化工物料衡算及设备计算参考.docx

摘　　要
本次设计的内容是年产12万吨苯乙烯减压精馏系统模拟计算及工艺设计，采用连续精馏的方式，使用四个精馏塔，将脱氢混合液精馏成纯度大于99.7%产品苯乙烯以及乙苯、苯、甲苯和焦油等重组分。
利用PRO/II对苯乙烯减压精馏全工段进行了模拟计算，完成了物料衡算。利用模拟结果，对苯乙烯分离塔（T0403）进行了热量衡算和严格的设备计算，确定了塔高、塔径，填料性能和尺寸等。对塔顶冷凝器，进料泵，回流罐，塔接管等进行了计算选型和设计。绘制了带控制点的工艺流程图，物料平衡图，设备布置图及管道布置图。

关键词：苯乙烯；减压；精馏；设计

Abstract
The content is the simulate computation and process design of 120000 t/a of styrene vacuum distillation system. The dehydrogenated mixture is separeted into styrene, ethylbenzene, benzene, toluene and other heavy constituents like flux oil with continuous rectification of four distillation columns. The purity of the styrene is more than 99.7%.
The simulate computation of the whole process about the styrene vacuum distillation system has been completed with PRO/II. The material balance has also been finished. According to the resulsts, heat balance and the equipments of the styrene separation tower (T0403) are strictly calculated.The equipments computation consists of the determination of tower height, tower Drive, packing performance and size. The overhead condenser, feed pump, reflux accumulator and tower pipes are strictly calculated, selected and desighed. The engineering flow sheet with control points, material balance diagram, equipment layout and piping diagram have already finished.

