2壽瓶上“r2壽瓶上“r訖HenanUniversityofUrbanConstruction畢業設計論文］題目： 3萬噸每年粗苯精制工藝設計學 院：化學與材料工程學院專業： 煤炭深加工與利用姓名：學號：指導老師：完成時間： 2013年5月27日設計說明粗苯精制工藝，是將粗苯經化學加工轉換為氣體，液體和固體產物，并將氣體和液體產物進一步加工成一系列化學產品的過程。目前粗苯精制工藝過程有：酸洗精制法和加氫精制法。酸洗精制法工藝簡單，該法在我國焦化廠得到廣泛應用。加氫精制法工藝復雜，對設備材質和自動控制要求高，該法在我國也得到一定的應用。本設計采用酸洗精制對粗苯精制工藝進行了設計計算，著重設計計算了粗苯精制過程的關鍵設備。主要包括物料衡算，主要塔設備的工藝尺寸計算，并對關鍵設備進行了機械強度校核。通過物料衡算得到苯每小時產量為4.17t/h；按清晰分割計算得：輕苯進料量為5.796t/h；酸洗反應器進料量為5.723t/h；吹苯塔進料量為5.715t/h；按非清晰分割計算得：純苯塔進料量為5.4863t/h甲苯塔進料量為1.3125t/h；二甲苯塔進料量為0.5302t/h。通過對關鍵設備工藝尺寸計算得到：吹苯塔塔高H=27.45m；純苯塔塔高為17.966m，塔徑為1.1m。通過對關鍵設備機械強度校核得到：純苯塔質量載荷為7942.18Kg；風載荷：1-1截面為84503.059N?m。關鍵字：粗苯、精制、苯通過設計計算，得到以下主設備圖紙DesignspecificationDesignspecificationCrudebenzolrefiningprocess,isthechemicalprocessingofcrudebenzolisconvertedintoagas,liquidandsolidproducts,andthegasandliquidproductisfurtherprocessedintoaseriesofchemicalproducts.CrudeBenzolcurrentlyrefiningprocessare:Picklingandrefinedmethodofhydrogenation.Picklingrefinedmethodofsimple,butthereareliquidwaste.ThelawinChina'scokeplantiswidelyused.Hydrogenationprocessofcomplex,materialandequipmentforautomaticcontrolrequirements.ThelawinChinahasbeenapplied.Thisdesignusespicklingcrudebenzolrefiningprocessofrefiningadesign,thefocusondesignandcalculationoftheprocessofrefiningcrudebenzolkeyequipment.Includingmaterialbalance,themaintowerofthesizeofequipment,andkeyequipmenttocheckthemechanicalstrength.Getthroughthematerialbalancefortheproductionofbenzene4.17perhour;Calculatedinaccordancewithacleardivision:benzeneintothelightfeedtrafficto5.796;picklingreactorfeedtrafficto5.723;benzenetowerblownthefeedtrafficto5.715;Onnon-clearsegmentationinthecalculation:Refiningbenzenetowerintothefeedtrafficto5.4863toluenetapintofeedtrafficto1.3125;xylenetowerintothefeedtrafficto0.5302.Throughthekeyequipmentofsizecalculated:highwindsbenzenehightowerH=26.35m;Refiningbenzenehightoweras27.45m,TowerDrivefor1.1m.ThroughthemechanicalstrengthofkeyequipmentcheckbyRefiningbenzenetowerloadforthequalityof7942.18Kg;windload:across-sectionof84503.509Nm.Keywords:Crudebenzol、Benzene、Refining目錄設計說明IDesignspecificationI主要符號說明ii引言11設計總論21.1概述21.1.1粗苯的主要組分與性質21.1.2粗苯精制產品與用途21.1.3粗苯精制的意義31.2文獻綜述31.3設計任務的依據31.3.1反應溫度31.3.2硫酸濃度41.3.3酸化反應時間41.4主要原材料與公用工程情況42生產流程確定53生產流程說明64物料衡算74.1初餾塔物料衡算74.2酸洗反應器物料衡算84.3吹苯塔物料衡算84.4純苯塔物料衡算104.4.1純苯塔產品產量核算112吹苯塔產品產量核算124.4.3酸洗塔產品產量核算134.5甲苯塔物料衡算144.6二甲苯塔物料衡算165能量衡算196塔設備計算196.1吹苯塔計算196.1.1吹苯塔塔徑的計算196.1.2吹苯塔塔高的計算206.2純苯塔的計算206.2.1回流比的計算206.2.2塔板層數的確定226.3精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算226.3.1操作壓力計算236.3.2操作溫度計算236.3.3平均摩爾質量的計算236.3.4進料板平均摩爾質量計算236.3.5平均密度計算246.3.6液體平均表面力計算256.3.7液相平均粘度的計算266.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算266.4.1塔徑計算262精餾塔有效高度得計算276.5塔板主要工藝尺寸的計算286.5.1溢流裝置計算286.5.2塔板布置296.6篩板的流體力學驗算：296.6.1塔板壓：292液面落差306.6.3液沫夾帶30漏液30液泛316.7塔板負荷性能圖316.7.1漏液線312液沫夾帶線326.7.3液相負荷下限線326.7.4液相負荷上限線326.7.5液泛線337設備穩定性與機械強度校核計算377.1塔高估算377.2筒體強度計算377.2.1精餾塔壁厚377.2.2封頭的選取387.3塔設備所承受的各種載荷計算387.3.1質量載荷387.3.2風載荷39設計結果41主要參數一覽表41物料衡算數據一覽表41塔設備計算數據一覽表42附錄44主要參考文獻44致45主要符號說明

