年产15万吨乙苯工艺设计毕业论文

1、年产15万吨乙苯工艺设计with an annual output of 150 thousand tons of ethyl-benzene technology design目录摘要iabstractii引言1第一章 文献综述21.1乙苯的性质21.2产品用途21.3 乙苯在国民经济中的重要性及市场需求2第二章 生产工艺流程设计32.1 由c8芳烃分离乙苯32.2 苯的烷基化生产乙苯32.2.1气液相烷基化法32.2.2气固相烷基化法32.2.3莫比尔巴杰尔法（mobilbadger）42.3工艺参数的确定4第三章 工艺计算53.1物料衡算53.1.1原料乙烯进料量计算53.1.2原料新鲜

2、苯的计算63.1.3循环苯的计算63.1.4络合物计算63.1.5 尾气量的计算73.1.6 烷基化液量的计算83.1.7排出的废络合物83.1.8 机械损失量83.2.热量衡算113.2.1烃化塔带入热量的计算113.2.2 物料带出热的计算113.2.4烷基化反应器冷凝器负荷及冷却水量的计算143.2.5 烷基化液冷却器及冷却水143.3乙苯精馏塔衡算15第四章 苯精馏塔的设计表174.1塔体温度的确定174.1.1塔顶温度174.1.2塔底温度确定184.1.3烷基化液进料温度184.2回流比及实际板数的确定194.2.1回流比的确定194.2.2最小理论板数的确定194.2.3总板效率

3、194.2.4实际板数确定204.3进料板位置的确定204.4气液相负荷及塔径计算204.5溢流装置的设计234.5.1溢流堰长234.5.2溢流堰高234.6降液管的设计234.6.1弓形降液管的宽度和横截面积234.6.3降液管底隙高度244.7塔板的布置244.7.1边缘区宽度确定244.7.2开孔区面积计算244.7.3浮阀数计算及其排列24第五章 塔板流体力学验算265.1压降计算265.2塔板负荷性校核275.2.1极限雾沫夹带线275.2.2液泛线275.2.3降液管负荷上限线275.2.4液相下限线285.2.5气液负荷下限线28第六章 塔高及塔附件的计算及选型296.1 塔总

4、体高度296.2塔体壁厚设计296.3封头设计及人孔选取296.3.1封头设计296.3.2人孔及群座的选取296.4接管计算296.4.1进料管306.4.2塔顶蒸汽管306.4.3回流管径306.4.4釜底出料管径316.4.5再沸气管径31结论32致谢33参考文献34年产15万吨乙苯工艺设计摘要：乙苯是一个重要的中间体，国内大多苯与烯烃烷基化法生产。此次设计以年产15万吨乙苯为生产目标，用无水作催化剂，作助催化剂，通过催化络合物的配置、烷基化反应、络合物的沉淀与分离、中和除酸、粗乙苯的精制与分离等工序得到精制乙苯。根据热力学定律，对乙苯精馏塔进行热量衡算，求得理论塔板数、实际塔板数以及最

5、小回流比。并根据设计要求，对乙苯塔的塔径，塔高、裙座、封头在理论上进行了尺寸计算及选择并且分别对精馏段、提馏段进行了校核，满足设计要求，达到所需要的工艺条件。本论文中对精馏工段的设备进行设计选型，最终采用塔径，塔高为的浮阀精馏塔。设计的重点是生产工艺设计论证、工艺设计计算及设备选型，附有带控制点的工艺流程图，主要设备结构尺寸。关键词：乙苯；烷基化；工艺设计；设备选型with an annual output of 150 thousand tons of ethyl-benzene technology designabstract：ethyl-benzene is an important

6、organic intermediary; people usually get it by alkylations of benzene. anhydrous is used as catalyst with the help of hydrogen chloride in the design aiming at annual output of 150 thousand tons of ethyl-benzene. in this design, fine ethyl benzene could be obtained finally through catalytic complex

7、configuration, alkylations reaction, precipitation and separation of complex, neutralize acid, as well as ethyl benzene refining and separation process. on the one hand, according to the laws of thermodynamics, heat balance of ethyl-benzene distillation obtains theoretical plate number, the number o

