年产1万吨邻二甲苯的生产工艺设计.docx

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1、一前言邻二甲苯（Ortho Xylene）是以煤或石油为原料，通过化学加工和化工分离 而制得，主要用作化工原料和溶剂。最早邻二甲苯是从炼焦的煤焦油中获得，随 着石油化工发展，从石油中衍生得到量不断增多。目前邻二甲苯主要由石油通过 加工来生产。1国外邻二甲苯生产及市场分析邻二甲苯主要用于生产邻苯二甲酸酐（俗称苯酐），苯酐是一种重要的有机 原料，广泛应用于增塑剂、不饱和聚酯树脂、醇酸树脂、染料、医药、农业等行 业。世界邻二甲苯生产及消费现状截至2004年10月。世界上邻二甲苯总生产能 力为440.6万t/a，产量为347.6万吨，装置平均开工率为78.8%。其中亚洲生 产能力为216.2万t/a，

2、产量为179.5万吨，装置平均开工率为83.0%，产能和 产量居世界第一位。世界上最大的邻二甲苯生产国是中国，其生产能力为53.4 万 t/a。全球邻二甲苯需求从1985年180万吨增加到1990年的23 0万吨，同一时期生 产装置能力利用率由74.7%增加到86.3%。9 0年代装置能力利用率预计会有所下 降，这是因为一些计划新建装置已完成，但仍比对二甲苯高，1995年比对二甲苯 高11.3%。然而，由于西方经济衰退，1991年邻二甲苯需求增长减慢。邻二甲苯 平均能力利用率1990年为86.3%，1995年和2000年有可能保持在85%。据SRI预 测，邻二甲苯需求的年均增长率1990199

3、5年为3.3%，19952000年为2.3%。 世界邻二甲苯生产主要集中在发达国家，但新建邻二甲苯生产装置在发达国家不 多，主要在亚洲（除日本以外）和世界其他国家。1995年，世界邻二甲苯生产能力 计划增加45万t/at，总能力达3199kt / a，预计2000年将达3614kt/a。2004年世界最大的邻二甲苯生产商是美国的埃克森美孚公司，其生产能力 为49.0万t/a，约占世界总产能的11.0% ；其次是中国石化集团公司，其生产 能力为40万t / a.约占总产能的9.0%。2004年世界邻二甲苯的消费量为324.6万度吨，总体低于供应量。目前，世 界上用于生产苯酐的邻二甲苯占其总消费量

4、的94%，苯酐的产能及消费量代表着 邻二甲苯的消费量的增减。据美国SRI咨询公司Henry Chinn分析，2004年世界邻 苯二甲酸酐需求年均增长速度为4%5%。预计未来几年仍将继续以这一速度增 长。在未来几年，由于邻二甲苯受下游产品需求的变化。各国、各地区生产能 力将有所改变：由于美国苯酐需求疲软，邻二甲苯消费量萎缩。生产能力变小； 欧洲及亚洲的生产能力及消费量有所上升，预计到2008年，世界邻二甲苯的生产 能力将达到460.3万t/ a，消费量将达到395.8万吨。2国内邻二甲苯生产及市场分析2004年国内邻二甲苯的年生产能力为53.4万t，产量为47.7万吨，消费量为 71.9万吨,进

5、口量为24.2万吨，产品严重短缺。在我国，邻二甲苯主要用于生产 苯酐。苯酐是一种重要的有机原料，用途十分广泛，主要用于增塑剂和醇酸树脂、 不饱和树脂、聚酯多元醇、涤纶树脂的生产，还可用于糖精、颜料、染料、医药、 农药生产的中间体。随着苯酐下游产品应用的不断扩大，特别是随着我国建筑业 和交通、电子、航空业的发展，防腐材料的广泛应用，不饱和聚酯树脂和醇酸树 脂的大量使用，市场出现了好产品供不应求和激烈竞争的局面。以前我国邻二甲苯来源于煤焦。自70年代以来，我国相继引进了芳烃联合生 产装置，生产对二甲苯，同时也为邻二甲苯生产提供原料来源，1993年我国邻二 甲苯产量为9.89万吨。目前，我国邻二甲苯

