化工工艺学课程设计-80000吨年环氧乙烷反应系统工艺设计概要.doc

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1、 化工工艺学课程设计 设计题目80000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计系 别化学与材料工程系专业/班级化学工程与工艺/XXX学 号 姓 名 XXX指导老师 XXX化工工艺学课程设计课程设计目的：是对学生所学的专业理论知识及某些专业技能的综合利用与实践，使学生能理论联系实际，也是进行化工开发和过程研究的必要准备。培养学生综合运用各方面的知识与技能解决实际工程问题的创新能力。课程设计内容：针对性地选择“乙烯氧化法生产环氧乙烷工艺”，从工艺角度出发对其生产过程和主要设备进行物料衡算、热量衡算、塔设备简捷法计算、换热器设计等工艺计算；对乙烯氧化固定床列管反应器进行计算；对吸收塔中各组分的吸收情况进行计

2、算；并绘制乙烯直接环氧化生产环氧乙烷的带控制点的工艺流程图，书写设计任务书。设计题目：80000吨/年环氧乙烷反应系统工艺设计 （1）空气氧化法包括：制气（吸收塔）、合成(固定床列管反应器)、精制（精馏塔）（2）氧气直接氧化法包括：合成(固定床列管反应器)、精制（精馏塔）要求：至少画一张工艺流程图，一张主设备图目录第一章 前言1.1 环氧乙烷概述.61.2 环氧乙烷生产方法概述.71.3 环氧乙烷生产原理.81.3 环氧乙烷工艺流程.10第二章 塔设备的概述2.1 概述132.2 板式塔与填料塔的比较132.3 塔板选择13第三章 设计方案简介3.1 装置流程的确定153.2 操作压力的选择1

3、53.3 浮阀标准153.4 设计草图16第四章 物性计算4.1 塔的物料衡算174.2 塔板数的确定174.3 精馏塔的工艺条件及有关数据的计算19第五章 塔的主要工艺尺寸计算5.1 塔径的计算245.2 精馏段地有效高度计算25第六章 塔板的主要工艺尺寸计算6.1 溢流装置计算.266.2 塔板布置.276.3 开孔区面积计算.276.4 阀孔计算及排列.28第七章 塔板的流体力学验证7.1 塔板压降.327.2 液面落差327.3 液末夹带及泛点率327.4 漏液点337.5 液泛（淹塔）情况.33第八章 塔板负荷性能图8.1 漏液线368.2 液相负荷下限线368.3 液相负荷上限线3

4、68.4 液末夹带线368.5 液泛线.37第九章 塔的结构与附属设备9.1 塔体结构.429 附属设备计算及选型.42附录：1 浮阀塔设计计算结果.442 主要符号说明.473 设计小结.484 参考文献.49板式精馏塔设计任务书一、 设计题目：环氧乙烷-水精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、 设计任务：生产能力（进料量） 80000 吨/年操作周期 XXXX 小时/年进料组成 40% （质量分率，下同）塔顶产品组成 99%塔底产品组成 1%2、 操作条件操作压力 4kPa （表压）进料热状态 自 选单板压降 0.7 kPa全塔效率 ET=56回流比 自 选3、设备型式 筛板塔板4、

5、厂 址 安徽地区三、设计内容：1、 设计方案的选择及流程说明2、 塔的工艺计算3、 主要设备工艺尺寸设计（1） 塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2） 塔板的流体力学校核（3） 塔板的负荷性能图（4） 总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、 辅助设备选型与计算5、 设计结果汇总6、 工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、 设计评述第一章前言1.1环氧乙烷概述3低级烯烃的气相氧化都属非均相催化氧化范畴。催化剂为毫米级或微米级微粒，它们分别用于固定床或流化床反应器。烯烃气相氧化可制得很多有用的有机化合物，其中比较重要的有乙烯环氧化制环氧乙烷、丙烯氧化偶联制丙烯腈、丙烯环氧化制环氧丙烷以及丁烯氧化制顺丁烯酸酐（