Key Words：Styrene; Vacuum; Distillation;Design

摘　　要 I
Abstract II
第一篇 设计说明书 1
第 1 章 精馏的原理概述 1
1.1 精馏原理 1
1.2 减压精馏 1
1.3 苯乙烯的精馏技术 2
第 2 章 苯乙烯产品介绍 4
2.1 苯乙烯的用途 4
2.2 苯乙烯的性质 4
2.3 应急处置 5
2.4 苯乙烯的贮存 6
2.4 管理信息 6
2.5 危险特性 7
第 3 章 苯乙烯的生产技术 8
3.1 生产技术概述 8
3.2 苯乙烯的生产技术及进展 8
3.2.1 乙苯脱氢法 8
3.2.2 环氧丙烷—苯乙烯联产法 10
3.2.3 热解汽油抽提蒸馏回收法 10
3.2.4 丁二烯合成法 11
3.2.5 其他生产方法 11
3.2.6 小结 11
第 4 章 苯乙烯的供需现状 13
4.1 国内外苯乙烯生产情况 13
4.1.1国外生产情况 13
4.1.2国内生产情况 14
4.2 国内外苯乙烯市场需求情况 16
4.2.1国外市场需求情况 16
4.2.2国内市场需求情况 16
第 5 章 苯乙烯的发展前景及建议 18
5.1 苯乙烯的技术发展趋势和前景 18
5.2 苯乙烯的发展建议 18
第 6 章 工艺流程论述 20
6.1 苯乙烯的生产原理 20
6.2 工艺过程的确立 20
6.3 苯乙烯精馏工艺流程 21
6.4 主要工艺流程图（PRO/II模拟） 22
第 7 章 仪表及自控 23
7.1 精馏过程的操作分析 23
7.2 乙苯/苯乙烯分离塔（T0401）的主要仪表及自控 25
7.3 乙苯回收塔（T0402）的主要仪表及自控 25
7.4 苯乙烯塔（T0403）的主要仪表及自控 26
7.5 苯/甲苯分离塔（T0404）的主要仪表及自控 27
7.6 紧急停车 28
第 8 章 生产工艺中的三废 29
8.1 工业三废概述 29
8.2 废水、废气、废渣来源 29
8.3 三废的处理及综合利用 29
第 9 章 厂址选择 32
第 10 章 公用工程指标 33
第二篇 设计计算书 35
第 1 章 物料衡算 36
1.1 物料衡算概述 36
1.2 计算依据 36
1.3 PRO/II在化工设计及模拟中的应用 37
1.4 设计要求 37
1.5 模拟结果汇总 38
2.1 热量衡算概述 41
2.2 计算依据 41
2.3 温度压力的确定 42
2.4 热量衡算 42
第 3 章 T0403设备计算 45
3.1 物性参数计算 45
3.1.1 温度压力的确定 45
3.1.2 平均相对分子质量的计算 45
3.1.3 平均密度的计算 45
3.1.4 液相平均表面张力的计算 46
3.1.5 液相平均黏度的计算 46
3.2 汽液负荷计算 46
3.3 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 47
3.3.1 填料的选择 47
3.3.2 塔径的计算与选择 48
3.3.3 液体喷淋密度及空塔气速的核算 49
3.3.4 填料层高度的计算 50
3.3.5 填料层压降计算 50
3.3.6 其他各塔塔径的确定 50
第 4 章 T0403附属内件的选型和计算 52
4.1 填料支承板 52
4.2 床层限制板 52
4.3 液体分布器 53
4.4 除沫器 53
4.5 塔高度的计算 53
4.6 其他各塔塔高的确定 54
4.6.1 T0401塔高的确定 54
4.6.2 T0402塔高的确定 54
4.6.3 T0404塔高的确定 56
第 5 章 T0403塔塔顶冷凝器计算 57
5.1 确定流体流动的空间 57
5.2 计算传热负荷Q 57
5.3 选择列管换热器形式 57
5.4 估计传热面积 58
5.5 校核传热面积 58
5.5.1 冷凝传热系数 58
5.5.2 冷却水侧传热系数 58
5.6 总传热系数U计算 59
5.7 折流板 59
5.8 换热器内流体的流动阻力 60
5.8.1 管程流体阻力 60
5.8.2 壳程流动阻力 61
5.9 其他各塔冷凝器的简单选型 61
5.9.1 T0401塔塔顶冷凝器的简单选型 61
5.9.2 T0402塔塔顶冷凝器的简单选型 62
5.9.3 T0404塔塔顶冷凝器的简单选型 63
第 6 章 塔底再沸器的计算与选型 65
6.1 T0401塔底再沸器的计算与选型 65
6.2 T0402塔底再沸器的计算与选型 65
6.3 T0403塔底再沸器的计算与选型 66
6.4 T0404塔底再沸器的计算与选型 67
第 7 章 进料泵的设计与选型 69
7.1 泵吸入与排出管线流速 69
7.2 管路阻力系数的计算 70
7.3 进料泵的选型 70
第 8 章 塔顶回流罐的选型 72
8.1 T0401塔顶回流罐的选型 72
8.2 T0402塔顶回流罐的选型 72
8.3 T0403塔顶回流罐的选型 72
8.4 T0404塔顶回流罐的选型 72
第 9 章 塔接管的选型 74
9.1 T0401塔接管的选型 74
9.1.1 T0401塔进料管 74
9.1.2 T0401塔回流管 74
9.1.3 T0401塔塔底出料管 74
9.1.4 T0401塔塔顶蒸汽出料管 74
9.1.5 T0401塔塔底蒸汽进气管 75
9.2 T0402塔接管的选型 75
9.2.1 T0402塔进料管 75
9.2.2 T0402塔回流管 75
9.2.3 T0402塔塔底出料管 75
9.2.4 T0402塔塔顶蒸汽出料管 76
9.2.5 T0402塔塔底蒸汽进气管 76
9.3 T0403塔接管的选型 76
9.3.1 T0403塔进料管 76
9.3.2 T0403塔回流管 76
9.3.3 T0403塔塔底出料管 77
9.3.4 T0403塔塔顶蒸汽出料管 77
9.3.5 T0403塔塔底蒸汽进气管 77
9.4 T0404塔接管的选型 77
9.4.1 T0404塔进料管 77
9.4.2 T0404塔回流管 77
9.4.3 T0404塔塔底出料管 78
9.4.4 T0404塔塔顶蒸汽出料管 78
9.4.5 T0404塔塔底蒸汽进气管 78
第 10 章 经济评价 79
10.1 化工技术经济分析的意义 79
10.2 技术指标及基本参数 79
10.3 经济分析 84
结　　论 87
参 考 文 献 88
附录A 相关参数的PRO/II模拟结果汇总 89
附录B 热力学计算包使用方法及计算原理 94
B.1 热力学计算包的使用方法 94
B.2 热力学计算包的计算原理 96
附录C 主要符号说明 98
附录D 主要设备一览表 99
致　　谢 103

