年处理18万吨粗苯加氢精制工艺设计毕业设计.doc

唐山学院毕业设计唐 山 学 院毕 业 设 计设计题目：年处理18万吨粗苯加氢精制工艺设计 系 别： 环境与化学工程系 班 级： 09石油化工生产技术（2）班 姓 名： 丁伟伟 指 导 教 师： 程磊 2012年6月4日18万吨/年粗苯加氢精制工艺设计摘要粗苯为中间体产品，仅作为溶剂使用，但是精制后的焦化苯、焦化甲苯、焦化二甲苯等产品，是有机化工、医药和农药等的重要原料。业内专家认为，粗苯加氢精制技术代表了粗苯加工精制的发展方向，这一技术在我国的推广使用，不仅可使宝贵的苯资源得到充分利用，还可有效改善粗苯精制的面貌，提高清洁生产的水平。在本设计加氢工艺中，低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，产品质量好，已被广泛用于以石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此本粗苯精制采用低温加氢精制工艺。纯苯精度可达99.9%以上，甲苯也在99%以上，产品纯度均优于其他方法。关键词： 粗苯 加氢 苯 甲苯 工艺设计Process Design of Hydrogenation of Crude Benzene with Annual Handling Capacity of 180 Thousand TonsAbstract Crude Benzol for intermediate products, only use as a solvent, but after refining coking benzene, coke toluene, xylene and other coking products, organic chemicals, pharmaceuticals and pesticides, such as the important raw materials, Industry experts believe that crude benzene hydrogenation technology for refining crude benzene represents the direction of development of this technology in China to promote the use of benzene is not only valuable resources can be fully utilized, can effectively improve the appearance of refined crude benzene, improve hygieneThe middle level. During the design process of hydrogenation, the hydrogenation of low-temperature hydrogenation process temperature, low pressure, product quality, has been widely used in the oil re-oil, high temperature pyrolysis gasoline, coking crude benzene hydrogenation for the production of raw materials, so the use of low-temperature crude benzene hydrogenation refining process. Accuracy of 99.9% pure benzene than toluene are more than 99% purity of product are better than other methods.Key words: Crude