項目符號單位平均壓強P m mmHg平均溫度T m °C7流量氣相V S Kmol/s液相L S ma/s實際塔板數N塊板間距H T m塔的有效高度Zm塔徑Dm空塔氣速um/s堰長lm堰高hm溢流堰寬度w d m管底與受液盤距離h0m板上清液層高度h l m孔徑d 0 mm孔間距tmm孔數n個開孔面積Aam2篩孔氣速u 0 m/s塔板壓降hpKPa液體在降液管中停留時間S降液管清液高度H d m霧沫夾帶eVkg液/kg氣氣相最大負荷Lma/s液相最大負荷Lma/s引言粗苯是煤煉焦過程的副產品，其中含有苯、甲苯、二甲苯等工業原料和大量雜質，粗苯精制就是通過物理或化學方法去除這些雜質，得到高純度的苯類產品的過程。我國傳統的粗苯精制的方法是酸洗法，由于酸洗精制法工藝簡單，該法在我國焦化廠得到廣泛應用。焦化粗苯加工和分離是一個極其復雜的工藝過程，粗苯中除含有苯、甲苯、二甲苯等主要成分外，可定量的其余組分就有九十多種。焦化粗苯經初步預精餾得到的輕苯餾分中含有的不飽和化合物與硫化物的沸點與苯、甲苯的沸點相差很小，不能通過精餾法進行分離。當前脫除不飽和化合物與硫化物的主要方法有硫酸精制法和催化加氫精制法。硫酸精制法的優點是試劑便宜、過程設備簡單和操作方便等，在早期的國外焦化粗苯加工中應用十分廣泛，工藝比較成熟。酸洗法就是混合餾分（BTX）用含量為93%&5%的硫酸洗滌時不飽和化合物與硫化物發生化學反應，生成復雜的產物。不飽和烴在硫酸作用下發生聚合反應，生成酸式酯，此反應還可以深度進行，生成三聚物和和深度聚合物。聚合物呈現黑褐色，簡稱酸焦油，密度較大，可從混合物中分離。噻吩能與硫酸發生磺化反應，但是苯，甲苯，二甲苯的磺化反映速率很慢。同時噻吩還能與其他不飽和化合物反應生成穩定的烷基化噻吩，其沸點畢本的沸點高60~70°C。噻吩主要集中在苯餾分中，其中不飽和化合物較少，故其中噻吩很難除去。這時可以對苯、甲苯、二甲苯的混合餾分進行酸洗，其中不飽和化合物的含量為4%~6%，已將噻吩與其同系物除去，切硫酸耗量少，焦油生成量也少。1設計總論1.1概述粗苯精制的生產工藝，是以粗苯為原料，經化學加工轉換為氣體，液體和固體產物，并將氣體和液體產物進一步加工成一系列化學產品的過程。目前粗苯精制的方法主要有酸洗精制法和加氫精制法。酸洗精制法工藝簡單，但有液體廢物產生。該法在我國焦化廠得到廣泛應用。加氫精制法工藝復雜，對設備材質和自動控制要求高，所得產品質量好，沒有液體廢物產生，有利于環境保護。該法在我國也得到了應用。1.1.1粗苯的主要組分與性質粗苯中的苯、甲苯和二甲苯含量約占90%以上，是粗苯精制的主要產品。此外，還有不飽和化合物與少量含硫、氮、氧的化合物。苯類產品是易流動，幾乎不溶于水，而溶于乙醇、乙醚等多種有機溶劑的無色透明液體，極易燃燒，其蒸汽與空氣能形成爆炸性混合物。粗苯中所含的不飽和化合物的含量主要取決于炭化溫度，溫度越高，不飽和化合物的含量就越低。不飽和化合物在粗苯餾分中的分布不均勻。粗苯中所含的不飽和化合物主要是帶有一個或兩個雙鍵的環烯烴和直鏈烯烴，它們、極易聚合，易和空氣中的氧形成深褐色的樹脂狀物質，并能溶于苯產品，使之變成棕色。故在生成過程中，需將不飽和化合物除去。粗苯中的硫化物主要是二硫化碳、噻吩與其同系物。此外還有硫醇、硫化氫等，但含量一般很少。硫化氫在粗苯儲存過程中，逐漸被氧化成單體硫。硫化物在粗苯精制過程中作為有害雜質脫除。粗苯含有毗啶堿類和酚類，因含量甚少，不作為產品提取。1.1.2粗苯精制產品與用途為了得到合格的苯類產品，首先將粗苯分離為輕苯和重苯。苯、甲苯、二甲苯的絕大部分、硫化物的大部分和近一半的不飽和化合物則集中于輕苯中。苯乙烯、古馬隆與茚等高沸點不飽和化合物則集中于重苯中。輕苯和重苯需分別加工。本次設計中是利用粗苯中分離出來的輕苯進行加工，最終得到所需產品。苯的最大用途是作為生產苯乙烯的單體原料。環已烷和苯酚也是苯重要消費領域。此外，苯也是染料、塑料、合成橡膠、合成樹脂、合成纖維、合成藥物和農藥等的重要原料，也是涂料、橡膠、膠水等的溶劑，也可以作為燃料。甲苯用于制造糖精、染料、藥物和炸藥等，并用作溶劑。二甲苯廣泛用于有機溶劑和合成醫藥、涂料、樹脂、染料、炸藥和農藥等。精制在145-180°C圍餾出的混合產品稱為溶劑油。溶劑油主要用作油漆和顏料工業中的溶劑。溶劑油經分離所得的二甲苯同分異構體與三甲苯同分異構體可分別用于生產樹脂、染料和藥物。以粗苯的初餾分為原料，經熱餾和熱聚合得二聚環戊二烯，可用于制取單體環戊二烯。二聚物和單體物可制取合成樹脂、農藥、香料和殺菌劑。古馬隆和茚制取的樹脂可用于制造油漆、塑料和絕緣材料。苯乙烯經過聚合可制成用于生產絕緣材料的無色樹脂。二硫化碳可用作溶劑、硫化促進劑，還可用以生產農藥和磺酸鹽。噻吩可用于生產染料、醫藥、耐急冷急熱塑料、高活性溶劑、生物活化物質、增亮劑與化妝品等。1.1.3粗苯精制的意義資源、環境和人口是當前困擾人類社會發展的三大突出問題，這三大問題與能源都有密切關系。能源本身就是資源，而且是重要的資源；能源大量和非潔凈的消費造成了環境的破壞；人口的增長勢必增加對能源的需求。我國是一個煤炭儲量豐富而石油和天然氣相對貧乏的國家。迄今為止，我國能源一直是以煤為主的多元化結構。預計在今后相當長的一段時間，這一格局也不會改變。利用我國豐富的煤炭資源，實施“以煤造油”和“以煤代油”是優化終端能源，實現石油供應多元化和保證能源安全的重大決策，符合我國國情和可持續發展的需要。而粗苯是煤造油中主要的附屬產品。因此粗苯的精制具有重要的意義。1.2文獻綜述粗苯精制的方法是根據苯的組成、性質、產品的品種和質量要求而制定的。粗苯的主要成分苯、甲苯、二甲苯等由于相鄰的二組分之間的沸點溫度相差較大，可用精餾方法進行分離。而有些不飽和化合物與硫化物的沸點與苯類產品之間的沸點溫度相差很小，不能用精餾的方法把它們分開，要用化學的方法分離。按除去不飽和化合物和硫化物的方式不同，粗苯精制的方法主要有酸洗精制法和加氫精制法。酸洗精制法具有工藝流程簡單、操作靈活、設備投資少、材料易得，常溫、常壓下運行，但有液體廢物產生。該法在中國焦化廠廣泛采用。加氫精制法工藝復雜，對設備材質要求較高所得產品質量好，用途廣，售價較高，沒有液體廢物產生，有利于環境保護，宜在粗苯集中加工廠采用。該法在中國焦化廠也有采用。考慮到酸洗精制法的優點，本次設計采用酸洗精制法提取苯類產品。1.3設計任務的依據對混合餾分進行酸洗凈化的工藝操作，不僅要求盡可能除去其中所含的硫化物和不飽和化合物，而且要求硫酸含量低、苯族烴損失小，并使反應盡量向形成能溶解于已洗混合餾分中的聚合物方向進行。為此，應對下列因素加以控制：1.3.1反應溫度噻吩與不飽和化合物反應的活化能比苯族烴與不飽和化合物反應的活化能小。因此，反應控制在35-45°C比較低的溫度，即保證了噻吩的凈化效果，又減少了苯族烴因磺化反應與與不飽和化合物的共聚反應而引起的損失。酸洗反應是放熱反應，其放出的熱量取決于未洗混合餾分中不飽和化合物的含量與組成。考慮到酸洗過程的熱效應，未洗混合餾分溫度可取為25~30°C。1.3.2硫酸濃度硫酸濃度的影響可用酸洗甲苯和二甲苯混合物的試驗數據說明：隨著硫酸濃度的增加，苯族烴與不飽和化合物的共聚反應與磺化反應加劇。但與共聚反應相比，磺化反應僅屬于從屬地位。