6、俗称顺酐）等。环氧乙烷是乙烯工业衍生物中仅次于聚乙烯而占第二位的重要有机化工产品。它除部分用于制造非离子表面活性剂、氨基醇、乙二醇醚外，主要用来生产乙二醇，后者是制造聚酯树脂的主要原料，也大量用作抗冻剂。现在几乎所有的环氧乙烷都与乙二醇生产相结合在一起，大部分或全部环氧乙烷用于生产乙二醇，少部分用于生产其他化工产品。表1.1环氧乙烷的物性数据项目数值项目数值沸点（101.325kPa）,K283.6生成热,kJ/mol熔点,K160.65蒸汽71.13密度(20),g/cm30.8711液体97.49折射率nD71.3597熔融热,kJ/(g.mol)5.17临界压力,MPa7.23水中熔解热

7、（横压）,kJ/mol6.3临界温度,K468.9(283.6K),kJ/(g.mol)25.543爆炸极限（空气中），%（体积）2.6-100着火温度,K702闪点，Tag法,开杯，K255自燃温度,K644介电常数13.71表面张力（293K),mN/m24.3电偶极矩，c.m6.34*10-80导热率（蒸汽25），J/(cm.s.K)0.0001239比热容(298K),kJ/(kg.K)1.96黏度，mPa.s 273K0.31燃烧热(298K,101.3kPa),kJ/mol1.304283K0.28表1.2不同温度下环氧乙烷蒸汽压温度，K蒸汽压，kPa温度，K蒸汽压，kPa温度，K

8、蒸汽压，kPa23383329301539320124615013030214133022532528313029433422263419333305245357627365753538779346872928310132373139表1.3环氧乙烷水溶液闪点环氧乙烷，%（质量）闪点（闭杯），K环氧乙烷，%（质量）闪点（闭杯），K130452713276表1.4环氧乙烷水溶液的物理性质环氧乙烷，%（摩尔）相对密度凝固点，K沸点，K环氧乙烷，%（摩尔）凝固点，K沸点，K01000273373214283629410099932723343290282429221099862716（低共熔点）33

9、138028128944099732788315648827912886709959282131162127692869328363057862732851492843（最高）30010016072836表1.5环氧乙烷在水中的溶解度压力溶解度，ml/mol压力溶解度，ml/molKPa278K283K293KKPa278K283K293K2045332066724017810126760462980294134401057649933170533162120741013195表1.6环氧乙烷-水体系汽-液平衡数据（101.3kPa）温度K环氧乙烷，%（摩尔）温度K环氧乙烷，%（摩尔）液相汽相

10、液相汽相373100289521098163231408600273143298533107659372851875988830468295952846951792730419596482835100010001.2环氧乙烷生产方法概述10工业上生产环氧乙烷有两种生产方法：氯醇法和直接氧化法。直接氧化法氛围空气法和氧气法，工业装置目前基本上均用直接氧化法生产环氧乙烷。（1）氯醇法本法于1925年由美国联碳公司（UCC）首先实现工业化。生产过程包括两个基本反应：乙烯与次氯酸反应（俗称次氯酸化）和氯乙醇脱氯化氢反应（俗称环化或皂化）。本法可以采用低浓度乙烯W（乙烯）50%为原料，乙烯单耗低、设备简

11、单、操作容易控制，有时还可联产环氧乙烷。但生产成本高生产1t（产品），需消耗0.9t（乙烯）、2t（氯气）和2t（石灰），产品只能用来生产表面活性剂。氯气和氢氧化钙没有进入产品分子中，而是变成工业废渣，不仅浪费了氯气和石灰资源，而且还会严重污染环境。此外，氯气、次氯酸和HCl等都会造成设备腐蚀和环境污染。因此本法从20世纪50年代起，已被直接氧化法取代。（2）直接氧化法本法于1938年也由美国联碳公司开发成功。由于受当时工业技术水平的限制，直至50年代才开始建造大型工业生产装置。1953年美国科学设计公司（SD公司）建成年产2.7万吨直接空气氧化法制环氧乙烷生产装置，1958年美国壳牌化学开发