Benzene; hydrogenation; benzene; Toluene; process design目 录1 引言11.1设计的意义11.2设计指导思想和原则11.3设计依据22 生产方法和工艺流程的确定32.1工艺技术的比较与选择32.1.1主要生产工艺技术简介32.1.2工艺技术的比较与选择42.2生产流程叙述43 物料衡算63.1原料粗苯计算63.2两苯塔进出料63.3预精馏塔进出料63.4纯苯塔进出料64 设备的计算与选型74.1塔体的工艺计算：74.1.1精馏塔的物料衡算74.1.2精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算84.1.3精馏塔塔顶、塔底、进料板密度流量的计算154.1.4最小回流比、回流比及操作线的计算164.1.5塔板的计算184.1.6表面张力的计算194.1.7液相平均黏度204.1.8塔径的计算214.2 塔板尺寸的设计与计算224.2.1溢流堰设计224.2.2弓形降液管的宽度和面积234.2.3降液管的底隙高度234.3塔板布置及浮阀的数目与排列234.3.1塔板布置234.3.2浮阀数目与排列244.4塔板的流体力学计算254.4.1气相通过浮阀塔板的压降254.4.2降液管高度验算264.4.3物沫夹带验算274.5塔附件设计284.5.1接管的计算284.5.2裙座294.5.3塔高304.6塔板负荷性能图304.7设备一览表355 车间布置365.1车间布置原则365.2厂房概况及布置36结论37谢辞38参考文献39附 录40外文资料4146- -1 引言1.1设计的意义粗苯是初级化工原料，通过进一步加工精制后，可以获得优质纯苯，甲苯、二甲苯和重苯等，这些产品广泛用于合成纤维、塑料、医药、染料、农药、油漆、橡胶及日用化工等行业，均为高附加值产品，具有可观的经济效益。加氢法精制粗苯产品能够达到石油级质量要求，具有工艺先进，苯收率高，无污染等优势。苯加氢是化工产业延伸和增加产品附加的需要。作为基础化工原料的笨，近几年随着下游需求不断增强，市场一直走俏。粗苯加氢工艺生产的苯能够满足下游产品高质量的要求，能够有效的补充市场需求，为地区经济和社会的发展做出积极的贡献。近年来,随着焦化行业的火爆以及国家对焦化行业的宏观指导,使焦化行业更加规范,一些大型焦炉陆续上马,焦化企业配套建设的化工回收装置的收率也随之提高,这使得我国的粗苯产量有了明显的提高。截止2006年,我国焦化粗苯年产量已达到145万吨左右,这使得粗苯加氢精制的原料有了可靠保障。 本设计的产品有纯苯、甲苯、二甲苯、非芳烃、重苯，其中最主要的产品是纯苯、甲苯和二甲苯。现将各种主要产品的重要作用介绍如下：苯：在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。纯苯是重要的化工原料，广泛用作合成树脂、合成纤维、合成橡胶、染料、医药、农药的原料，也是重要的有机溶剂。我国纯苯的消费领域主要在化学工业，以苯为原料的化工产品主要有苯乙烯、苯酚、己内酰胺、尼龙66盐、氯化苯、硝基苯、烷基苯和顺酐等。在炼油行业中用作提高汽油辛烷值的掺和剂。甲苯：是一种无色有芳香味的液体，广泛应用于农药、树脂等与大众息息相关的行业中，国际上其主要用途是提高汽油辛烷值或用于生产苯以及二甲苯，而在我国其主要用途是化工合成和溶剂，其下游主要产品是硝基甲苯、苯甲酸、氯化苄、间甲酚、甲苯二异氰酸酯等，还可生产很多农药和医药中间体。另外，甲苯具有优异的有机物溶解性能，是一种有广泛用途的有机溶剂。二甲苯：主要衍生物为对二甲苯，邻二甲苯等。混合二甲苯主要用作油漆涂料的溶剂和航空汽油添加剂，此外还用于燃料、农药等生产。对二甲苯主要生产PTA以及聚酯等。邻二甲苯主要用于生产苯酐等。1.2设计指导思想和原则本设计本着充分运用国家资源，产出高纯度有价值产品的原则，力求符合国家的经济政策和技术政策，达到工艺上可靠，经济上合理；要尽可能吸收最新科技成果，力求技术先进，经济效益更大，不造成环境污染；符合国家工业安全与卫生要求，达到国家生产技术标准并达到环保要求。