在實際生產中，應根據輕苯的組成和質量來確定適宜的硫酸濃度。通常采用硫酸為93wt%-95wt%,耗量為5%。1.3.3酸化反應時間延長反應時間，可改善洗滌效果，但同時會加劇磺化反應，增加酸焦油的生成量與苯族烴的損失。尤其對酸焦油的生成量顯著。一般反應時間為10min左右。組成（質量含量）：初餾分1%;苯75%;甲苯13.9%;二甲苯3.3%;溶劑油6.8%。純苯產品組成（質量含量）：苯99.5%;甲苯＜0.5%。純苯殘油組成（質量含量）：苯＜0.5%。1.4主要原材料與公用工程情況主要原材料為粗苯。粗苯是煤熱解生成的粗煤氣中的產物之一,經脫氨后的焦爐煤氣中含有苯系化合物，其中以苯含量為主，稱之為粗苯。粗苯主要含苯、甲苯、二甲苯和三甲苯等芳香烴。此為還含有不飽和化合物、硫化物、飽和烴、酚類和毗啶堿類。粗苯的組成取決于煉焦配煤的組成與煉焦產物在碳化室類熱解的程度。粗苯使黃色透明液體，比水輕微溶于水。在儲存時，由于低沸點不飽和化合物氧化和聚合所形成的樹脂狀物質能溶解于粗苯中，使其著色變暗。粗苯易燃，閃點為12C。粗苯蒸汽在空氣中的體積濃度為1.4%-7.5%時，能形成爆炸性混合物。粗苯主要用于深加工制苯、甲苯、二甲苯等產品，苯、甲苯、二甲苯都是寶貴的基本有機化工原料。2生產流程確定粗苯精制主要有兩種方法：一種是加氫精制，另一種時酸洗精制。加氫精制發工藝復雜，對設備材質和自動控制要求高。因此，此次設計采用第二種方法，即酸洗精制。在酸洗精制法中，輕苯需先經初步精餾，把初餾分與苯、甲苯和二甲苯的混合餾分分離開來，然后對混合餾分進行凈化處理。經過凈化的混合餾分用堿中和后，在進行最終精餾，以制取各類產品。3生產流程說明輕苯在儲槽中靜止脫水后，用原料泵送入初餾塔進行精餾，由塔頂逸出的初餾分蒸汽經冷凝冷卻、油水分離后分為兩部分，一部分作為產品采出，另一部分用作回流。塔底排出的混合餾分經冷卻器自流至中間槽，作為硫酸洗滌的原料。輕苯初餾得到的未洗混合餾分先經預熱，然后與連洗泵前連續加入的濃硫酸混合，經泵送往混合器。液體在泵和混合器類呈現充分的湍流狀態，以進行酸洗反應。液體在混合器停留1min后，送入酸洗反應器進一步反應。酸洗反應器后的混合餾分與硫酸進入加水混合器，連續加入占未洗混合餾分質量3%-4%的水以停止反應并產生了再生酸。然后在酸油分離器中停留約1h，經澄清分離后，再生酸和酸焦油沉積下來，混合餾分由酸油分離器上部排至堿油混合器，再堿油混合器前連續加入質量濃度為12%-16%的堿液進行中和，使已洗混合餾分呈弱堿性。帶微堿性的已洗混合餾分首先進行吹苯（簡單蒸吹），然后對吹出苯（苯族烴混合物）進行最終精餾。吹出苯經開停工槽用泵連續送入純苯塔，塔頂苯蒸汽經冷凝冷卻、油水分離后，一部分用苯送至塔頂作回流，其余作產品采出。塔底純苯殘油用熱油泵送至甲苯塔，塔頂甲苯蒸汽經冷凝冷卻、油水分離后，一部分用泵送至塔頂作回流，其余作產品采出。塔底甲苯殘油同樣用熱油泵送至二甲苯塔，塔頂二甲苯汽經冷凝冷卻、油水分離后，一部分用泵送至塔頂作回流，其余作產品采出，塔底二甲苯殘油經冷卻后入二甲苯殘油貯槽。4物料衡算4.1初餾塔物料衡算原料：處理量F=1001/h組成：序號12345組分初餾分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣ai0.010.750.1390.0330.068初餾分組成:序號12345組分二硫化碳環戊二烯二聚其它不飽和化苯飽和化合物環戊二烯合物ai0.350.20.250.150.05精餾出塔初餾分為1.2%在下面計算中以序號代表組分，根據題意1號關鍵組分（初餾分）為輕關鍵組分。2號組分（苯）為重關鍵組分。有精餾塔初餾分為1.2%可知，在精餾后初餾分完全為塔頂產品。塔頂產品中苯的流量：D=100x1.2%x1.5%=0.181/h塔底產品中苯的流量為：W=F-D.100x75%-0.18=74.821/h對于清晰分割，即：比重關鍵組分還重的組分在塔頂產品不出現，比輕關鍵組分還輕的組分在塔底產品中不出現，故對全塔作各組分的物料衡算。即：F=D+W各組分在兩產品中組成分別為：D匕WaDi=/與％=訂計算結果如下表:組分12345zF」(t/h)17513.93.36.8100D/(t/h)10.180001.18aDi0.8470.1530001.00W/(t/h)074.8213.93.36.898.97aWi00.7570.1410.0330.0691.004.2酸洗反應器物料衡算取初餾塔出來的溶劑油與殘渣成分：噻吩0.5%，不飽和化合物2%。溶劑油與殘渣流量為：6.81/h其中噻吩流量為：6.8x0.5%=0.0341/h不飽和化合物流量為：6.8x2%=0.1361/h經酸洗后余噻吩0.11%，流量為：6.8x0.11%=0.007481/h余不飽和化合物0.11%，流量為：6.8x0.11%=0.007481/h噻吩反應速率為：0.034-0.00748=0.026521/h不飽和化合物反應速率為：0.136-0.00748=0.128521/h所以共余溶劑油與殘渣流量為：6.8-0.02652-0.12852=6.644961/h計算結果如下：序號1234z組成苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣質量t/h74.8213.93.36.6449698.66496ai0.7580.1420.0330.0671.0004.3吹苯塔物料衡算因為BTX產率為97.5%，殘渣產率為2.5%。則由上表可列新表得：序號12z組分BTX溶劑油與殘渣流量92.026.6449698.66496a 0.933 0.067 1.00按清晰分割計算在下面計算中以序號代表組分，根據題意1號關鍵組分(BTX)為輕關鍵組分，2號組分(溶劑油與殘渣)為重關鍵組分。塔頂產品中BTX流量為：D=92.02x97.5%=89.721/h。塔底產品中BTX流量為：W=F-D=92.02-89.72=2.31/h。塔底產品中殘渣流量為：W=6.64496x0.025=0.1661/h。塔頂產品中殘渣流量為：D=F-W=6.64496-0.166=6.481/h。對于清晰分割，即：比重關鍵組分還重的組分在塔頂產品不出現，比輕關鍵組分還輕的組分在塔底產品中不出現，故對全塔作各組分的物料衡算。即：F=D+W各組分在兩產品中組成分別為：D匕WaDi=D與aWi=W計算結果如下:組成BTX溶劑油與殘渣￡Fl(t/h)92.026.6449698.66496Dl(t/h)89.726.4896.2aDi0.9330.0671.00W/(t/h)2.30.1662.466aWi0.9330.0671.00BTX組成序號123￡組分a苯0.820甲苯0.150二甲苯0.0301.000吹苯塔塔頂初餾分組成。即：純苯塔進料成分如下：序號1 234￡組分苯 甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i74.82 13.93.36.6449698.66496D/(t/h)73.5704 13.4582.693166.4896.20156aDi0.765 0.1400.0280.0671.000