第二篇 设计计算书

第 1 章 物料衡算
1.1 物料衡算概述
物料衡算是化工设计计算中最基本、最重要的内容之一。在解决设计设备尺寸前要定出所处理的物料量。整个过程或其某一步骤中原料、产物、副产物之间的关系可通过物料衡算确定。
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，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，但总条件不随时间变化。
物料衡算是在工艺路线确定之后，开始工艺流程的设计并绘制出工艺流程草图后进行的。物料衡算采用的是定量的方法，计算出流程中计入与离开每一过程或设备的各物流的数量，组成及各组分的含量。为进行能量衡算，设备选型或工艺设计，确定原料消耗定额等提供依据。
1.2 计算依据
根据质量守恒定律可得，进入任何过程的物料质量应等于从该过程离开的物料质量与积存于该过程中的物料质量之和。得到物料衡算式：
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。
根据质量守恒定律，对一个体系内质量流动及变化的情况用数学式描述物料平衡关系则为物料平衡方程[12]。物料平衡方程基本表达式为：
∑F0=∑D+A+∑B
式中：
F0—输入体系的物料质量；
D—离开体系的物料质量；
A—体系内积累的物料质量；
B—过程损失的物料质量。
1.3 PRO/II在化工设计及模拟中的应用
Simsci公司的PRO/II流程模拟软件用于化工过程严格的质量和能量平衡模拟计算，可以提供在线模拟，其计算模型已成为国际标准。PRO/II有标准的ODBC通道，可同换热器计算软件或其他大型计算软件相连，另外还可与WORD、EXCEL、数据库相连，计算结果可在多种方式下输出。
该软件在20实世纪80年代进入中国后，在一些大的石化和化工设计院广泛地应用，使用该软件可以降低用户成本、提高产品质量和效益、增强管理策略。PRO/II适用于：油/气加工、炼油、化工、化学、工程和建筑、聚合物、精细化工/制药等行业，主要用来模拟设计新工艺、评估改变的装置配置、改进现有装置、依据环境规则进行评估和证明、消除装置工艺瓶颈、优化和改进装置产量和效益等[13]。
本次设计采用PRO/II软件对整个流程进行模拟计算，方便、快捷、准确。
1.4 设计要求
（1）原料组成
原料组成（质量%）见表1-1。

表1-1 原料组成表
Component 组分
Wt%
Benzene苯
1.5
Toluene甲苯
1
Ethyl benzene乙苯
24
Styrene苯乙烯
70
α-methyl styrene α-甲基苯乙烯
3.3
Flux Oil
0.2
Total
100

（2）回收产品纯度
苯乙烯≥99.7%，α-甲基苯乙烯≤0.05%，苯乙烯收率≥98.5%。
（3）乙苯/苯乙烯塔顶压力
乙苯/苯乙烯塔顶压力0.03MPaA。
（4）年工作时间
年工作时间8000小时。

1.5 模拟结果汇总
物料衡算式为：

由PRO/Ⅱ对该操作流程的模拟可知，
对于T0401：
F=240.3436kmol/h，D=71.2830kmol/h，W=169.0606kmol/h,
由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，故给出摩尔组成：
,，。
同样，对于T0403：
F= 169.0606kmol/h，D= 162.0255kmol/h，W= 7.0351kmol/h,
,，。
T0401的物料衡算结果见表1-2~1-4。
表1-2 T0401进料组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
1.00
251.7
1.34
3.2222
甲苯
1.50
377.55
1.70
4.0975
乙苯
27.00
6795.9
26.63
64.0112
苯乙烯
67.00
16863.9
67.37
161.9170
α-甲基苯乙烯
3.00
755.1
2.66
6.3895
焦油
0.50
125.85
0.29379
0.7061

表1-3 T0401塔顶组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
3.39
251.7
4.52
3.2222
甲苯
5.09
377.55
5.75
4.0975
乙苯
91.47
6787.025
89.68
63.9276
苯乙烯
0.05
3.71
0.049971
0.0356