6、生产主要在中国石化总公司系统，其 邻二甲苯生产厂家及产量分别见表1和表2。表1我国邻二甲苯生产能力生产厂家装置能力.万t/a包头钢铁稀土公司焦化厂0.08辽阳石油化纤公司2.40大庆石油化工总厂0.34金陵石油化工总厂0.40扬子石油化工公司芳烃厂10.002.00齐鲁石化公司稀烃厂总计16.07表2我国邻二甲苯产量（万t）企业名称1990199119921993大庆石化总厂0.210.090.070.13金陵化工公司0.330.310.270.33扬子石化公司0.655.825.294.87齐鲁石化公司2.293.223.113.09巴陵石化公司0.260.240.270.12辽阳石油化纤公

7、司-0.340.241.35总计3.7510.029.259.89巴陵石化公司0.303市场价格分析2004年国内邻二甲苯市场价格从年初开始振荡攀升，10-11月保持平稳，年 末有所回落，2004年国内邻二甲苯市场价格从年初的5950元/t逐步上涨到11 月中旬的年内最高价格8900元/ 年平均价格为7400元/ t。国内对二甲苯价格变化主要受以下原因的影响。（1）国际原油和石脑油价格 不断上涨；（2）国际市场行情变化；（3）国内市场供需状况的影响。四季度后期随 着国际原油价格的振荡下滑及下游一些产品价格的回落。国内邻二甲苯价格也有 所下滑。综合考虑国际原油价格、原料成本和需求因素，2005年

8、国内市场邻二甲苯 将出现振荡上升行情，平均价格将高于2004年的平均价格我国邻二甲苯生产商一般采用上下游加工一体化的生产模式，即生产的邻 二甲苯大都供自己下游生产线作原料。将其作为商品的流通量不大。这样保证了 大部分产品都能够及时用于下游生产，不会因为库存或者其它什么原因而导致大 量耗费。4我国邻二甲苯生产技术现状随着我国邻二甲苯下游产品一一苯酐需求量迅速增加，邻二甲苯的进口量 急剧上升，我国邻二甲苯发展滞后的问题明显暴露出来。主要表现在以下几个方 面：1. 生产能力不足。我国邻二甲苯生产能力远不能满足市场需求进口量相对 较大，并且比重有增加的趋势。过分依赖进口，必然受国际市场供应和价格波动

9、的影响较大，不利于自身产业和下游苯酐生产企业整体配套。从而制约我国苯酐 工业健康发展。2. 企业规模偏小。我国邻二甲苯装置生产规模普遍偏小，与世界邻二甲苯 装置生产能力差距较大。随着今后国际上邻二甲苯市场竞争日益激烈，年产5万 吨以下的装置都有被淘汰的可能。因而我国邻二甲苯装置规模结构将在市场竞争 的压力下不断调整。3. 竞争力不强。迄今为止，我国邻二甲苯装置几乎全部从国外成套引进， 致使邻二甲苯装置单位能力投资较大，生产成本高。二工艺流程的选择与确定1生产工艺选择邻二甲苯原料来源邻二甲苯来自于煤和石油，其提取邻二甲苯或二甲苯主要方法有4条途径： 催化重整：主要用来生产芳烃，催化重整产物中二甲

10、苯含量为22%（质 量）。 裂解汽油：它是由液态原料，即石脑油、轻油和重柴油经蒸汽裂解制乙 烯时的联产物，其中二甲苯含量为6.7%（质量）。 煤焦油：主要是煤炭工业和冶金工业的副产物。煤在炼焦炉中高温热分 解生成的气态和液态产物，以气态形式从炭化室逸出，这种气体称为“荒煤气”。 经冷凝、气液分离就得煤焦油。每100t煤炼焦可得到煤焦油4万吨，其中二甲苯 含量为5%（质量）。 甲苯歧化也能得到二甲苯。最近，江苏丹化集团研制成功由裂解C 8芳构化制BTX技术，用于生产二甲苯及其他芳烃。重整产物中混合二甲苯占16%33%。裂解汽油中芳烃含量随裂解原料而不 同，以乙烷、正丁烷、宽馏分石脑油和轻柴油为裂