8、f actual plate, and the minimum reflux ratio. on the other hand, in order to meet the design requirements and the need of process conditions, the design of ethyl-benzene tower diameter, tower height, skirt, and head size were calculated in theory, chose and checked for rectifying and stripping secti

9、on respectively. by calculating and equipment selection, the tower which owns diameter of 2200mm, height of 21.15m of the float valve column was finished ultimately. the key of the design was mainly focused on the production process design, equipment selection, accompanied with the control points of

10、 process flow diagram and main equipment structure size.key words: ethyl-benzene; alkyl-action; process design; type selection calculation引 言乙苯是一个重要的中间体，主要用来生产苯乙烯，其次用作溶剂、稀释剂以及用于生产二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同时它又是制药工业的主要原料。乙苯的工业生产在世界上有很多方法，但由于资源限制，经济价格昂贵（催化剂）或技术上的落后等原因，采用气液相烷基化法生产乙苯并且以无水三氧化铝为催化剂，此法是国内外最普遍采用的生产乙苯的方

11、法。此次设计以年产15万吨乙苯为生产目标，用无水作催化剂，作助催化剂，通过催化络合物的配置、烷基化反应、络合物的沉淀与分离、中和除酸、粗乙苯的精制与分离等工序得到精制乙苯。基于对现实生活中乙苯用途以及用量的理解以及物料热量守恒定律，进行物料衡算与热量衡算。采用理论计算的方法来对乙苯精馏工段的工艺进行设计，求得理论塔板数为13块、实际塔板数为28块以及最小回流比为0.935。对精馏工段的设备进行设计选型，最终采用塔径2200mm，塔高为21.15mm的浮阀精馏塔。并根据设计要求，对乙苯塔的塔径，塔高、裙座、封头在理论上进行了尺寸计算及选择并且分别对精馏段、提馏段进行了校核，满足设计要求，达到所需

12、要的工艺条件。第一章 文献综述1.1乙苯的性质乙苯（ethyl benzene）是无色液体，具有芳香气味，可溶于乙醇、苯、四氯化碳和乙醚，几乎不溶于水，易燃易爆，对皮肤、眼睛、粘膜有刺激，在空气中最大允许浓度为100ppm1。乙苯侧链易被氧化，氧化产物随氧化剂的强弱及反应条件的不同而异。例如，用强氧化剂或者催化剂作用空气或氧气进行氧化，生产苯甲酸；若用缓和的氧化剂或在缓和的条件下进行氧化，则生成苯乙酮。乙苯的侧链在一定条件下，可从相邻的两个碳原子脱去1mol氢而形成双键，生成苯乙烯2。1.2产品用途乙苯是一个芳香族的有机化合物，主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般

13、被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。尽管在原油里存在少量的乙苯，但大批量生产仍然是在酸催化苯与乙烯反应。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。乙苯也存在与某些颜料中。1.3 乙苯在国民经济中的重要性及市场需求乙苯是重要的化工原料，主要用于脱氢生产苯乙烯，少量的乙苯也用于溶剂、稀释剂以及生产二乙基苯等。当前，全世界乙苯产量已达约万吨，其中的乙苯用于生产苯乙烯。我国乙苯一直供不应求，2007-2008年，中国乙苯消费量就已超过460万吨/年，其中年均进口量超过280万吨。目前，乙苯负压脱氢制苯乙烯是生产苯乙烯生产最常用的方法。苯乙烯主要用于生产聚苯乙烯、abs树脂、san树脂、不饱和聚酯树脂、丁苯橡

14、胶、丁苯胶乳以及苯乙烯系热塑性弹性体等，其中ps是苯乙烯最重要的消费领域。随着我国国民经济快速增长，乙苯作为有机合成中间体的市场需求量将大幅提高。在用量大的新领域，国内市场需求将强劲增长。而整体上我国的乙苯生产能力及产量并不能满足市场的需求3。第二章 生产工艺流程设计乙苯的工业生产在世界上有很多方法，但由于资源限制，经济价格昂贵 （催化剂）或技术上的落后等原因。目前，我国大都采用两大类中几种方法 来生产乙苯。一类是从石油裂解所得的裂解汽油及铂重整所得的重整产物中 所含的 馏分中分离制得；另一类是采用苯和乙烯为原料的烷基化法生产。2.1 由c8芳烃分离乙苯 石油裂解制乙烯、丙烯时副产的裂解汽油，