表1-4 T0401塔底组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
乙苯
0.05
8.875
0.049446
0.0836
苯乙烯
94.99
16860.19
95.75
161.8814
α-甲基苯乙烯
4.25
755.1
3.78
6.3895
焦油
0.70901
125.85
0.41766
0.7061
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99.87%，苯乙烯收率为99.98%。
其他塔的物料衡算数据如表1-5~表1-13所示。

表1-5 T0402进料组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
3.39
251.7
4.52
3.2222
甲苯
5.09
377.55
5.75
4.0975
乙苯
91.47
6787.025
89.68
63.9276
苯乙烯
0.05
3.71
0.049971
0.0356

表1-6 T0402塔顶组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
40.56
251.6999
44.6
3.2222
甲苯
59.30
368.0308
55.29
3.9942
乙苯
0.14
0.8688
0.11327
0.0081837

表1-7 T0402塔底组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
甲苯
0.14
9.5192
0.16128
0.1033
乙苯
99.81
6786.1560
99.78
63.9194
苯乙烯
0.054564
3.71
0.055607
0.0356

表1-8 T0403进料组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
乙苯
0.05
8.875
0.049446
0.0836
苯乙烯
94.99
16860.19
95.75
161.8814
α-甲基苯乙烯
4.25
755.1
3.78
6.3895
焦油
0.70901
125.85
0.41766
0.7061

表1-9 T0403塔顶组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
乙苯
0.052589
8.875
0.051593
0.0836
苯乙烯
99.9
16859.7968
99.91
161.8776
α-甲基苯乙烯
0.045
7.5943
0.039661
0.0643

表1-10 T0403塔底组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯乙烯
0.045001
0.3932
0.053663
0.037752
α-甲基苯乙烯
85.55
747.5057
89.91
6.3252
焦油
14.40
125.8500
10.04
0.7061

表1-11 T0404进料组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
40.56
251.6999
44.6
3.2222
甲苯
59.30
368.0308
55.29
3.9942
乙苯
0.14
0.8688
0.11327
0.0081837

表1-12 T0404塔顶组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
99.95
251.5142
99.96
3.2199
甲苯
0.05
0.1258
0.042392
0.0013655

表1-13 T0404塔底组成表
组分
质量分率wt%
质量流量kg/h
摩尔分率%
摩尔流量kmol/h
苯
0.05
0.1845
0.058992
0.0023617
甲苯
99.71
367.9050
99.74
3.9929
乙苯
0.023548
0.8688
0.20442
0.0081837

由以上数据可知：苯乙烯纯度：99.9%，乙苯纯度：99.81%，苯乙烯收率为99.98%，α-甲基苯乙烯质量分率为0.045%≤0.05%。各项条件均满足设计要求。

第 2 章 热量衡算
2.1 热量衡算概述
能量的消耗是化工生产中一项重要的经济技术指标，它是衡量工艺过程，设备设计，操作制度是否合理先进的主要指标之一。而能量衡算可为提高能量的利用率，降低能耗提供重要的依据。能量衡算的前提是物料衡算，在确定了工艺流程图后，就可全面展开能量衡算和设备计算。
热量衡算是能量衡算的一种，在能量衡算中占有主要地位。进行热量衡算有两种情况：一种是对单元设备做热量衡算，当各个单元设备之间没有热量交换时，只需对个别设备做计算；另一种是整个过程的热量衡算，当各个工序或单元操作之间有热量交换时，必须做全过程的热量衡算[14]。
通过进行热量衡算，可以得到耗能指标，比较设计方案，对比先进水平，寻找存在的问题；为设备选型，确定尺寸的提供了主要依据；更有利于组织管理，技术革新，降低能耗。
2.2 计算依据
∑Q=∑Hout+∑Hin
式中：
∑Q为过程热量之和，包括热损失
∑Hout为离开设备的各物料的焓的总和
∑Hin为进入设备的各种物料的焓的总和
本次设计，主要对T0403进行热量衡算，如图2-1所示，得到热量衡算式：

图2-1 热量衡算图
式中：
：0℃时塔顶气体上升的焓。
：回流液的焓。
：塔顶流出液的焓。
：冷凝器消耗的焓。
：进料口的焓。
：塔底残液的焓。
：再沸器提供的焓。
Q'： 再沸器损失能量。
2.3 温度压力的确定
以T0403为例，进行热量衡算。
查得T0403进料、塔顶及塔底的温度、压力如表2-1所示：