既要考虑到技术可靠，经济合理，又要最大限度地保护环境不受污染，且利于国民经济的全面发展。1.3设计依据根据设计任务，粗苯的年处理量为180,000吨/年。全年生产时间为300天7200小时，剩余时间为大修、中修时间。 工艺设计原料粗苯要求：甲苯含量：小于14.2% ，苯含量：大于70% ，二甲苯：小于4.0% ，三苯含量：大于88% ，萘含量：小于3.0% ，密度：小于 0.885。料液组成： 0.83 苯，0.17甲苯（质量分率，以下同）。产品组成（纯苯塔)： 馏出液99.9%苯， 釜液1%苯。 进料状况：泡点进料。加热方式：间接蒸汽加热。回流比：R=（1.22）Rmin。2 生产方法和工艺流程的确定2.1工艺技术的比较与选择2.1.1主要生产工艺技术简介目前已工业化的粗苯加氢工艺有莱托(Litol)法，萃取蒸馏低温加氢(K.K)法，溶剂萃取低温加氢法。第一种为高温加氢，后两种为低温加氢。 （1）Litol法粗苯加氢高温催化加氢的典型工艺是Litol工艺，在温度为600-650，压力6.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，加氢裂解把高分子烷烃和环烷烃转化为低分子烷烃，以气态分离出去；加氢脱烷基，把苯的同系物最终转化为苯和低分子烷烃。故高温加氢的产品只有苯，没有甲苯和二甲苯，另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧的反应，脱除原料有机物中的S、N、O，转化成H2S、NH3、H2O的形式除去，对加氢油的处理可采用一般精馏方法，最终得到苯产品。该法的工艺过程大致为：粗苯预蒸馏、获得轻苯再预加氢，主加氢在稳定塔然后进行精馏。可见，加氢用原料实质上是轻苯，这里的预蒸馏相当于国内的两苯塔。国内回收苯族烃广为采用生产两苯（轻苯与重苯）的工艺，因此，Litol加氢技术应用于我国，应以轻苯直接作为加氢原料比较合理。Litol加氢工艺的特点是能够将苯环上的烷基脱除，故只能获得一种产品：纯苯，但产率高达114%。预蒸馏采用减压操作，旨在降低温度，以避免不饱和化合物在蒸馏过程中发生聚合。预加氢采用Co-Mo系催化剂，但必须先硫化，以适当降低催化剂的活性、并提高不饱和化合物加成反应的选择性。该工序的作用是先将易发生聚合的物质除去，有利于后续主加氢的操作。主加氢采用Cr2O3Al2O3系催化剂，反应温度为610630、操作压力5.88MPa。能将轻苯中的不饱和化合物与含硫化合物几乎全部加氢脱除，获得的加氢油只需要采用普通的精馏方法就能分离，稳定塔实质是一个精馏塔，且采用加压操作，旨在提高苯的沸点、以减少苯的损失；同时使具有不同沸点的饱和烃与苯分离。白土塔是起吸附作用的装置，能将尚未反应的微量不饱和烃除去，为后续精馏工序获得优质苯创造条件。为了循环利用氢气，粗苯加氢后的尾气必须经过一系列处理，包括脱硫（MEA法）、甲苯洗净、改质变换与变压吸附等工序，最终获得99.9%的氢气返回系统供加氢之用。 （2）萃取蒸馏低温加氢(K.K)法和溶剂萃取低温加氢法 低温催化加氢的典型工艺是萃取蒸馏加氢(K.K法)和溶剂萃取加氢。在温度为300-370，压力2.5-3.0MPa条件下进行催化加氢反应。主要进行加氢脱除不饱和烃，使之转化为饱和烃；另外还要进行脱硫、脱氮、脱氧反应，与高温加氢类似，转化成H2S、NH3、H2O的形式。但由于加氢温度低，故一般不发生加氢裂解和脱烷基的深度加氢反应。因此低温加氢的产品有苯、甲苯、二甲苯。对于加氢油的处理，萃取蒸馏低温加氢工艺采用萃取精馏方法，把非芳烃与芳烃分离开。而溶剂萃取低温加氢工艺是采用溶剂液液萃取方法，把非芳烃与芳烃分离开，芳烃之间的分离可用一般精馏方法实现，最终得到苯、甲苯、二甲苯。