15、催化裂化制得的裂化汽油以 及铂重整制得的重整油中所得的馏分中都含有一定量的乙苯，将此馏分用超精馏塔进行精馏，可制得纯度达99.7%的乙苯，该法生产乙苯的操作费用相对低廉，但产量太少，而且设备操作费用高。2.2 苯的烷基化生产乙苯 芳烃的烷基化法是指在芳烃分子中，苯环上的一个氢或几个氢被烷基取 代而生成烷基苯的反应，烷基化的主要目的是用来制取乙苯、异丙苯和十二 烷基苯等重要的有机化工原料。苯烷基化法生产乙苯就是采用苯为原料，乙烯为烷基化剂的生产方法，该法在具体生产过程中由于采用的催化剂不同，又可分为以下几种方法： 2.2.1气液相烷基化法 此法是国内外普遍采用的生产乙苯的方法。用无水作催化剂，作

16、助催化剂，反应温度为90100，在常压（或 45）下进行连续操作，反应器的型式多为鼓泡式气液相反应器，在进行烷基化反应的同时，还可进行多烷基的脱烷基反应。该反应原料来源广泛，反应条件温和，转化率高，产品纯度高，废料少，但是催化剂中含有，对设备腐蚀严重，催化剂量消耗大。2.2.2气固相烷基化法 该法采用固体磷酸作催化剂，在温度为230280，压力为4060 条件下进行连续操作。有催化剂廉价且方便、对设备要求不高、操作方便的优点。但是在进行烷基化反应的同时，不能使生成的多烷基苯脱 烷基。为防止高沸点物质生成而使催化剂活性降低，须使用过量苯。因此产率虽可高达99%，但未反应的苯却大量增加，动力消耗较

17、多。 2.2.3莫比尔巴杰尔法（mobilbadger） 1975 年莫比尔公司和巴杰尔公司联合开发了采用zsm5催化剂4（改性沸石分子筛）使苯与乙烯气相烷基化制乙苯的新工艺，新鲜苯与循环苯经预热、蒸发后与烷基芳烃循环液和新鲜乙烯混合，进入莫比尔公司开发的固定床多相催化反应器（两台、其中一台运转、另一台再生），在435450，1.422.84mpa下进行乞相反应，反应气体经三塔分离后可得生产苯乙烯的单体乙苯。 此法的特点是：装置的排气和残液均可提供装置所需燃料的25%，可回收输入热和反应热的95%，用于产生低压及中压蒸汽；过程中不产生污染环境的工艺废物，所用催化剂无腐蚀性等。通过以上对各法的论

18、述和比较及根据我国的具体情况，我采用苯的烷基化法中的气液相法生产乙苯。此法虽在技术上不够先进，但安全可靠，工艺成熟，经济上也较合理。所以，该法目前还是我国生产乙苯的主要方法。2.3工艺参数的确定1.一年工作日按 300天计，一天以24小时计；2苯单耗 0.80吨（纯）/吨乙苯（纯）；3原料苯组成（质量%）：苯 99.00%；甲苯0.95%；0.05%；4苯对乙苯的单程转化率35%； 5.添加量为0.03吨/吨乙苯；循环的络合物量为0.35吨/吨乙苯；新络合物与循环络合物组成相同；6烃化塔操作温度95，操作压力1.3atm7进料温度：精苯及原料气25；循环苯25；新络合物65；循环络合物65；回

19、流苯 40；8冷凝器操作压力1.3atm，尾气在40下冷凝； 9.尾气中除含、外，还含有、苯、甲苯、乙苯、不含二乙苯以上物质； 10烷基化反应器顶部蒸出的芳烃中苯70%、甲苯占20%、乙苯占10%（质量%）；第三章 工艺计算3.1物料衡算主反应： 副反应： 计算基准以每小时生产乙苯量为基准（纯乙苯）损失的乙苯量为1%，则反应原生产乙苯量为：3.1.1原料乙烯进料量计算乙烯理论消耗量： 乙烯实际消耗量： 生成乙苯所用乙烯的量： 生成二乙苯所用乙烯的量： 生成三乙苯所用乙烯的量： 损失部分（尾气损失和机械损失）： 将原料乙烯气组成换算成质量百分数： 原料乙烯气总质量：原料气中的量：原料气中的量：原

