的液封。提馏段：取降液管底隙的流速0.25 m/s，则=0.061875-0.005389=0.056486mhow=0.008125 m从而提馏段也能保证降液管底端有良

38、好的液封。3.8 塔板布置表3-2 塔板分块数塔径/mm塔板分块数800-120031400-160041800-200052200-24006因D800 mm，故塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。故塔板分8块。3.8.1 边缘区宽度的确定取，3.8.2 开孔区面积计算开孔区面积故3.8.3 浮阀数目及排列取板孔径=39mm，=3mm,碳钢板，板孔按三角形叉排，取孔中心距为：t=3=339=117mm精馏段：取阀孔动能因子,则孔速为：空塔气速开孔率： 塔板浮阀数目：提馏段：取阀孔动能因子,则孔速为：空塔气速开孔率： 塔板浮阀数目：精馏段：气体通过阀孔的气速：提馏段：气体通过阀孔的气速：3.

39、9 浮阀的流体力学验算3.9.1 塔板压降精馏段：由干板阻力=，=1.67m，查干筛板的流量系数图，知，故液柱提馏段：由干板阻力= ,=1.67，查干筛板的流量系数图，知：,故液柱3.9.2 气体通过液层的阻力的计算精馏段：气体通过液层的阻力由=来计算。 查充气系数关联图得所以=液柱提馏段：气体通过液层的阻力由=来计算。查充气系数关联图得所以=液柱3.9.3 液体表面张力的阻力的计算精馏段：液体表面张力所产生的阻力由计算=液柱气体通过每层塔板的液柱高度：=液柱气体通过每层塔板的压降为：=提馏段：由液柱气体通过每层塔板的液柱高度：液柱气体通过每层塔板的压降为：=所以由以上数据可知，所设计的符合允

40、许值。3.9.4 液面落差对于浮阀板塔，液面落差很小，且本次设计的塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3.9.5 液沫夹带液沫夹带会使板分离效率严重下降，为保持一定的效率应控制液沫夹带量0.1液/气。采用Hunt的经验式：精馏段：取0.1提馏段：取0.1所以本设计中液沫夹带量和在允许范围内。3.9.6 漏液当气体通过筛孔的流速较小时，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板的效率影响不大。精馏段：对筛板塔。漏液点气速由=而实际气速：稳定系数：提馏段：对筛板塔。漏液点气速由=而实际气速：稳定系数：由于K值的适宜范围为1.5-

41、2.0，所以本设计中无明显的漏液。3.9.7 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内请液层高度应为：。是考虑降液管内充气及操作安全的校正系数，对一般物系取0.5，易起泡物系取0.30.4，不易发泡物系取0.60.7。而对于一般物料，取=0.5。精馏段：=，而，且板上不设进口堰，则：液柱液柱由于，故本设计中在精馏段不会发生液泛现象。提馏段： =而，同时板上不设进口堰，则：液柱液柱有以上数据知，故本设计在提馏不会发生液泛现象。3.10 塔板负荷性能图 3.10.1 漏液线对于,依作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 提馏段 由气相负荷的下限值，可作出与液体流量无关的水平漏液线。3.10.2 液沫夹带线由于=0.1液/气为限，求得的关系如下：精馏段：泛点率 取物性系数K=1.0，泛点负荷系数据此可作出负荷性能图中的液沫夹带线。按泛点率80%计算。精馏段 整理得：,即由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，可算出 值。提馏段 整理得：,即在操作范围内，任取两个值，算出相应的值。计算如下表所示：表6-1 雾沫夹带数据精馏段提馏段0.00835.716980.001527.53740.01434.48584