4.4純苯塔物料衡算計算得純苯塔進料組成與查得有關數據如下:序號1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣a.0.7650.1400.0260.0671.00aih14.485.822.41其中F=96.201561/h。在下面計算中以序號代表組分，根據題意1號關鍵組分（苯）為輕關鍵組分。2號組分（甲苯）為重關鍵組分。其中純苯產品組成為：苯＞99.5%甲苯＜0.5%，殘油組成中：苯＜0.5%。塔頂產品中苯流量為：D=96.20156x0.765x0.995=73.20251/h塔底產品中苯流量為：W=F-D=96.20156x0.765-73.2025=0.36791/h塔頂產品中甲苯流量為：D廣96.20156x0.140x0.005=0。06731/h塔底產品中甲苯流量為：W=F-D=96.20156x0.140-0.0673=13.39071/h非清晰分割的初餾分流量在兩產品中的組成由上面計算可得:D73.2025(W)廣03679=198.97(D)=些3=0.005Wh13.3907將有關數據代入式：1(D)-1(D)1(D)-1(D)'TT7z 'TT7,8WI8Wh得.18^.-*1gah .8WL8Whl198.98-10.005 & =5.890114.49l198.98-10.005 & =5.890114.49-12.48WL8Wh

則(_Z)3=0.0027其它各組分的(另).值列于下表：產品中各組分流量D和W.可根據分配比和物料衡算求得，計算結果亦列于下表，以苯為例計算如下：(W)苯=198.97F=D+W=96.20156x0.765=73.5704t/h聯立上式解得：D=73.20256t/hW=0.36791/h序號 苯——12—苯 34￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i73.570413.4582.693166.4896.20156aih14.485.822.41(D/W).J198.970.0050.000275X10-7D/(t/h)73.20250.06730.0007073.2705aDi0.99910.0009001.0000W/(t/h)i0.0367913.39172.69246.4822.932aWi0.01600.58400.1170.2831.00004.4.1純苯塔產品產量核算年產苯3萬噸，一年按300天計算，則每小時苯產量為:八，3x10000D'= =4.17t/h300x24則由塔頂產品與塔底產品成比例得:D'~DD'~D代入數據得:4.17W'73.20250.3679可求得：W'=0.02101/hF'=D'+W'=4.17+0.0210=4.191t/h同理可求得純苯塔中其它成分流量與組成如下表:序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)4.1910.77030.15360.3714

Dl(t/h)4.170.0038004.1738aDi0.99910.0009001.0000W/(t/h)0.02100.76650.15360.37141.3125aWi0.0160.5840.1170.2831.00004.4.2吹苯塔產品產量核算同理，可求得吹苯塔進料流量與組成。結果如下表:序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i4.26220.79560.18820.32555.5715D/(t/h)4.1910.77030.15360.31745.4323aDi0.77150.14180.02830.05841.0000W/(t/h)i0.07120.02530.03460.00810.1392aWi0.51150.18170.24860.05821.0000所以BTX總流量為5.2461/h，占94.16%。溶劑油與殘渣流量為0.32551/h，占5.84%。由吹苯塔塔頂BTX產率為97.5%，塔底殘渣產率為2.5%。則由此可求得吹苯塔進料量流量與組成如下表:

由最初吹苯塔進料可知。BTX組成如下:序號123￡組分苯甲苯二甲苯a.0.8310.1510.0361.000吹苯塔出料BTX組成如下:序號123￡組分苯甲苯二甲苯a.0.820.150.031.000則吹苯塔進料量，即：酸洗塔出料量與組成如下： —序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F./(t/h)4.3740.8130.1940.3345.715DJ(t/h)4.26220.79560.18820.32555.5715aDi0.7650.1430.0340.0581.0004.4.3酸洗塔產品產量核算在酸洗反應器中進行核算：設：進入酸洗塔之前，溶劑與殘渣的流率為xt/h。其中含噻吩0.5%，含不飽和化合物2%。經酸洗后余噻吩0.11%，余不飽和化合物0.11%。則由上述可列質量守恒方程：x-(0.005x-0.0011x)-(0.02x-0.0011x)=0.334解得x=0.3421/h所以酸洗塔進料，即初餾塔出料塔底產品組成如下：序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣流量4.3740.8130.1940.3425.723a.0.7640.1420.0340.0601.004.4.4初餾塔產品產量核算

由以上數據可求得初餾塔進料量，組成與各組分含量如下表:序號12345￡組成初餾分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i0.0624.3850.8130.1940.3425.796a0.0110.7570.1400.0330.0591.000FiD/(t/h)0.0620.0110000.073a0.850.150001.000DiW/(t/h)i04.3750.8130.1940.3425.723a00.7640.1420.0340.0601.000Wi所以由上可知，每年欲得3萬噸苯，則：輕苯的進料量與組成如下：F=5.7961/h序號12345￡組成初餾分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣ai0.0110.7570.1400.0330.0591.0004.5甲苯塔物料衡算在此進料時，純苯塔塔底出料量與組成，即：甲苯塔進料量如下表:序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣W"h)0.02100.76650.15360.37141.3125a0.01600.58400.1170.2831.0000Wi甲苯塔在110°C時各組分相對揮發度如下:序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油a11.735.292.31即：甲苯塔進料量組成相關數據如下表： L序號12 34￡