11、解原料时，生产454kg乙烯时 其C8芳烃分别为0.9kg邻二甲苯、2.34.5kg对二甲苯、22.752.2kg间二甲 苯和38.543.1kg乙苯。BTX/乙烯比例随裂解原料分子量和加工深度的增加而 增加。1990年美国、西欧和日本烯烃厂中BTX/乙烯比例分别为0.089、0.316和 0.313。不同原料来源其C 8芳烃组成也不同，C 8芳烃来源及其组成见表3。表3C 8芳烃来源及其组成（%）组成重整油裂解汽油甲苯歧化煤焦油乙苯153011对二甲苯20152020间二甲苯45405050邻二甲苯20152420第二次世界大战以前，邻二甲苯主要来源于煤焦油。但由于化学工业对邻二 甲苯需求的

12、迅速增长，焦油芳烃已不能满足要求。战后邻二甲苯来源逐渐转向炼 油工业。目前催化重整和裂解汽油已成为世界邻二甲苯的主要来源。美国邻二甲 苯来源主要是依靠催化重整，西欧和日本以裂解汽油为主，这是因为西欧和日本 以石脑油和轻柴油作为乙烯生产裂解原料，其裂解汽油中含有富芳烃。目前，煤 焦油仍是各国最廉价的芳烃来源（主要是苯），而甲苯和邻二甲苯（或二甲苯）则几 乎完全来自于石油。我国石油化工自50年代末期起步，但煤焦油仍是我国芳烃的主要来源。随着 我国乙烯工业和炼油发展，裂解汽油和催化重整将成为我国BTX的主要来源。也 将是邻二甲苯的主要来源。邻二甲苯是由混合二甲苯通过分离而获得。二甲苯来源较广，由练厂

13、得到的 混合二甲苯来自重整装置。由芳烃联合装置得到的为对二甲苯，同时可联产邻二 甲苯。我国生产对二甲苯的芳烃联合装置分别建在扬子石化公司、上海石化总厂、 天津石化公司、辽阳石油化纤公司、齐鲁石化公司和燕山石化公司。除辽阳石油 化纤公司采用美国阿莫科和恩哥哈德联合开发的技术外，其他均采用美国UOP公 司。最近报道，吉林化学工业公司将建40万t/a芳烃联台装置，大连化学工业公 司将建45万t / a芳烃联合装置。邻二甲苯生产工艺一般以重整油和裂解加氢汽油 为原料，经芳烃抽提装置。以环丁砜为溶剂抽提出c 6C 9芳烃，先分离得到苯， 去歧化和烷基化转移，得富含c6和C8芳烃混合物，再回到分馏系统。C

14、8芳烃混 合物经分离得邻二甲苯。1）以混合二甲苯为原料的联产法国外邻二甲苯的生产均与对二甲苯的生产同时进行，即“联产法”。此法对 芳烃联合装置尤为适用。在对二甲苯分离之前先用精馏法将邻二甲苯分离出来。 以白土处理的重整油为原料，与邻二甲苯的生产同时进行（联产法）。因为邻二 甲苯是所需的目标产物，故生产时，在对二甲苯分离之前先用精馏法将邻二甲苯 分离出来。该法是两塔操作，第一塔实现邻二甲苯与其他C8异构体分离。该塔的 塔板数和回流比与邻二甲苯回收率和纯度有关;第二塔实现邻二甲苯与C 8芳烃的 分离.塔板数100块左右。回流比约58,邻二甲苯产品纯度一般为95%或96%。联产法生产邻二甲苯工艺流程