表2-1 T0403进料、塔顶及塔底温度、压力汇总表

温度K
压力KPa
备注
进料
149.2
114.6
饱和液体
塔顶
70.36
10.0
泡点回流
塔底
124.9
31.0
饱和液体

由表2-1算得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
2.4 热量衡算
从PRO/Ⅱ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：
查热力学计算包（详见附录B）得，塔顶温度下，各组分的气化潜热：
，。

从PROⅡ模拟的输出结果可得：塔顶平均分子量。
物料的焓值常从0℃算起。
（1）0℃时塔顶气体上升的焓：
塔顶以0℃为基准：
由PROⅡ模拟的输出结果：进入冷凝器的蒸汽量

（2）回流液的焓：
认为泡点回流进行计算，回流温度
由PROⅡ模拟的输出结果：

（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）再沸器提供的焓：
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：

T0403的热量衡算结果如表2-2所示。

表2-2 热量衡算结果汇总
项目
进料
冷凝器
塔顶馏出液
塔釜残液
再沸器
平均比热容/[kJ/(kmol·K)]

—

—
热量Q/( kJ/h)

第 3 章 T0403设备计算
3.1 物性参数计算
3.1.1 温度压力的确定
精馏段：
K
Kpa
提馏段：
K
Kpa
3.1.2 平均相对分子质量的计算
由PRO/Ⅱ模拟得到：
精馏段平均摩尔质量:

提馏段平均摩尔质量:

3.1.3 平均密度的计算
由PRO/Ⅱ模拟所得
精馏段:

提馏段：

3.1.4 液相平均表面张力的计算
精馏段的液相平均表面张力：

提馏段的液相平均表面张力：

3.1.5 液相平均黏度的计算
精馏段液相平均黏度：
mPas
提馏段液相平均黏度：
mPas
3.2 汽液负荷计算
精馏段：

提馏段：

可能用到的T0403精馏段、提馏段相关数据汇总如表3-1所示。

表3-1 T0403精馏段、提馏段相关数据汇总表

精馏段
提馏段
温度K
358.1
385.3
压力KPa
15.27
28.22
气相平均分子质量kg/kmol
104.324
111.322
液相平均分子质量kg/kmol
104.5275
111.592
气相平均密度kg/m3
0.53395
0.998505
液相平均密度kg/m3
852.258
832.4525
液相平均表面张力mN/m
27.8235
23.602
液相平均黏度mPas
0.36111
0.31969
气相摩尔流率kmol/h
447.85
400.95
液相摩尔流率kmol/h
284.3
405.2
气相体积流率m3/s
28.416
12.956
液相体积流率m3/s
0.009675
0.01510
气相质量流率kg/h
46688.5
44317.5
液相质量流率kg/h
29688
45197

3.3 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
3.3.1 填料的选择
塔填料是填料塔的核心内件。其作用是为气、液两相提供充分而密切的接触，以实现相际间的高效传热和传质。不同结构形式和尺寸的填料具有不同的几何特性，从而表现出不同的流体力学特性和传质特性。进而，它决定着填料塔的通过力、分离效率和过程能耗等各项技术指标。
塔填料按其自身结构和使用方式可分成散装填料和规整填料两大类。每一大类塔填料又细分为不同结构特性的几个系列。每一系列中，基于减小压力降，增加比表面积，增大流体扰动和改善表面润湿性能的要求，又构成了自身的发展序列。至今，塔填料已形成了多品种、多种规格的系列产品，共设计选用。
金属孔板波纹填料，例如麦勒帕克（Mellapak）是瑞士Sulzer公司产品，有12种规格，弗莱克西帕克（Flaxipak）的美国Koch公司买Sulzer公司Mellapak制造权的产品；吉姆帕克（Gempak）是美国Glitsh公司于1982年开发的产品共有5种规格。这些孔板波纹填料的主体结构相同，均匀在薄金属板上冲洗，后压制成波纹制成波纹片。再将其平行叠合而组成圆体塔盘单体。其不同公司产品的微小差异在于波纹片上的细致结构不尽相同。因此大体来说，各公司相近型号的金属孔板波纹填料的性能基本一样。孔板波纹填料不但具有丝网波纹填料流通量大，阻力小，效率较高的优点，而且造价低、制造方便、抗污染能力强。孔板波纹填料的开发使用，标志着规整填料向化工、石油化工和炼油工业的通用化方向，大型化发展的新阶段。
因为此物系分离的难易程度适中，气液负荷适中，设计中选用250Y金属孔板波纹填料。
3.3.2 塔径的计算与选择
（1）精馏段
液相质量流量：
气相质量流量：
采用金属孔板波纹250Y填料，查柴诚敬著《化工原理》下册，附录二、2，得相关数据如下：
比表面积，空隙率；
填料的泛点气速可由贝恩（Bain）-霍根（Hougen）关联式计算：