12、公司（Shell公司）首先建成以氧气为氧化剂的2万吨/年环氧乙烷生产装置。由于钢铁工业和其他工业大量使用氧气，而化学工业、玻璃和食品工业愈来愈多地使用氮气作惰性保护气体，空气分离装置愈建愈多，规模也愈来愈大，氧气来源渠道多，价格低廉，因此，近25年来，建造的绝大多数生产环氧乙烷的工厂采用纯氧直接氧化技术。纯氧直接氧化技术的优点是由排放气体带走的乙烯量比空气法少，乙烯的消耗定额比空气法小，设备和管道比空气法少。就新建工厂的投资而言，若氧气从外面输入，工厂不需建空分装置，则氧气法的投资比空气法明显降低；若工厂自建空分装置时，经测算，生产能力达到20万吨/年以上时，氧气法的投资仍可比空气法低。中国直

13、接氧化法中绝大多数亦为氧气法，用该法生产的环氧乙烷产量约达40万吨/年。1.3环氧乙烷生产原理101.3.1生产过程中的主要化学反应1.氯醇法（1）次氯酸化反应 主要副反应有：还有生成二氯二乙醚的副反应：次氯酸化反应温度为4060，n（C2H4）：n（Cl2）=(1.11.2):1,即乙烯是过量的。压力对反应没有影响，只需满足克服系统阻力就行。（2）氯乙醇的皂化（环化）反应副反应为： 当有氧化镁存在时，还可能生成少量醛类：工业上除用Ca（OH）2作皂化剂外，还采用NaOH溶液。操作中应将皂化剂缓慢加入氯乙醇中，否则，在碱性介质中生成的环氧乙烷会大量水解生成乙二醇。皂化反应压力为0.12MPa，

14、温度为102105，在此条件下，可保证生成的环氧乙烷立即从液相溢出（环氧乙烷沸点10.7），避免环氧乙烷的水解。2.直接氧化法 主反应为：（1） 副反应有：（2）（3）（4）（5）（6）在实际生产条件下，乙醛很快被氧化生成CO2和水：（7）因此所得反应产物主要是环氧乙烷、二氧化碳和水，生成的乙醛量小于环氧乙烷量的0.1%，生成的甲醛量则更少。但它们对环氧乙烷产品质量影响很大，会严重妨害环氧乙烷的深度加工。因此，在工艺流程中，有专门的脱醛设备将醛脱至符合产品质量要求。从反应（1）和（2）可知，它们虽都是放热反应，但反应（2）释放出的能量是反应（1）的12.5倍。因此必须采用优良催化剂和严格控制操

15、作条件（其中对选择性的控制尤为重要），使（2）反应不会太激烈。否则，若反应（2）进行较快，释放出的热量又来不及传出系统，就会导致反应温度迅速上升，产生“飞温”现象，这不仅会使催化剂因烧结而失活，甚至还会酿成爆炸事故。这一点也是为什么直接氧化法迟迟不能进行大规模工业生产的重要原因之一。1.4环氧乙烷工艺流程101.3.1空气氧化法制环氧乙烷工艺流程简图图1.1 空气氧化法生产环氧乙烷流程图1空气压缩机； 2空气洗涤塔； 3混合器； 4换热器； 5循环气体压缩机； 6第一反应器； 7第一吸收塔； 8环氧乙烷解析槽； 9第二反应器； 10第二吸收塔； 11尾气洗涤塔； 12泵； 13环氧乙烷精馏塔；

16、 14贮槽1.4.1工艺流程说明空气经除尘、压缩后进入空气洗涤塔，在塔中部喷下W（NaOH）=10%15%的氢氧化钠水溶液以除去空气中的硫化物和卤化物。经碱洗后的空气在塔上部用清水洗去夹带的碱沫，然后在混合器中与来自第一吸收塔顶来的循环气混合，再在另一个混合器中与原料乙烯混合，经循环压缩机压缩至2.3MPa左右，再经热交换器与反应器气热交换后，温度升至230，然后进入第二反应器。入反应器的进料组成为：乙烯约为（乙烯）=4.3%，氧约为（氧）=6%，CO2约为（CO2）=11%，氮约为（N2）=78%，其余为少量水和乙烷。反应后的物料（反应气）为240290，反应热通过列管外的水移走，空速700