組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘F/(t/h)i0.02100.76650.1536渣0.37141.3125ai0.01600.58400.1170.2831.0000平均相對揮11.735.292.31發度aih其中塔頂甲苯收率大于99.2%,二甲苯含量小于0.6%。在下面計算中以序號代表組分，根據題意2號關鍵組分（甲苯）為輕關鍵組分，3號組分（二甲苯）為重關鍵組分。塔頂產品中甲苯流量為：D=1.3125x0.5840x0.992=0.7604t/h塔底產品中甲苯流量為：W=F-D=1.3125x0.584-0.7604=0.0061t/h塔頂產品中二甲苯流量為：Dh=1.3125x0.117x0.006=0.0009t/h塔底產品中二甲苯流量為：Wh=F「Dh=1.3125x0.117-0.0009=0.1527t/h非清晰分割的餾出液流量與各組分在兩產品中的組成由上面計算可得:（D）=0,7604=124.66Wl0.0061（D）=冬=0.0059Wh0.1527將有關數據代入式1(D)-1(D)x1-TTz xf-TTzgWig1(D)-1(D)x1-TTz xf-TTzgWigWh得.孔*hh'.l124.66-10.0059=11.9541(D)-1(D)gl124.66-10.0059=11.9541a-1a 15.29-12.3gLhghh g g1(D)=11.954(111.73-12.3)+10.0059=6.23gW1 g g則(D)1=1698243.6其它各組分（W）.列于下表:

產品中各組分流量D和W可根據分配比和物料衡算求得，計算結果亦列于下表：下面以苯為例，計算如下：(D)苯=1698243.6F苯二。苯+則D=0.(W苯=1.3125X0.0160=0.0210)2彳01/hW=2.2x10-71/h序號1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i0.02100.76650.15360.37141.3125aih11.735.292.31(D/W).J1698243.6124.660.00592.79x10-7D/(t/h)0.02100.76040.016200.7976aDi0.02630.95370.020001.0000W/(t/h)i2.2x10-70.00610.15270.37140.5302XWi00.01150.28800.70051.00004.6二甲苯塔物料衡算二甲苯塔在145°C時各組分相對揮發度如下表：序號1 2 3組分甲苯 二甲苯 溶劑油與殘渣平均相對揮發度 5.72 2.2 1aih即：二甲苯塔進料組成相關數據如下表：序號1 2 3 Z組分甲苯 二甲苯 溶劑油與殘渣F/(t/h)i0.0061 0.1527 0.3714 0.5302質量分數0.0115 0.2880 0.7005 1.0000

其中塔頂二甲苯收率大于99%，殘渣含量小于其中塔頂二甲苯收率大于99%，殘渣含量小于0.8%。在下面計算中，以序號代表組分，根據實際設計要求，2號關鍵組分(二甲苯)為輕關鍵組分，3號組分(溶劑油與殘渣)為重關鍵組分。塔頂產品中二甲苯流量為：D=0.5302x0.2880x0.99=0.15121/h塔底產品中二甲苯流為：W=F-Dl=0.5302x0.2880-0.1512=0.00151/h塔頂產品中溶劑油與殘渣流量為：—入=0.5302x0.7005x0.008=0.00301/h塔底產品中溶劑油與渣：吧=F「Dh=0.5302x0.7005-0.0030=0.36841/h非清晰分割的餾出液流量與各組分在兩產品中的組分由上面計算可得：(—)=01512=100.8WL0.0015D0.0030(w/林=0.008將有關數據代入式：1(—)-1(D)'TT7z 'TT7,g1(—)-1(D)'TT7z 'TT7,gWigw力得./ga「"/gaL「"100.8-10.008=11.971(—)-1(—)'TT7100.8-10.008=11.97gWLgWhTOC\o"1-5"\h\z1a-1a 12.2gLhghh g對于組分1(甲苯)可求得1(—)=11.97(15.72-12.2)+10.008=2.8706gW1 g g g則(—)]=742.25其它各組分(—)j列于下表：產品中各組分流量D和W.可根據分配比和物料衡算求得，計算結果亦列于下表：以甲苯為例，計算如下：(D) =742.25W甲苯F甲苯=D甲苯+W甲苯=0.5302x0.0115=0.00611/h聯立上式解得：

D=0.00611/hW=8.21x10-61/h序號123Z組分甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i0.00610.15270.37140.5302aih5.722.21(D/W).J742.25100.80.0008Dl(t/h)0.00610.15120.00300.1603XDi0.03810.94320.01871.0000W/(t/h)i8.21x10-60.00150.36840.3699XWi00.0040.9961.00005能量衡算因數據不全無法計算。6塔設備計算6.1吹苯塔計算6.1.1吹苯塔塔徑的計算吹苯塔實際上只是一個閃蒸塔，由物料衡算可得吹苯塔中原料液中氣相和液相產品質量流量與組成如下：序號1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/hi4.26220.79560.18820.32555.5715D/(t/h)4.1910.77030.15360.31745.4323aDi0.76390.14040.02800.06771.0000W/(t/h)i0.07120.02530.03460.00810.1392aWi0.51150.18170.24860.05821.0000查《化學工程手冊》得各組分相對分子量如下表:經單位換算后結果亦如下表：序號1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣M/(kg/kmol)7892106108D/(mol/min)895.5139.524.1748.831108W/(kg/h)i71.225.334.68.1139.2由設計條件可知氣體，液體均可按常況下計算，查得各組分密度如下表:序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣P/(kg/m3)8798678801030由于物料在吹苯塔中共閃蒸5分鐘，以苯為例計算則5分鐘共流過苯的體積為：V=71.2x5x—=0.007m3w1 879 60其余各組分計算結果如下表：對氣相來說，可按標況下進行計算，以苯為例。1則5分鐘共流過氣相苯的體積為：匕=5x22.4x895.5x----=100.296m3其余各組分計算結果亦如下表:序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣V/m3100.29615.6242.7075.469124.096V/m30.0070.0020.0030.0010.013所以5分鐘流過氣相液相總體積，即：閃蒸塔的總體積為:V=V+V=124.096+0.013=124.019m3取閃蒸塔直徑D=2.4m6.1.2吹苯塔塔高的計算由S=—D2=—x2.42=4.5216m24 4,注..、.V124109則閃蒸塔塔高為：H——= =27.45mS4.52166.2純苯塔的計算6.2.1回流比的計算對于純苯塔進料，出料流量與組成如下:

序號1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(t/h)i4.1910.77030.15360.37145.4836D/(t/h)4.170.0038004.1738W/(t/h)i0.02100.76650.15360.37141.3125純苯塔塔頂溫度80土0.5°C。純苯塔塔底溫度124~128°C。則查得各物質相對揮發度與相對分子量如下表：經單位換算結果亦如下表：序號1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣M/(kg/kmol)7892106108F/(kmol/h)i53.738.371.453.4466.99XFi0.8020.1250.0220.0511.000D/(kmol/h)53.460.040053.5XDi0.99930.0007001.000W/(kmol/h)i0.278.331.453.4413.49XWi0.020.6170.1080.2551.000o14.485.822.41ih取q=3.7則可由恩德伍德公式估算［2最小回流比。i=10-0ih=i=10-0ih=1-q=-2.7當0=6時i=1o氏X=14.48X0.802+5.82X0.125+2.4x0.022+1x0.051=269708o、0=14.48—6 5.82—6 2.4—6 1-6i=1ih

計算結果表明，初設0值偏小，再設若干個0值。計算結果列于下表:假設的0值6 6.1 6.0001 6.000005^4axa"-b-2.69708 -1.23669 -2.69482 -2.69697i=1ih由以上數據可知0=6.000005最小回流比有下式計算，即:R黑M-1=5X0.993+5.82x。.°°°7土0.68mina-0 14.48-6.0000055.82-6.000005i=1ih則R=1.5Rmin=1.5x0.68=1.022塔板層數的確定最小理論板層數由芬斯克方程式［2］計算Nmin，即:0.993 0.617l( )( )]Nmin-1=Nmin-1=10.72I14-48

g5.82理論板層數:R-Rm.=L。2項68=0.168R+1 1.02+1由吉利蘭圖⑵查得N-Nm.=N-1?702=0.48N+2N+2解得N=22.46（不包括再沸器）1448精餾段理論板層數用xF=0.802與a1= =2.49代入芬斯克方程⑵便可求得精餾段所需最小理論板層數。即： ^1x 、,1-xNmin=TTlgM）b）］-1g1 D1 F1= 1l0.9993）*（1-0.802-1=l2.49g［（1-0.9993）X（0.802）］-g=5.44、一R—R N—544由于 =0.168不變，則縱坐標讀數亦不變，即：—1——=0.48R+1 N+2解得N-12.31 1故加料板為從塔頂往下數第13層理論板，故精餾段塔板數為13層，提餾段塔板數為11層。6.3精餾塔的工藝條件與有關物性數據的計算

6.3.1操作壓力計算塔頂操作壓力：p=101.3+35=136.3KPa每層塔板壓降：詢=0.7KPa進料板壓力：pF=136.3+0.7x18=145.4KPa精餾段平均壓力：p=(136.3+145.4)=140.85KPa2操作溫度計算m2依據操作壓力計算操作溫度，結果如下：塔頂溫度：t0=80°C進料板溫度：七=110.5C精餾段平均溫度：t=80+110.5=95.25Cm26.3.3平均摩爾質量的計算塔頂平均摩爾質量的計算:查的數據與液相摩爾分率如下表:用七=―土—計算液相分率,1用七=―土—計算液相分率,1 Di以苯為例:2.49x0.9993y=D1+1.49x0.9993=0.9997結果亦如下表:序號1234￡組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣aih2.4910.410.17xFi0.99930.0007001.0000yFi0.99970.0007001.0004M =0.9993x78+0.0007x92=78.01kg/kmolVDM =0.9997x78+0.0007x92=78.04kg/kmol6.3.4繾料板平均摩爾質量計算氣相，液相分率計算:

序號1234z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣M/(kg/kmol)7892106108aih2.4910.410.17xFi0.8020.1250.0220.0511.000yFi0.9100.1250.0090.0091.053方法同計算塔頂的分率方法，計算結果如下表:M =0.910x78+0.125x92+0.009x106+0.009x108=84.41kg/kmolVFm一___ _ _ 一^__一___ _ _ __ 一-一 一 一M =0.802M =0.802x78+0.125x92+0.022x106+0.051x108=76.94kg/kmolm精餾段平均摩爾質量：M- -81.21kg/kmolVm 2山 78.04+76.94M= 2 =77.49kg/kmol6.3.5平均密度計算氣液平均密度計算:由理想氣體狀態方程計算，即:1za=(0.9991 =(0.9991 +0.0009 )=712.5kg/712.5+ 7222.5序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣p/(kg/m3)712.5722.5733.3856.7p%P，塔頂液相平均密度的計算：由.=80°C查手冊得:pLDMm3進料板液相平均密度的計算:由*=110.5C,查手冊得：序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣

P/(kg/m3) 657.7 666.9 676.9 790.8進料板的質量分率如下表：序號12342組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣F/(kmol/h)i4.1910.77030.15360.37145.4863ai0.76390.14040.02800.06771.0001 0.76390.14040.02800.0677 = + + + P657.7 666.9 676.9 790.8LF解之得：p =667.1kg/m3LF精餾段液相平均密度為：=689.8kg/=689.8kg/m3P= Lm 26.3.6液體平均表面力計算液相平均表面力依下式計算，即:a=2xAn '塔頂液相平均表面力的計算：t=80°C,查手冊得各組分表面力如下表：34序號 1 2組分 苯 甲苯二甲苯溶劑油與殘渣a/(mN/cm) 21.2 21.7a =0.9993x21.2+0.0007x21.2=21.20mN/cm'"m進料板液相平均表面力的計算：由t=110.5C查手冊的各組分表面力如下表：22.231 F 序號 1 234組分 苯 甲苯二甲苯溶劑油與殘渣a./(mN/cm) 17.6 18.519.628.9a =0.802x17.6+0.125x18.5+0.022x19.6+0.051x28.9=m精餾段液相平均表面力為：21.20+18.33 M/a= 2 =19.77mN/cm18.33mN/cm

6.3.7液相平均粘度的計算塔頂液體平均粘度依下式計算:即：l日=￡xl日 pLm igi 序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣xDi0.99930.000700由&=8。M手冊得各組分粘度如下表:序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣p/(mpa.s)0.3180.3180.3262.25lR =0.999310.318+0.000710.318gLDm g g解出：p =0.318m尸ssLDm進料板液體平均粘度的計算：由*=110.5°C查手冊得各組分粘度如下表:序號1234組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣p/(mpa.s)0.250.250.2621.5lp=0.80210.25+0.12510.25+0.02210.262+0.05111.5gLFm g g g g解出：p=0.274mPa-sLFm精餾段液相平均粘度為：(0.318+0.274)p =0.296mPa-sLm26.4精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.4.1塔徑計算精餾段的氣，液相的體積流率為：L=RD=1.02x53.5=54.57kmol/hV=(R+1)D=(1.02+1)x53.5=108.07kmol/hVMVs-3600pVMVs-3600pVmLML= Vm—S3600pLm108.07x81.213600x3.7354.57x77.493600x689.8=0.65m3/s=0.0017m3/s^V式中c由式c—c(^V式中c由式c—c(2^)°-2計算其中的C由史密斯關聯圖查取［2］，圖中的橫坐標為:L,pJ°°.°°17689.81—h(―L)2— ( )2—°.°356VPV °.65 3.73取板間距H—°.4°m，板上液層高度h—°.°6m。則:Ht-、—°.4°-°.°6—°.34m L查史密斯關聯圖⑵，得：C=0.075。 19772°C—C2°(節)°.2—°,°75(-92^-)°.2—°.°748—°.°748max.'689.8-3.73373—1.°14m/s取安全系數為0.7，則空塔氣速為：u—°.7u—°.7x1.°14—°.7°98m/s—1.°8mD—:買—；4—1.°8m''兀U、:兀x°.7°98按標準塔徑圓整后為D=1.1m兀 兀 一塔截面積為：A—一D2=—x1.12—°.95m2T4 4實際空塔氣速為：u-O'，=°.68m/s°.956.4.2精餾塔有效高度得計算精餾塔有效高度為：Z]=(N-\)HT=(13-1)x°.4—4.8m提餾段有效高度為：Z2—(N2-1)Ht=(11-1)x°.4—4m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8m故精餾塔得有效高度為：Z=Z]+Z2+°.8=4.8+4+°.8=9.6m