20、料气中的量：原料气中的量：共计6433.383 3.1.2原料新鲜苯的计算苯单耗为0.8吨/吨乙苯(纯)计，则原料新鲜苯为：纯苯的量： 甲苯的量： 水的量： 生成乙苯的苯： 生成二乙苯的苯：生成三乙苯的苯：苯的损失量： 生成产物：乙苯的量： 二乙苯的量： 三乙苯的量： 3.1.3循环苯的计算由于苯与乙苯单程转化率为35%，那么（不计回流苯）则：进入反应器的苯： 循环苯量： 3.1.4络合物计算1.新鲜络合物的量因添加新鲜量为0.03吨/吨乙苯，所以新鲜络合物用量：2.循环络合物的计算循环络合物为0.35吨/乙苯，故循环络合物量为：为： 二乙苯为： 多乙苯： 3.1.5 尾气量的计算1.尾气中国

21、惰性气体的量尾气中乙烯为1%，其余由乙烯带入的气体，均不参加反应乙烯： 2.从催化剂带入的尾气由于水的量为： 17005.0690.05%=8.503根据反应 的量： 生成的量： 生成量： 3.尾气中苯甲苯乙苯的量查化工物性简明手册5得苯、甲苯、乙苯的安托因方程取下：苯： （）甲苯：（）乙苯：（）由于回流温度以及尾气温度均为40，即为333.15k，得到：=24.081=0.2377 =2.8626=0.0283假定苯、甲苯、乙苯 均达到饱和值，且不含二乙苯以上的多烷基苯，则有： (3-1)（指苯、甲苯、乙苯以外的气体 指苯、甲苯、乙苯以外的气体饱和蒸压 指苯、甲苯、乙苯的气体量 指苯、甲苯、

22、乙苯的气体饱和蒸汽压） kmol 得到： 尾气总质量：3.1.6 烷基化液量的计算烷基化液中苯=循环苯=27407.953乙苯量=产物乙苯-尾气损失乙苯=21043.733-44.287=20999.486二乙苯量=生成的二乙苯=584.671三乙苯等多烷基苯=生成三乙苯量=294.516甲苯的量=新鲜原料中甲苯-尾气中甲苯=161.548-101.248=56.3003.1.7排出的废络合物络合物的量=进入系统络合物的量-循环络合物总量=2525.253-21.021+12.282=2516.5143.1.8 机械损失量乙烯损失量：总损失量-尾气带走乙烯的量=152.712-61.085=9

23、1.627苯的损失量：总损失量-尾气带走苯的量=867.843-273.702=594.141表3.1反应器进料表原6108.49794.95218.16195.00料58.5440.913.6591.60乙165.3382.575.5112.40烯101.0041.572.2961.00总计6433.383100.00229.627100.0016835.01899.00215.83398.978161.5480.9501.7560.805原8.0530.0500.4720.217料合计17005.069100.00218.061100.00苯27407.953100.00351.38410

24、0.00循环苯631.31325.004.72926.121新二乙苯1305.55651.709.74353.817络三乙苯588.38423.303.63220.062合合计2525.253100.0018.104100.00物1841.33025.0013.79326.121二乙苯3807.87151.7028.41753.817循环三乙苯1716.12023.3010.59320.062络合物合计7365.321100.0052.803100.00总计60736.980表3.2反应器出料表61.0857.3912.182尾58.5447.0843.659165.33820.0085.51

25、1101.00412.2232.296273.70233.1133.509气乙苯44.2875.3580.418105.24812.7351.14417.2422.0870.472烷27407.95355.546351.38463.166基乙苯20999.48642.558198.10835.613化二乙苯584.6711.1854.3630.785三乙苯294.5160.5891.8180.327液56.3000.1140.6120.114610.29224.2514.57125.250二乙苯1305.55651.8809.74353.820三乙苯588.38423.3813.63220.6

26、2312.2820.4880.1570.86791.62713.3613.27230.049594.14186.6397.61769.951共计60736.9793.2.热量衡算首先选取基准温度为253.2.1烃化塔带入热量的计算1.原料乙烯带入热量 =02.新鲜原料苯带入热量：=03.回流苯带入热量 (3-2)经查阅化工手册6得到：2540的苯、甲苯、乙苯的平均热容为;1.6469，1.6880，1.7474 4.循环苯带入量 =0，则 =05.络合物带入热量将二乙苯以及多乙苯按二乙苯处理，用二乙苯的热容代替多乙苯，查得的热容为3.350 二乙苯的热容为2.023得到6.发生烷基化反应放出的