17、0h-1，乙烯转化率约35%，选择性约68%，单程收率约24%。在大型工厂里有两个副反应器，可使乙烯转化率达到95%，在经济上更为合理。反应气经过换热降温后，进入第一吸收塔，在2.0MPa压力作用下用含乙二醇约为W（乙二醇）=7%的水吸收环氧乙烷。吸收塔釜液含环氧乙烷约为W（环氧乙烷）=1.6%。搭顶排出的气体约为（乙烯）=3%，氧约为（O2）=6%。第二反应器的结构与第一反应器相同，都是固定床列管式反应器，也用水移走反应热。为最大限度的利用乙烯，采用降低空速（3500h-1）的办法，乙烯转化率约为60%，选择性约60%，即单程收率为36%，反应气经换热降温后进入第二吸收塔，用W（乙二醇）=7

18、%的水吸收环痒乙烷，塔釜液约为W（环氧乙烷）=1.25%，与第一吸收塔釜液合并。搭顶排出的气体约为（乙烯）=1%，经预热后与空气混合，用铂-钯/不锈钢作催化剂进行催化燃烧，产生650，1.61,8MPa的气体，进入废气透平发电，废气经降温后放空。抑制剂常用二氯乙烷，分别在第二和第三混合器加入。吸收液含有溶解的CO2（CO2）0.13%及少量乙烯，氧气和氮气等，送入环氧乙烷解吸槽减压解吸，释放出的气体中含有环氧乙烷，在尾气洗涤塔中用W（乙二醇）=7%的乙二醇溶液吸收，未被吸收的气体放空。除去CO2等气体后的环氧乙烷进入精馏塔，塔釜为W（乙二醇）=7%的水溶液，经降温后用作第一、第二吸收塔以及尾气

19、洗涤塔的吸收液，多余者送乙二醇工段蒸发回收乙二醇。搭顶蒸出物经冷凝、冷却为产品环氧乙烷，纯度为98.5%以上。若再经精馏和脱醛可得到环氧乙烷为W（环氧乙烷）=99.99%，醛含量小于10g.g-1的高纯环氧乙烷商品。1.4.2主要设备的介绍及论述XXXXXXXXXX第二章 塔设备概述12.1 概述塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产中广泛采用的优质设备。蒸馏过程常采用板式塔，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。板式塔的传质是通过上升气体穿过板上的液层来实现，塔板开孔率一般占塔截面积的7

20、%-10%，分离效率一般每米理论板最多不超过2级，每个板的理论级压降在0.4-1.1KPa，由于板式塔的操纵弹性受到塔板液泛、液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。2.2 板式塔与填料塔的比较（1） 生产能力单位塔截面积上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。（2 ）分离效率研究表明，在减压，常压和低压操作下，填料塔的分离效率明显低于办事塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔的。（3 ）压力降一般情况下，板式塔的每个理论级压降约在0.41.1kPa，填料塔约为0.010.27kPa，通常，板式塔的压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗。对于精馏过程，可使塔釜温

21、度降低，有利于热敏性物系的分离。（4）操作弹性填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛，液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。（5）结构 ，制造及造价等一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造，维修也较为方面，但填料塔的造价通常高于板式塔。2.3 塔板选择塔板是板式塔的主要物件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业上以错流塔板为主，常用有泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板。本次设计采用浮阀塔，其吸收了前两种塔的优点，具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点。目前在工业应用中，因F1型浮阀已有系列化标准，故常普遍采用F1型浮阀。第三章 设计方案简介3.1 装置