解得：
以上式中：
—泛点气速，m/s；
g—重力加速度，9.81m/s2；
at—填料总比表面积，m2/m3；
ε—填料层空隙率，m3/m3；
、—气相、液相密度，kg/m3；
—液体黏度，mPa·s；
、—液相、气相的质量流量，kg/h；
A、K—关联常数。
常数A、K与填料的形状及材质有关，上式中的A、K值见表3-2。
表3-2 A、K 常数表
规整填料类型
A
K
金属孔板波纹填料
0.291
1.75

取
塔径
（2）提馏段
液相质量流量：
气相质量流量：
填料的泛点气速仍可由贝恩（Bain）-霍根（Hougen）关联式计算：

解得：
取
塔径
比较二者结果，圆整塔径，取D=3000mm。
3.3.3 液体喷淋密度及空塔气速的核算
计算公式
精馏段液体喷淋密度为

精馏段空塔气速为

提馏段液体喷淋密度为

提馏段空塔气速为

3.3.4 填料层高度的计算
填料层高度的计算采用理论板当量高度法。
对金属孔板波纹填料250Y查得，每米填料理论板数为2-3块，取。
则
,本次取.
由，
精馏段填料层高度为

提馏段填料层高度为

其中：—理论板数
—传质单元数，m
设计取精馏段填料层高度为11m，提馏段填料层高度为12m。
设计取分段高度为6m，故精馏段分2段，提馏段分2段。
3.3.5 填料层压降计算
对250Y金属孔板波纹填料，
每米填料层压降为
精馏段填料层压降为：

提馏段填料层压降为：

填料层总压降为：

3.3.6 其他各塔塔径的确定
使用PRO/II中对手工计算的T0403塔径进行校核。如图3-1所示：

图3-1 PRO/II模拟塔径过程图

双击“Tray Hydraulics/Packing…”，输入相关数据，查看结果。模拟得T0403塔径为3000mm，与计算结果一致，故PRO/II模拟结果可信。用此法依次确定各塔塔径，所得结果表3-3所示。

表3-3 各塔塔径一览表
塔编号
塔径/mm
T0401
4600
T0402
1000
T0403
3000
T0404
600

第 4 章 T0403附属内件的选型和计算
4.1 填料支承板
填料支承板用于支承填料层及其持液的重量，为使其气、液两相流体顺利通过，其开孔率要大于填料层的空隙率，以防止在此发生液泛。常用的填料支承装置有栅板型、孔管型、驼峰型和梁型等。有栅板型和梁型支承板结构如图4-1所示。