15、如图1所示。组合 二甲苯图1联产法生产邻二甲苯流程根据国外C8芳烃加工经验表明，把混合二甲苯全部异构为对二甲苯，芳烃收 率只有83%，而当联产邻二甲苯与对二甲苯时，其异构化C8芳烃收率可提高到91%。联产法比单产邻二甲苯，其工艺流程简单，投资步，操作费用低，C8芳 烃利用率高，装置操作富有弹性，处理能力增大，具有能耗低和经济效益显著等 优点。2）裂解汽油生产法以裂解汽油为原料生产邻二甲苯工艺流程如图2所示。图2裂解汽油生产邻二甲苯流程以裂解汽油为原料生产邻二甲苯，其加工流程长，收率低，成本高，资源利 用水平低，芳烃损失大。如将裂解汽油进行芳构化制BTX，能大幅度增产芳烃。 使原有芳烃含量从35

16、.6%提高到73.11%，使邻二甲苯含量由裂解汽油芳构前的 1.29%提高到芳构化后的3.39%，增加了邻二甲苯的产量。3）重整油和裂解汽油联合生产法以催化重整油和裂解汽油为原料，联合生产邻二甲苯也是国外生产芳烃或 邻二甲苯的常用方法，其生产流程如图3所示。此流程特点是将催化重整油和裂 解汽油一起来生产邻二甲苯，同时生产苯、甲苯、混合二甲苯和对二甲苯等产品， 生产流程灵活，可根据市场需求调整产品比倒，使资源充分而合理利用.经济效 益显著。流程合理.投资省，能耗物耗低，歧化、异构化与二甲苯生产一体化， 能提高邻二甲苯和对二甲苯产量。4）芳炷非临氢异构化生产法芳烃单产邻二甲苯的异构化工艺流程如图4

17、所示。采用分子筛异构方法，与 精馏配套生产邻二甲苯，流程设备简单，反应温度低.反应周期长，异构化选择性好.二甲苯损失率低，并可同时使原料中乙苯转化。反应不需氢气，能用不切 除乙苯的重整二甲苯为原料，因此具有较大的灵活性，但该法投资高，能耗高和 效益差。随着我国炼油加工和乙烯工业发展。用此法来生产邻二甲苯有待评估。重整产物裂解汽油图3重整油和裂解汽油联合生产邻二甲苯流程汽油邻二甲苯图4 C8芳烃异构化生产邻二甲苯流程c9+芳烃综上所述：邻二甲苯生产方法以与对二甲苯联产工艺为最佳。国外7O年代 以来，新增邻二甲苯生产能力都是与对二甲苯联产，均采用C 8芳烃分离与异构化、歧化联合的工艺。因联产法投资

18、少，C8芳烃利用率高、能耗低、装置可弹性 操作。2工艺流程图图5工艺流程图3主要设备二甲苯精馏塔实现邻二甲苯与其他c8异构体的分离塔顶：除邻二甲苯外的c8芳烃 塔底：富含邻二甲苯的C9以上芳烃液邻二甲苯精馏塔 实现邻二甲苯与c9以上芳烃的分离 塔顶：邻二甲苯塔底：c9以上芳烃4生产原料重整油的组成（百分含量）：非芳烃：30芳烃：70 其中 苯：1525甲苯：C8芳烃；25C9芳烃；5其C8芳烃的组成为： 乙苯：15对二甲苯：20间二甲苯：45邻二甲苯：20故原料重整油中各组分及其含量为（百分含量）：非芳烃：30苯：15甲苯：25乙苯：3.75对二甲苯：5间二甲苯：11.25邻二甲苯：5C9芳烃

19、；5三物料衡算1物料衡算示意图重整油二甲苯精馏塔其他C8芳烃邻二甲苯和C9+芳烃液邻二甲苯和c9+芳烃液邻二甲苯精馏塔*邻二甲苯* c9+芳烃2物料衡算过程1）邻二甲苯生产能力的计算根据设计任务，邻二甲苯生产能力为10000吨/年（100% ）全年为365天，除去大修理，中修理等为65天，则年工作日为：365-65 = 300 天；每天生产能力：1000x 1000/300 = 33333.33 kg/d由于邻二甲苯生产是由混合C8芳烃中分离，故采用连续操作方式生产为好， 则每一小时的生产能力为33333.33/24 = 1388.89kg/h以此作为物料衡算的基准。注：物料衡算过程中，假设两