27、热为了简化计算，烷基化反应均按生成乙苯计算查化工手册得到，乙烯、苯、乙苯标准生成热为：52.26，48.66，-12.47反应焓=生成物焓-反应物焓=-12.47-52.26-48.66=-113.39 =1069.717 因此带入热量总计为：3.2.2 物料带出热的计算1.尾气中带走热量 尾气中组分的t为中的系数如下表3.3 几种气体热容与温度表a3.80319.245.406-4.222-33.89-24.34-43.0426.53b156.352.09178.0306.1474.0512.1706.74.602-c83.43-11.9769.33158.5301.5276.4480.7-

28、1.088d17.54-11.318.70732.1271.2549.08130.0/求得平均温度为：，带入上式计得 (3-3)塔顶平均摩尔热容为2.塔顶蒸发热及苯蒸发带出的热查的苯甲苯乙苯的正常沸点，正常沸点下的蒸发热机临界温度：表3.4苯甲苯的沸点及蒸发热组分苯30.78288.9580.0933.64甲苯33.21318.57110.6337.86乙苯35.59343.94136.2041.89由waston公式7 (3-4)计算25各自的汽化潜热为：33.64，37.86， 41.89（）=87.0761118042.76+3甲带出热量=43311.840+100.164乙苯带出热量=

29、17510.02+49.017=178864.620+536.9423.烷基化液中苯乙苯馏分苯： 甲苯： 乙苯： 将平均温度为333.15k带入上列三式，得：苯的平均热容为 136.681 1.752 甲苯的平均热容164.782 1.791乙苯的热容195.934 1.84那么4. 烷基化液中三氯化铝络合物带出热 (二乙苯、三乙苯以同样的恒压摩尔热容处理，少量的以计算) 查得二乙苯、的恒压热容分别为：2.023、3.350=(610.292+12.282+1841.330)3.350+(1305.556+588.384+3807.871+1716.120)2.203(9525)=162823

30、8.697kj5. 反应器热损失 已知损失热量为输出总热量10%=10%() =kj 由热平衡出得：24382955.05+24.978=8931802.581+5590.634解之得：=27315.458kg 所以塔顶蒸出的芳烃中苯、甲苯、乙苯分别为：1197.891、342.255、171.127kg 所以带入、带出的各部分热为：=682285.510 kj =14845681.27k j =2278658.255k j表3.5反应器热量衡算表输入()输出热量()原料乙烯带入热0塔顶尾气带出热92274.742新鲜苯带入热0蒸发热及蒸汽带出热14845681.270回流苯带入热循环苯带入热

31、682285.5100烷基化液苯乙苯带出热6220442.4691628238.697新络合物带入热237853.548热损失2278658.255循环络合物带热693739.572烷基化反应热23451361.9总计25065240.5总计25065295.203.2.4烷基化反应器冷凝器负荷及冷却水量的计算由于等却尾气温度为40，则利用的关系，将t=(65+20)+273.15=305.65k带入得：尾气平均热容为62.736=19.19162.736(65-20)=48158.663kj (3-5)查得=75.291 =4.183则m=679297.72=679.2973.2.5 烷基化

32、液冷却器及冷却水查的2565苯(l)甲苯(l)乙苯(l)的平均恒压热容为：1.6944，1.7934，1.7347，三氯化铝，二乙苯的平均热容为3.350，2.023，则:=27407.9531.6944+56.3011.7347+(584.671+294.516+600)2.023+20999.4861.7934(6525)=3439070.907 k j =(610.292+12.282)3.350+(1305.556+588.384)2.0223(6525)=236682.541 k j=6220442.469+1628238.697-(693739.572+236682.541+343