22、流程的确定9 精馏装置包括精馏塔，原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、釜液冷凝器 和产品冷凝器等设备，蒸馏过程按操作形式分为连续蒸馏和间歇蒸馏多种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定的特点，工业中以连续蒸馏为主，间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强的优点，适用于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 精馏是通过物料在塔内多次部分汽化与多次部分冷凝实现的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走，在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置过程时应考虑余热的利用。 另外为保持塔的操作稳定性，流程中用泵直接送入塔原料，塔顶 冷凝装置也可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的装置，工业上以采用全

23、凝器为主，以便于准确的控制回流比。 总之，本此任务是分离环氧乙烷水混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器后送至储罐，该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的两倍，塔采用间接蒸汽加热，塔底产品冷却后送至储罐3.2 操作压力的选择5 精馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏，一般除热敏性物质外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求的，并能用江河水和循环水将馏出物冷却下来的物系，都应采用常压蒸馏，对热敏性物系或者混合物泡点过高

24、的物系，则宜采用常压蒸馏，对于馏出物的冷凝温度过低的物系，需要提高塔压或用深井水、冷冻盐水作为冷却剂，而常压下的物系必须采用加热蒸馏。对于乙醇-水二元混合物的分离加压蒸汽用低压蒸汽，精馏塔塔顶压降4,冷却介质用自来水，单板压降小于0.7。3.3 浮阀标准7浮阀塔是在泡罩塔和筛孔塔的基础上发展起来的，它吸收了两种塔的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔安装有一个可以上下浮动的阀片，气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可以根据气流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型。V-4型及T型，其中以F1型（相当于国外V-1型）浮阀应用最为普遍，本次设计以F1型浮

25、阀为标准浮阀。3.4 设计草图8第四章 物性计算4.1 塔的物料衡算4.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 环氧乙烷的摩尔质量 MA=44.05kg/mol 水的摩尔质量 MB=18.02kg/mol 根据设计任务书给定条件算得：4.1.2原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量4.1.3 物料衡算产品产量 总物料衡算 F=D+W环氧乙烷物料衡算 联立解得 F=973.30kmol/h W=763.02kmol/h4.2 塔板数的确定4.2.1 理论塔板数的求取环氧乙烷水物系属非理想物系，可采用图解法求理论板层数，有手册查得环氧乙烷水物系的汽液平衡数据，并绘出x-y图6绘制x-y关系图如下一页采

26、用作图法求得最小回流比，在图中对角线上自点e（0.214，0.214)作垂线ef即为进料线(q线) ，该线与平衡线的交点坐标为 xq=0.214 , yq=0.526故回流比为取操作回流比为 求精馏塔的气液相负荷求操作线方程为对于精馏段 对于提馏段 用图解法求理论板层数，如图所示，求解结果为 总理论板数 NT =95 （包括再沸器） 进料板位置NF=874.2.2 实际塔板数的求取4 全塔效率 ET=56 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 = 4.3 精馏塔的工艺条件及有关数据的计算4.3.1 操作压力计算塔顶操作压力 每层板压降 P=0.7k 进料板压力 精馏段平均压力 塔底操作压力 提馏

27、段平均压力 全塔平均压力 4.3.2 操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中环氧乙烷和水的饱和蒸气压由安托尼方程计算6。计算过程略，计算结果如下：精馏段平均温度 提馏段平均温度 全塔平均温度 4.3.3 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由 查平衡曲线得 进料板的平均摩尔质量由平衡关系图得 得 塔底平均摩尔质量由图得 精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量4.3.4 平均密度的计算6精馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得提馏段气相平均密度由理想气体状态方程计算得液相平均密度的计算液相平均密度依下式计算，即： 塔顶液相平均密度 的计算 由 得： 进料板的液相平均密

28、度 的计算由 得： 进料板液相的质量分率 精馏段的液相平均密度为 塔底的液相密度 的计算由 得： 塔底液相的质量分率 提馏段的液相平均密度 全塔液相平均密度 4.3.5 液体平均表面张力的计算6液相平均表面张力依计算塔顶液相平均表面张力计算由 得 进料板液相平均表面张力的计算由 得 精馏段液相平均表面张力为塔底液相平均表面张力的计算由t=108.5 得 提馏段液相平均表面张力全塔平均表面张力4.3.6 液体平均粘度的计算6液相平均粘度用 计算塔顶液相平均粘度的计算由 得 所以 =0.143 进料板液相平均粘度的计算由 得 所以 精馏段液相平均粘度 塔底液相平均粘度由, 同理计算得 所以 提馏段