20、个主要设备中的收率均为 98%，总收率为 96.04%，且二甲苯精馏塔中输出的邻二甲苯和C9芳烃液的纯度为95%，其杂质 为对二甲苯，间二甲苯等，分离所得的邻二甲苯的纯度为95%。2）二甲苯精馅塔的物料衡算.原料液中邻二甲苯的含量为5%，整个过程的总收率为96.04%输入的原料液的量为1388.89/（0.9604 x 0.05） = 28923.16 kg/h其中纯邻二甲苯和C9以上芳烃量为28923.16 x 0.1 = 2892.32kg/h其他 C8 芳烃等杂质量为28923.16 - 2892.32 = 26030.84kg/h.由重整油的组成可知，邻二甲苯和C9以上芳烃占重整油总量

21、的10%，该过程 的收率为98%.输出的邻二甲苯和C9以上芳烃液量为28923.16 x0.1 x0.98/0.95 = 2983.65kg/h其中纯邻二甲苯和C9以上芳烃量为2983.65 x 0.95 = 2834.47kg/h其他 C8 芳烃等杂质量为2983.65 - 2834.47 = 149.18kg/h输出的其他 C8 芳烃量为28923.16 -2983.65 = 25939.51kg/h其中纯邻二甲苯和C9以上芳烃量为2892.32-2834.47 = 57.85kg/h其他 C8 芳烃等杂质量为25939.51-57.85 = 25881.66kg/h3）邻二甲苯精馅塔的物

22、料衡算.输入的邻二甲苯和C9以上芳烃液量为2983.65kg/h,纯度为95%,且其中的邻二甲苯和c9以上芳烃的质量比为1:1.输入纯邻二甲苯的量为2983.65 x 0.95 x 0.5 = 1417.235kg/h其中纯C9以上芳烃液的量2983.65 0.95 0.5 = 1417.235kg/h其他C8芳烃等杂质量为149.18kg/h.该过程的收率为98%，分离所得的邻二甲苯的纯度为95%。.输出的邻二甲苯液量为其中纯邻二甲苯的量为C9以上芳烃和其他杂质量为 输出的C9以上芳烃量为 其中纯邻二甲苯的量为C9以上芳烃和其他杂质量为1417.235 x 0.98/0.95 = 1461.

23、99kg/h1461.99 x 0.95 = 1388.89kg/h1461.99-1388.89 = 73.10kg/h2983.65-1461.99 = 1521.66kg/h1417.235 -1388.89 = 28.345kg/h1521.66 - 28.345 = 1493.315kg/h表4二甲苯精馏塔的物料衡算表输入输出物料名称成分组成及成分 流量kg/h总流量 kg/h物料名称成分组成及成分 流量kg/h总流量 kg/h重整油原料邻二甲苯和c9+：2892.3228923.16邻二甲苯和C9+邻二甲苯和c9+：2834.47C8:149.182983.65C8：26030.8

24、4C8邻二甲苯和c9+：57.85 C8:25881.6625939.51总进料28923.16总出料28923.16表5精二甲苯精馏塔的物料衡算表输入输出物料名称成分组成及成分 流量kg/h总流量 kg/h物料名称成分组成及成分 流量kg/h总流量 kg/h邻二甲苯和C9+邻二甲苯：1417.2352983.65邻二甲苯产 品纯邻二甲苯：1388.891461.99C9+:1417.235C9+及其他:73.10c8和杂质：149.18c9+液纯邻二甲苯：28.3451521.66C9+及其他：1493.315总进料2983.65总出料2983.65结论：物料输入输出平衡注：物料平衡表中的c

25、8指的是除邻二甲苯外的c8芳烃；表5输出的物质中C9+及其他包括C9+芳烃及除邻二甲苯外的C8芳烃和杂质.四精馏塔设计计算工业上常用的错流塔板可分为三类：泡罩塔，筛板塔及浮阀塔。泡罩塔操作弹性大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳 定可靠，但是结构复杂，造价高，生产能力及板效率较低。筛板塔结构简单，造价低，生产能力大，传质效率高，但是筛孔易堵塞，不 宜处理易结焦，粘度大的物料。浮阀塔兼有泡罩塔和筛板塔的优点，结构简单，造价低，生产能力大，操作 弹性大、板效率高等。综合各方面因素，故选用浮阀塔。1塔板数的确定采用泡点进料，将原料液通过预热器冷却后送入精馅塔塔顶上升蒸汽采用全 凝器冷