33、9070.907)=3479188.146 k j3.3乙苯精馏塔衡算取乙苯为轻关键组分，二乙苯等为重关键组分已知塔顶乙苯 压力 塔底乙苯 压力表3.6乙苯进料数据表组分苯乙苯二乙苯乙苯多乙苯合计54.66220930.9316584.671294.51627879.8560.2575.05723.6181.056100.000.701197.46249.1391.818249.120.28179.26419.7250.730100.00 那么 表3.7乙苯精馏塔物料衡算表塔顶 塔底组分苯乙苯二乙苯合计 乙苯二乙苯三乙苯合计54.66220930.93150.51721036.1134.219

34、6534.154294.5196843.7460.26099.500.240100 0.5095.4804.30100.000.701197.4620.377198.540 0.32348.7621.81850.9030.35399.460.190100 0.63595.7943.571100.00第四章 苯精馏塔的设计表表4.1精馏塔进料数据表组分苯乙苯二乙苯三乙苯总计kg/h27407.95320999.4866584.671294.51655286.62649.57437.98311.9100.553100.00351.384198.10849.1391.818600.44958.520

35、32.9938.1840.303100.00对全塔进行物料衡算，要求(质量比)：塔顶 乙苯0.25% ，塔底苯0.25%d+w=55286.626 d(1-0.25%) +w0.25%=27407.953解得： d=27406.770 w=27879.856 4.1塔体温度的确定4.1.1塔顶温度假设塔顶温度，苯、乙苯的饱和蒸汽压公式(安托因方程)8： =ab/(t+c) (4-1)104.208、17.42 ，9 苯、乙苯的为98.563，1.087表4.2 塔顶的参数表组分塔顶摩尔%苯99.81698.5631.0135.994乙苯0.1841.0870.1691合计100.0099.65

36、因近似等于100，故塔顶温度可认为81.4.1.2塔底温度确定假设塔底温度为=153.5=426.65k，已知压力表4.3 塔底数据参数表组分()苯0.281623.7351.2774.5463.953乙苯79.264157.76191.1431.1501二乙苯19.75248.4176.9610.3530.307三乙苯0.73048.4170.2580.3530.307合计100.0099.639由于接近于100，则进料温度为153.54.1.3烷基化液进料温度，假设t=101=374.15k，采用泡点进料表4.4 烷基液参数表组分摩尔（kpa）苯58.520184.92790.1451.5

37、405.220乙苯32.99335.4009.7290.2951二乙苯8.1848.1660.5570.0680.231三乙苯0.3038.1660.0210.0680.231合计100.00100.452由于接近于100，则进料温度为1014.2回流比及实际板数的确定4.2.1回流比的确定由恩德伍德公式 (4-2)由于采用泡点进料q=1，运用试差法：=0设=2.672带入后满足上式，则查化工原理下册柴诚敬10， 综合考虑后采用4.2.2最小理论板数的确定由芬斯克方程取塔顶与塔底相对挥发度的算数平均值，则 由于塔顶： 塔底： 则 4.2.3总板效率取平均温度为塔顶与塔底温度的平均值为117.2

38、5查得在此温度下苯、乙苯、二乙苯的粘度为0.169、0.271、0.150 ，已知苯、乙苯、二乙苯的摩尔分数为0.1、0.695、0.205，则：液相粘度0.236 ，关键组分相对挥发度为4.30。由公式：计算总板效率为=50.10%4.2.4实际板数确定由吉利兰回归方程11得到： (4-3)y=0.545827-0.591422x+0.002743/x (4-4)得到y=0.4669，那么，解得n=13.824.3进料板位置的确定 (4-5)n为精馏段的塔板数，m为提馏段塔板数由于w=27879.856 d=27406.770=58.520% =32.993% =0.281% =0.184%

39、， 解得m=13.413 n=14.615则加料位置是从顶端算起第16块板。4.4气液相负荷及塔径计算1.精馏段： (4-6) (4-7) r=1.309d=351.330解得l=459.891 v=811.221为了简化计算，精馏段以苯计，并且按理想气体处理，那么p=0.5(102.9+120.05)=111.475kpa 在此温度压力下的苯的参数为： 则气体流量： 液体流量： m=459.891 78=35871.498kg/h 液体参数 (4-8)计算后=0.0420，板间距取为，那么查施密斯特关联图得，则 (4-9)c为 (4-10)带入计算为取安全系数0.8，流通截面积(塔横截面积减