6.5塔板主要工藝尺寸的計算6.5.1溢流裝置計算因為塔徑D=1.1m,可選用單溢流弓形降液管采用凹形受液盤，各項計算如下:（1） 堰長（L）取L=0.66D=0.66:1.1=0.726m（2） 溢流堰高度（h）：由h=h-h選用平直堰，堰上液層高度h可用佛蘭西斯公式［2］計算，即：職2.84L2 卅h= E（―^）3-1000LL0.0017L0.0017x3600——1= =13.63L2.5 0.7262.5wE值可由液流收縮系數計算圖［2］查取，圖中橫坐標為：L0.726—w= =0.66D1.1查得E=1.03，2.84ec,0.0017x36002八八”所以h= x1.03x（ ）3=0.012mow1000 0.726取板上清液層高度為h=60mm故：h=0.06-0.012=0.048m（3）弓形降液管寬度W和截面積A由D=0.66查弓形降液管的參數圖［2］得：A八W-—=0.07d=0.125ADT故A=0.07x0.955=0.06685m2W=0.125x1.1=0.1375m依式0=36。。人尸工23~5驗液體在降液管中停留時間。即：Lh0=3600AH=3600x0.06685x0.40=15.73>5故降液管設計合理。Lh 0.0017x3600（4）降液管底隙高度：心Lh= h 。3600Lu取u'=0.08m/sn./ 0.017x3600 …八貝寸h= =0.029mo3600x0.726x0.08h-h=0.048-0.029=0.019m>0.006m故降液管底隙高度設計合理。選用凹形受液盤，深度h，=50mm6.5.2塔板布置 可（1） 塔板的分塊：因為D>800mm。故塔板采用分塊式，查塔板分塊數表［2得塔板分為3塊。（2） 邊緣區寬度的確定：取W=0.07mW=0.05m'開孔區面積計算：開孔區面積A按下式計算，即：A=2(^,-r2一x2+^2sin-1—)a 180r、、D 11其中—=—-(W+W)=~2--(0.1375+0.07)=0.3425D1.1r=—-W=二-0.05=0.5,,a-小…*CT7—八c 3.14x0.52. 0.3425、故A=2x（0.3425q0.52一0.34252+——1^ sin-i05）=0.669m2（4）篩孔計算與其排列：本設計所處理的物系無腐蝕性，可選用5=3mm碳鋼板。取d0=5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為：t=3d=3x5=15mm。篩孔數目n為：n=g=投55x0.669=3589個12 0.0152開孔率為：中=0.907（匕）2=0.907x（0:205）2=10.1%t 0.015氣體通過閥孔的氣速為：u=匕=匕=——065——=9.62m/s0A0 中A 0.101x0.6696.6篩板的流體力學驗算:6.6.1塔板壓：（1）干板阻力h的計算：干板阻力可由下式計算，即:

h=0.051（幻）2（土）^0 PL由dd0=5=1.67查干篩孔的流量系數圖［2］得:5 3C0=0.772故h=0.051（坐％）（_373）=0.0428m液柱(2)氣體通過液層的阻力%(2)氣體通過液層的阻力%計算：氣體通過液層的阻力％可由下式計算:h,=&h—= 065 =0.736m/sA^-Af 0.95-0.06685=u虹=0.725x^373=1.41Rg2/（s-m1）查充氣系數關聯圖⑵，得：p=0.6。h=&hL=P（h+h）=0.6（0.048+0.012）=0.036m液柱（3）液體表面力的阻力h計算：液體表面力所產生的阻力h可由下式計算，即：知 4X19.77x10-3c= j= =0.0023m液柱Pgd 689.8x9.87x0.005氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計算：h=h+h+h=0.0421+0.036+0.0023=0.080m液柱pclc氣體通過每層塔板的壓降為：A=hpg=0.08x689.8x9.81=541Pa<0.7KPa（設計允值）6.P6.2P液面落差對于篩板塔液面落差很小且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。6.6.3液沫夾帶液沫夾帶量由下式計算，即:x10-6 u、。廣-^（FTT爐L Tf氣=2.5七=2.5x0.06=0.15m故e=：：:103（07祟7）32=0.009以液/kg氣〈0.1kg液/kg氣v19.77x10-30.40—0.15故在本設計中液沫夾帶量在允圍。6.6.4漏液對篩板塔取漏液量10%時的氣相動能因子F0=10，則:F10=5.18m/s

<3.73實際孔速u=9.62m/s>u.穩定系數為：k="0=9?62=1.86u5.181.5<k<2故無明顯漏液。u0min6.6.5液泛為防止塔發生液泛降液管液層高應服從下式，即：H<p(H+h)苯-甲苯-二甲苯-溶劑油與殘渣系屬一般物系，取中-0.5o則中(H+h)=0.5(0.4+0.048)—0.224m而H=h+h+h，板上不設進口堰，h可由下式計算，即：dpLd d氣—0.153(壽)3—0.153%)=0.153x(0.08)2—0.001m液柱w0H=h+h+h=0.08+0.06+0.001—0.141m液柱H<&H+h)故在本設計中不會發生液泛現象。6.7塔板負荷性能圖6.7.1漏液線由u0,min=4.4CJ（0.056+0.13匕-、）已^Vu—S.min0,minA0hL=hw+how2.844,L/E（h）31000lwhow得:=4.4CA:{0.0056+0.13[h+284x1.03（、s、3600）：]-h}匕