26、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冷却后送至储罐。根据物料衡算结果可知:邻二甲苯精馅塔的原料液的组成为:=47.5%1417.2351417.235 x 2 +149.18塔顶馅出液的组成：95% 塔底釜液的组成：1.86%故其摩尔分率如下:ox的摩尔质量 MA = 106.17kg/kmolC9+芳烃的摩尔质量MB =120.19kg/kmol（C9+芳烃按C9H12取摩尔质量）X =5，3“=0.506F 0.475/106.17 + 0.525/120.190.95/106.170.475/106.17XD 0.475/106.17 + 0.05/120.190.0

27、186/106.17=0.956X W = 0.0186/106.17 + 0.9814/120.19 -侧1因邻二甲苯产品纯度为95%.用Antoine方程求得：塔顶进了和塔底条件下，纯组分的饱和蒸汽压PiO如下:组分 塔顶进料塔底ox 362.31117.22877.95C9+270.3882.55702.36所以塔顶相对挥发度：a =彖=1.34D P0B进料：a =1.42塔底：a w=1.25全塔平均相对挥发度为：a = Ja d a f = 1.294 精馏段平均挥发度：a =a a = 1.379所以最小回流比为：_oLx2 min a- 1 Xf 1 - Xf10.956 1.

28、294(1 - 0.956)=1.294 -1L 0.5061 - 0.506=6.03NminY1 x l|W )lg a m0.956 V1 - 0.021)0.021 J 5s,故降液管尺寸可用 降液管低隙高度h0h =h=0.0310 3600/ ul uw 0 w 0h - h = 0.043 - 0.031 = 0.012m 0.006m故降液管低隙高度设计合理.2）塔板布置 塔板的分块因D 800mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分4块 浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0= 10,则孔速U0为F 10_ _ .u = 5.8m / s0v2.95V每层塔板上的浮阀数，孔阀直径d0

29、=0.039N= E6-166d2u x(0.039)2 x 5.8400 4取边缘区厚度WC=0.06m,泡沫区厚度Ws=0.10，则塔板上的泡沫区面积为一,* 一x 2 +R 2 arcsin 180RD1.4其中 R=一 一 W 一 0.06 0.64m2 c 2x= % (Wd + W )= (0.174 + 0.10) 0.426m一. ， 0.426所以 A = 2 0.426j(0.64)2 (0.426)2 + 面(0.64)2 arcsin=1.00m2浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m, 则可估算排间距t.即t = a = 0.08

30、m = 80mmN166 x 0.075因塔板采用分块式，各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓区面积，因 此排间距不宜采用80mm,而应小于此植，故取t =65mm=0.065m,按 t=75mm, t =65mm.以等腰三角形叉排方式作图。排得阀数170。按N=170重新核算孔速及阀孔动能因数1.146gu0= = 5.65x（0.039）2 x 1704F0=u0= 5.6 x v255 = 9.7阀孔动能因数F0变化不大，仍在9 - 12范围内塔板开孔率=兰=。.745 x 100% = 13.2% u 05.656塔板的流体力学验算1）气相通过浮阀塔板的压降h = h + h1 + h

31、。 干板阻力空*巫井8ocP 2 2.95因 . h = 19.9 = 19.9 x 对50”5 = 0.033m液柱cp812L 板上充气液层阻力本设备分离邻二甲苯和C+芳烃的混合液，液相为碳氢化合物，故取充 9气系数e o = 0.5.气=s hL = 0.5x0.06 = 0.03m液柱 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计因此，与气体流经一层浮阀塔板的压降所相当的液柱高度为h = h + 七+ h/ 0.033 + 0.03 = 0.063m液柱贝V 单板压降kP = h p g = 0.063 x 812 x9.81 = 502P 0.7kP （设计允许值） p Laa2）