40、去降液管面积)采用单溢流方式，堰长为塔直径的0.66倍12，则堰长，塔的横截面积为，计算得塔直径为 (4-11)塔径为，圆整为2.2m塔横截面积 气体流通截面积降液管面积,校核后，空塔气速为 ，符合工艺要求2.提馏段： r=1.309d=351.330 l=1060.340 为了简化计算，提馏段以纯乙苯计，并且按理想气体处理：那么p=0.5(137.2+120.05)=128.625kpa，在此温度压力下的乙苯的参数为： 则气体流量：液体流量： m=1060.34106=112396.04kg/h 液体参数计算后=0.125，板间距取为，那么查施密斯特关联图得，则c为带入计算为取安全系数0.8

41、，流通截面积(塔横截面积减去降液管面积)采用单溢流方式，堰长为塔直径的0.66倍，则 查板式精馏塔附图得：，计算得塔直径为：为，圆整为2.2m塔横截面积 气体流通截面积降液管面积，校核后的空塔气速，符合工艺要求4.5溢流装置的设计d=2.2m，采用单溢流，弓形降液管，凹形受液盘134.5.1溢流堰长根据经验公式，单溢流弓形降液管选取 4.5.2溢流堰高对于平直堰，堰上液层高度，可用经验公式计算，取e=1 (4-12)精馏段： 提馏段： 4.6降液管的设计4.6.1弓形降液管的宽度和横截面积根据，查图知：，4.6.2降液管内停留时间 (4-13)精馏段： 提馏段： 降液管内停留时间均大于，则降液

42、管可以使用。4.6.3降液管底隙高度 精馏段： 提馏段： 精馏段与提馏段的均大于18，则设计合理。考虑塔径，凹形受液盘深度选为504.7塔板的布置由于塔直径为2.2，塔板采用分块式，采用6块塔布置4.7.1边缘区宽度确定安定区宽度，无效区宽度4.7.2开孔区面积计算其中故4.7.3浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因数，则孔速为： (4-14)，则每层塔板浮阀数： (4-15)共计525，浮阀排列，考虑到各块的支承与衔接要占据鼓泡面积，采用等腰三角形插排方式。取等腰三角形高，14，具体排列后浮阀个数为528。排列后重新核算孔速及浮阀动能因数则实际孔速为：仍在912的范围之内所以阀孔数528，排

43、布适合。，满足工艺要求。第五章 塔板流体力学验算5.1压降计算1.精馏段：干板压降 临界孔速 (5-1)为， (5-2)则为湿板压降 (5-3)为气体流经一层浮阀塔板的压降为：（忽略由表面张力产生的阻力)因此单板压降为提馏段：干板压降： 临界孔速 (5-4)为，则为湿板压降 ，为气体流经一层浮阀塔板的压降为：（忽略由表面张力产生的阻力)因此单板压降为155.2塔板负荷性校核5.2.1极限雾沫夹带线取极限雾沫夹带e=10%，则由 (5-5)取泛点率为80%，将带入上式整理得到：，整理即是： 此为直线，则任取多个值，依次带入分别求出，做出雾沫夹带线。5.2.2液泛线 降液管液泛时，取极限值计算，根

44、据降液管液高，堰上清液层高度，干板压降湿板压降和液体流过降液管阻力，有关系如下： 根据经验取e=1，为实际孔速为7.99 ，整理后为; 5.2.3降液管负荷上限线液体最大流量应该保证在降液管停留时间不低于3-5s，则将停留时间取为4s是，作为液体停留时间，液体体积流量为： 5.2.4液相下限线最小流量时平直堰最小液层厚度为，则液相负荷下限值为： 5.2.5气液负荷下限线对于重阀， 重阀孔径为39，该漏液线与液体流量无关的水平线图5.1 塔体负荷性能图第六章 塔高及塔附件的计算及选型6.1 塔总体高度塔体高度(不含吊柱)6.2塔体壁厚设计塔顶压力 操作温度为80153.5，选用作为材料，它的，采用双面焊接，局部无损检测，则设计压力为则圆筒计算壁厚 (6-1)为，为了设备安全，此处不足3也取15，取腐蚀余量，查钢板厚度负偏差，则取，那么名义厚度校核水压试验 (6-2) ，则满足水压试验6.3封头设计及人孔选取6.3.1封头设计选用标准封头，则，则，(采用整板冲压)，取，封头厚度为.6.3.2人