29、液相平均粘度 全塔液相平均粘度 第五章 塔的主要工艺尺寸计算85.1 塔径的计算精馏段的气液相体积流率为提馏段的气液相体积流率为板式塔的塔径依据流量公式计算即 比较精馏段与提馏段可知，两段塔径可取为一样，即都按精馏段的标准计算。计算塔径关键是计算空塔气速u,而u=(0.6-0.8)负荷因子与气液负荷、物性及塔板结构有关，一般由实验确定查史密斯关联图，图的横坐标为取板间距，板上液层高度=0.06，则由史密斯关联图1得 取安全系数为0.75，则空塔气速为 常用地标准塔径为400、500、600、700、800、1000、1200、1400、1600、2000、2200mm。按标准塔径圆整后为200

30、0mm塔截面积为 实际塔气速为 5.2 精馏段地有效高度计算精馏段的有效高度为提馏段的有效高度为因D1000mm，为安装、检修的需要，一般每隔10层设一个人孔。人孔直径一般为500mm,其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔距操作平台1000mm，故此塔需开三个人孔，开人孔的塔板间距为600mm。所以此精馏塔的有效高度为而实际塔板高度还应加上塔底空间、塔顶空间和裙座高度。塔过高可以串联几个低塔进行蒸馏。第六章 塔板的主要工艺尺寸计算8一对于精馏段6.1 溢流装置计算因塔径D=2.0m5故降液管设计合理6.1.4 降液管底隙高度根据经验一般取在此取0.070.25m/s,在此取则 0.006m故降

31、液管底隙高度合理。选用凹型受液盘，深度6.2 塔板布置6.2.1 塔板的分块因故塔板采用分块式查下表 表-4塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔块分块数3456由上表可知塔板分为5块。6.2.2 安定区与边缘区的确定安定区也称边缘区，溢流堰前的安定区作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管，宽度定为 进口堰后的安定区的宽度为 ，其作用是在液体入口处由于板上液面落差，液层比较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量，安定区范围在塔径大于1m时，取 ， 所以边缘区的宽度6.3 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计

32、算，即：其中 0 故 6.4 阀孔计算及排列 本设计处理的物系属无腐蚀性，可选用碳钢Q235（A3钢），板的厚度=3mm,塔盘升气孔为39mm，浮阀一般按正三角形排列， 阀数的确定用 其中取11， 则阀数 （个）按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=457个（按21排计，中间排27个，最外侧排17个） 则t=0.078m则孔速为 开孔率 15%故符合设计要求。二对于提馏段6.1 溢流装置计算因塔径D=2.0m5s故降液管设计合理6.1.4 降液管底隙高度根据经验一般取在此取0.070.25m/s,在此取则 0.006m故降液管底隙高度合理。选用凹型受液盘，深度6.2 塔板

33、布置6.2.1 塔板的分块因故塔板采用分块式查下表 表-4塔径mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔块分块数3456由上表可知塔板分为5块。6.2.2 安定区与边缘区的确定安定区也称边缘区，溢流堰前的安定区作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管，宽度定为 进口堰后的安定区的宽度为 ，其作用是在液体入口处由于板上液面落差，液层比较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量，安定区范围在塔径大于1m时，取 ， 所以边缘区的宽度6.3 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即：其中 故 6.4 阀孔计算及排列 本设计处理的物系属无腐蚀性，可选用碳钢Q235（A3钢），板的厚度=3mm,塔盘升气孔为39mm，浮阀一般按正三角形排列， 阀数的确定用 其中FO取11， 则阀数 （个）按JB1206-71标准，取t=80mm,作图排列，得到N=334个（按15排计，中间排26个，最外侧排19个）