32、淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中液层高度H 中区+ h ）H = h + h + hd hp :与气体通过塔板的压降所相当的液柱高度h = 0.063m 液柱 液体通过降液管的压头损失，上。板上液层高度hd = 0.1532=0.153 x(0.0037 、k 0.924 x 0.03 )2=0.00273m 液柱h = 0.06m. Hd = 0.063 + 0.06 + 0.00273 = 0.126m取 4= 0.5，又已选定 H = 0.40m , h = 0.043m Tw则 4(HT + h ) = 0.5 x(0.40+0.043)= 0.22mh色h+hw),符合防

33、止淹塔的要求3）雾沫夹带V ：一匕一 +1.36L Z泛点率=堂x 100%KCFAbV .：泛点率=P L PV x 100%0.78 KCfAt板上液体流经长度 Z = D - 2Wd = 1.40 - 2 x 0.174 = 1.052m板上液流面积 A = At 2 Af = 1.539 2 x 0.111 = 1.317m 2因邻二甲苯与C +芳烃为正常系统，取物性系数K = 1.09又由泛点负荷系数C = 0.12，将以上数值代入泛点率公式得 F0.146 ：295 +1.36 x 0.0037 x 1.052泛点率=、812 - 25x 100% = 47.1%1.0 x 0.1

34、2 x 1.3171.146 泛点率=2.95812 - 2.950.78 x 1.0 x 0.12 x 1.539x 100% = 48.1%.两泛点率都在80%以下.可知雾沫夹带量能满足e 0.1炫（液）/kg（气）的要求V由式（1）知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取LS值。依式（1）算 出相应的VS值列于本例附表2中。据此可做出雾抹夹带线（1）附表2Ls/(m3/s)0.0020.010vs/(m3/s)2.0391.8497塔板负荷性能图1）雾沫夹带线V ; 一已一+1.36L Z 因为泛点率=T ：广七二KC A按泛点率为80%计算如下Vs812 - 2.952.95 一 一+1

35、.36L x 1.052x 100% = 80%1.0 X 0.12 X 1.317整理得 0.060气 + 1.43L = 0.126V = 2.086 - 23.692L、（1）2）液泛线=h + h + h = h + h + h + hp L d c 1 L d其中 h = 5.34, h =s h , h = 0, CPl 2g10 L v7 z 2.84 L + 0 0广 1000 Twp 口2L2.843600L+ h ) = 5.3-2X + 0.153-)2 + (1 + s )h + E()2/3p 2g l h0- 1000 lLw 0w再根据已知的数据简化得0.0255

36、V; = 0.1555 -199.12L -1.0545L或V2 = 6.1 - 7808.6Ls - 41.35L（2）在操作范围内取若十个LS值，依式（2）算出相应的VS列于本例附表3。附表3LS/(m3/s)0.0010.0050.009VS/(m3/s)2.3832.1671.918据表中数据做出液泛线3）液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5秒，故液体在降液管内停留时间为3600A H一l sh以o=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则（L ）= AfH = 11 * 0.40 = 0.00888m3 /s（3）s max 55故在VS-LS图上液相负荷

37、上限线为竖直线（3）4）漏液线Pv对于F1型重阀，依F0 = %JW = 5计算，则旦兀一又知 V = d 2 N0s 4 00一丸5所以 V =_ d 2N-=s 4 0 VP V(0.039)2 x 170x = 0.591m3/s(4)v2.95以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则（V ） min = d 2 Nu = d N = xs 4 004 0：p 4据此可作出与液体流量无关的水平漏液线（4）5）液相负荷下限线于堰上液层高度h。w=0.006m作为液相负荷下限条件，依、的计算式计算出LS 的下限值。284 研3600（匕、3/2 = 0.0061000 lW取E = 1则=0.008m 3/s=W * 1000）3/21 =（一006 X 1000）3/2 x 些2.84 x 136002.843600据此做出液相负荷下限线（5）分别在塔板负荷性能图上作出（1）、（2）、（3）、（4）、（5）共5条