图4-1 填料支承板结构

对于规整填料，通常选用栅板型支承装置。栅板结构简单、自由截面积较大、金属耗用量较少，所以栅板型支承板较多用，栅条间距约为填料外径的0.6-0.8倍，以防止填料掉落。对于大塔，也可采用较大间距的栅板，其上预先布满一层大尺寸的填料，而后放置尺寸较少的塔填料。这样栅板自由截面率较大，制作又简单。为装卸方便，栅板多分块制做而后组装，每块宽度约在300-400mm之间，以便于从人孔装卸。
填料的支撑装置选用栅板式支撑板，栅板分成四块。填料限定装置选床层限定板，它的重量一般为每平米300N。
本次设计采用栅板型支承板。
4.2 床层限制板
为防止填料层在气体差和负荷波动引起的冲击下发生窜动和膨胀，对任何填料塔都必须安装填料压板或床层限制板。
（1）填料压板。适用于固定陶瓷填料层，凭自身的重量限制填料松动，必须固定于塔壁。其产生的压强常设计为1100Pa左右。此外，自由截面率不应大于70%以减少阻力。其型式分栅条压板和丝网压板等。
（2）床层限制板。其结构与填料压板相似，但其产生压强只为300Pa左右，安装于塔内时必须固定于内壁上，由此限制填料层的高度，防止松动。
设计采用床层限制板。
4.3 液体分布器
按照布液作用的原理，液体分布器可分为靠压差分布的多孔型和靠重力分布的溢流型两大类。
溢流型分布器的工作原理是当液面超过堰口高度时，依靠液体自重通过堰口流出，沿着溢流管（槽）壁呈膜状流下，淋洒于填料层上。这种分布器特别适用于大型填料塔。它的优点是操作弹性大，不易堵塞，可靠性好，便于分块安装。
设计采用溢流分布器。
4.4 除沫器
为捕集出填料层中所夹带的液沫和雾滴，需在塔顶液体初始分布器的上方设置除沫器，常用的型式有以下几种。
（1）择流板式除沫器。它是利用惯性原理设计的最简单的除沫器。它能除去50μm以上的雾滴，压力降一般为。
（2）旋流板式除沫器。它由数块固定的旋流板组成，气体通过时形成快速旋转运动，在离心惯性力的作用下将雾滴甩至器壁流下。除沫效果比择流板好，但压降较高（300Pa以内），适用于大塔、气体个、负荷高、净化要求严格的场合。
（3）丝网层除沫器。它由金属（或塑料）丝网编织成网，卷成盘状而成。盘高约为100-500mm，可捕集5μm以上的微小雾滴，压力降不超过250Pa，除沫效率可达98-99%，支承网栅板应有90%以上的自由截面率。
设计采用旋流式除沫器。
4.5 塔高度的计算
填料共分为4段，由塔顶至塔底总高为23m；
再分布器共4个，总高度为；
人孔共4个，总高度为；
封头：0.8m
塔顶空间（包括一个人孔、一个再分布器和一个除沫器）：2.5m
塔底空间（包括一个人孔）：2m
裙座高度：8.5m
则塔的总高度：
4.6 其他各塔塔高的确定
4.6.1 T0401塔高的确定
该塔为填料塔，由PRO/II模拟结果可知，塔板总数为79（不包含冷凝器与再沸器），进料板为第39块塔板。
填料层高度的计算采用理论板当量高度法。
对金属孔板波纹填料250Y查表得，每米填料理论板数为2-3块，取。
则
,本次取.
由，
精馏段填料层高度为

提馏段填料层高度为

其中：—理论板数
—传质单元数，m
设计取精馏段填料层高度为22.8m，提馏段填料层高度为24.6m。
设计取分段高度为6m，故精馏段分4段，提馏段分4段。
填料共分为8段，由塔顶至塔底总高为47.4m；
再分布器共8个，总高度为；
人孔共8个，总高度为；
封头：0.8m
塔顶空间（包括一个人孔、一个再分布器和一个除沫器）：2.5m
塔底空间（包括一个人孔）：2m
裙座高度：8.5m
则塔的总高度：
4.6.2 T0402塔高的确定
该塔为筛板塔，由PRO/II模拟结果可知，塔板总数为32（不包含冷凝器与再沸器），进料板为第17块塔板。
塔总体高度利用下式计算

（1）塔顶封头：
封头分为椭圆形、蝶形封头等几种。
本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1000mm，查《化工原理课程设计（王卫东主编）》[5]中附录2得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。则封头高度。
（2）塔顶空间：
设计中取塔顶空间，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.1m。
（3）塔底空间：
塔底空间是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为3min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则：

（4）人孔：
对D≥1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6—8塔板设一人孔，本塔中共有32块塔板，需设置5个人孔（塔顶空间、塔底空间各一个），每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距。
（5）进料板处板间距：
考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距。
（6）裙座：
塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。
基础环内径：
基础环外径：
圆整后：
，。
考虑到再沸器，取裙座高。
塔体总高度：

4.6.3 T0404塔高的确定
该塔为填料塔，由PRO/II模拟结果可知，塔板总数为30（不包含冷凝器与再沸器），进料板为第14块塔板。
填料层高度的计算采用理论板当量高度法。
对金属孔板波纹填料250Y查表得，每米填料理论板数为2-3块，取。
则
,本次取.
由，
精馏段填料层高度为