00 w1000 0.726 。p V=4.4x0.772x0.101x0.669x「{0.0056+0.13x[h+284x1.03x（」X3600）3]-0.0023}x6898w1000 0.726 3.73VS,min2整理得：匕 =3.124x,0.00954+0.111L3在操作圍，任取幾個L依上式計算出V值，計算結果列于下表：0.0045L/（m3/s'）0.00060.00150.0030V/(m3/s) 0.3170.3270.3400.350由上表數據可做出漏液線1。6.7.2液沫夾帶線以e=0.1kg液/kg氣為限，求V-L關系如下:TOC\o"1-5"\h\zV ssx10-6/ u、= ( a )3.2H-hTf s—= ^-s =1.132VA-A0.95—0.06685shfhwow=2.5h=2.5(h+hfhwow=0.048mwhow竺4E(匕)3=1000how竺4E(匕)3=1000l1O0Ox1.03x(0726、s)3=0.85L32 2故：h=2.5h=2.5x(0.048+0.85L3)=0.12+2.1L3fLss2 3H-h=0.4-0.12-2.1L3=0.28-2.1L2x10-6 1.132V 、 …ev=E磚(T)3-2=0.10.28—2.1L3—一，- 2整理得：V=1.74-13.06L3s s在操作圍，任取幾個L依上式計算出V值，計算結果列于下表:Ls/(m3/s)S0.0006S0.00150.00300.0045V/(m3/s)1.6471.5691.4681.384由上表數據即可做出液沫夾帶線2。6.7.3液相負荷下限線對平直堰，取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負荷標準由弗蘭西斯公ow式［2可得：宿2.84 3600L2h=1000E(0726$)3=0.0060.006x1000、30.726因為：E=1.03則：L( ~ )2x3600=0.00059m3/s據此可做出與氣體流量無關垂直液相負荷下限線3。6.7.4液相負荷上限線以0=4s作為液體在降液管中停留時間得下限，由下式得:AH0=_t=4LS

故:LS,max=故:LS,max=AH40.06685x0.44=0.00669m3/s據此可做出與氣體流量無關得垂直液相負荷上限線4。6.7.5液泛線令H=9(H+h)由H=h+h+hh=h+h+hh=phh=h+hdpLdpclbl LLwow聯立得：甲H+(p-p-1)h=(p+1)h+h+h+h忽略h將h與L,h與L,h與V的關系式代入上式并整理得:bowsdscs2a'V2=b-c'L2-d'L3十擊0.051/p、式中：a'= (f)(AC)2pb=9H+(p-p-1)hT w0.153c'= d=2.84x10-d=2.84x10-3E(1+p)(3600)3lw將有關數據代入得：

0.051 (=0.1023.73)a'= xI=0.102(0.101x0.669x0.772)2"689.8)b'=0.5x0.40+(0.5-0.6-1)x0.048=0.1470.153(0.726x0.029)2— ./ \f3600\2d'=2.84x10-3x1.03x(1+0.6)-——3=1.361"0.726), 2由0.102V2=0.147-345.16L2-1.361L32即：V2=1.44-3384L2-13.34L3在操作圍，任取幾個L依上式計算出匕值，計算結果列于下表:Ls/(m3/s)0.0006s0.0015S0.00300.0045V/(m3/s)1.3401.2581.1321.008由上表數據即可做出液泛線5。根據以上各線方程，可做出篩板塔負荷性能圖；如下:

0.6286421^1111o0.40.6286421^1111o0.4精餾段塔板負荷性能圖在負荷性能圖上，做出操作點A連接OA,即做出操作線。由圖可知，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制，由圖查得：V =1.12m3/5V.=0.325m3/s故操作彈性為： 匕^= =3.446V0.325s,min

所設計篩板得主要結果匯總于下表:篩板塔設計計算結果序號項目數值1平均溫度t,°C95.252平均壓力P,KPa140.853氣相流量匕,m3/s0.654液相流量L,m3/s0.00175實際塔板數246有效高度，m9.67塔徑，m1.18板間距，m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長，m0.72612堰高，m0.04813板上液層高度，m0.0614堰上液層高度，m0.01215降液管底隙高度，m0.02916安定區寬度,m0.0717邊緣區寬度，m0.0518開孔區面積m20.66919篩孔直徑,m0.00520篩孔數目358921孔中心距，m0.01522開孔率，％、10.123空塔氣速m/s0.6824篩孔氣速m/s9.6225穩定系數1.8626每層塔板壓強Pa54827負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶，kg液/kg氣0.00930氣相負荷上限m3/s1.1231氣相負荷下限m3/s0.32532操作彈性3.4467設備穩定性與機械強度校核計算7.1塔高估算n=24七=1n=1H=0.4mHD=2x0.4=0.8m塔底液相的平均密度由t=150°C查手冊得:序號 B—1234Z組分苯甲苯二甲苯溶劑油與殘渣W/(kg/h)i21766.5153.6371.41312.5awi0.0160.5840.1170.2831.000p/(kg/m3)596.3548.2613.7717.01.000p=￡pa=596.3x0.016+548.2x0.584+613.7x0.117+717x0.283=604.4035@/m3停留時1間5分鐘鐘，則：x5W= =109.375kg60W109.375V=——= =0.18m3p604.4035-V1x0.18AZ= = =0.016m兀D2 兀x1.12將進料所在板的板間距增至0.7m，人孔所在板的板間距增至0.8m，此處在考慮塔頂端與釜液上方的氣液分離空間均取1.5m，裙座取5m,選用兩個標準橢球形封頭高為0.275m,封頭直邊取0.025m。H=(n-n-n)H+nH+nH+H+H+H+HFPTFFPpDB封座=(24-1-1)x0.4+1x0.7+1x0.8+0.95+1.5+0.016+0.275+0.025+5=17.966m7.2筒體強度計算選用鋼號為Q235-A選用鋼號為Q235-A的鋼板制造精餾塔，則在t=200C下的用應力為:g]t=105MPa。7.2.1精餾塔壁厚PxD

2[b]q-p采用雙面對接焊縫100%探傷，則取中=1.0，又因為雙面腐蝕，取C=4mmP=0.1+0.035=0.135MPa 2C0.135x1100o=-^~105~1~0135+4=4.7mm考慮鋼板厚度負偏差與沖壓減薄量，圓整后取0=8mm厚的Q235-A的鋼板制作精餾塔。 ”7.2.2封頭的選取采用標準橢圓形封頭，雙面對接焊縫，100%探傷9=1.0設計壁厚按下式計算:0= PDi ,c= 0.135x1100 ,4=4.707mmd2［。］，p-0.5p 22x105x1-0.5x0.135c考慮鋼板厚度負偏差與沖壓減薄量，圓整后取0=8mm厚的Q235-A的鋼板制作封頭。 ”所以由上可知，塔體與封頭壁厚均取8mm。校核塔體與封頭水壓試驗強度由下式計算，即：p(D+0)八八b= ——/<0.9<pbe式中P=1.25P=1.25x0.135=0.16875MPa0=0—C=8—4.8=3.2mm查查取^=235MPas則b=Pt(D+0e)=0.16785x(1100+土2)=29.1MPat 20 2x3.2e0.99b=0.9x1x235MPa=211.5MPab<0.99b即：水壓試驗滿足要求。7.3塔設備所承受的各種載荷計算7.3.1質量載荷m=m+m+m+m+m+m+m0 1 2 3 4 5ae注：m:塔體和群座質量，kg；m:件質量，k