2.1.2工艺技术的比较与选择Litol法粗苯加氢工艺的加氢反应温度、压力较高，又存在氢腐蚀，对设备的制造材质、工艺、结构要求较高，设备制造难度较大，只能生产1种苯，制氢工艺较复杂，采用转化法，以循环气为原料制氢，总精制率较低。与Litol法相比，萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢方法的优点是以粗苯或焦油蒸馏的脱酚轻油为原料，氢耗较低，加氢反应温度、压力较低，设备制造难度小，很多设备可国内制造，能耗也较少，能够生产3种苯一纯苯、甲苯、二甲苯，生产操作容易。制氢工艺采用变压吸附法，以甲醇为原料制氢，制氢工艺简单，产品质量好。在本设计加氢工艺中，低温加氢工艺的加氢温度、压力较低，产品质量好，低温加氢工艺包括萃取蒸馏低温加氢工艺和溶剂萃取低温加氢工艺，这两种工艺在国内外是比较成熟的工艺，已被广泛用于石油重整油、高温裂解汽油、焦化粗苯为原料的加氢生产中，因此本粗苯精制采用低温加氢精制工艺。纯苯精度可达99.9%以上，甲苯也在99%以上，产品纯度均优于其他方法。K-K法粗苯加氢属于中温、中压、不脱烷基的加氢技术，其操作温度为340370、压力为2.83.0MPa。显然，该技术对加氢设备的材质要求相应较低。萃取蒸馏低温加氢方法和溶剂萃取低温加氢方法两种低温加氢方法相比较，前者工艺简单，可对粗苯直接加氢，不需先精馏分离成轻苯和重苯，但粗苯在预蒸发器和多级蒸发器中容易结焦堵塞；后者工艺较复杂，粗苯先精馏分成轻苯和重苯，然后对轻苯加氢，但产品质量较高。经过综合比较考虑，本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺。2.2生产流程叙述粗苯首先经原料输送泵进入两苯塔，在其中实现轻重苯分离，重质苯作为产品输送至罐区，塔顶轻苯被送至加氢工序，在加氢工序中，轻苯与高纯氢气混合后进入预反应器，预反应器的作用主要是除去二烯烃和苯乙烯，催化剂为Ni-Mo，预反应器产物经管式炉加热后，进入主反应器，在此发生脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，催化剂为Co-Mo，预反应器和主反应器内物料状态均为气相。从主反应器出来的产物经一系列换热器、冷却器被冷却，在进入分离器之前，被注入软水，软水的作用是溶解产物中沉积的盐类。分离器把主反应器产物最终分离成循环氢气、液态的加氢油和水，循环氢气经预热器，补充部分氢气后，由压缩机送到预蒸发器前与原料粗苯混合。 加氢油经预热器预热后进入脱轻塔，脱轻塔由中压蒸汽进行加热，脱轻塔实质就是精馏塔，把溶解于加氢油中的氨、硫化氢以尾气形式除去，含H2S的尾气可送入焦炉煤气脱硫脱氰系统，脱轻塔出来的苯、甲苯、二甲苯混合馏分进入预蒸馏塔，在此分离成苯、甲苯馏分(BT馏分)和二甲苯馏分(XS馏分)，二甲苯馏分进入二甲苯塔，塔顶采出少量C8非芳烃和乙苯，侧线采出二甲苯，塔底采出二甲残油即C9馏分，由于塔顶采出量很小，所以通常塔顶产品与塔底产品混合后作为二甲残油产品外卖。 苯、甲苯馏分与部分补充的甲酰吗啉溶剂混合后进入萃取蒸馏塔，萃取蒸馏塔的作用是利用萃取蒸馏方式，除去烷烃、环烷烃等非芳烃，塔顶采出非芳烃作为产品外卖，塔底采出苯、甲苯、N-甲酰吗啉的混合馏分，此混合馏分进入溶剂再生塔。溶剂再生塔在真空下操作，把苯、甲苯馏分与溶剂N-甲酰吗啉分离开，溶剂再生塔顶部采出苯、甲苯馏分，苯、甲苯馏分进入纯苯塔精馏分离成苯、甲苯产品。溶剂再生塔底采出的贫N-甲酰吗啉溶剂经冷却后循环回到萃取精馏塔上部，一部分贫溶剂被间歇送到溶剂再生器，在真空状态下排出高沸点的聚合产物，再生后的溶剂又回到萃取蒸馏塔。画出流程示意图，如图2-1所示。图2-1 流程示意图3 物料衡算3.1原料粗苯处理量根据设计任务，塔的年处理量为180,000吨/年。每年按7200个小时计算， 则每小时的生产处理量为：1800007200=25t/h=25,000kg/h。3.2两苯塔进出料进入两苯塔的料液量即为25,000 kg/h。两苯塔塔顶出料为轻苯（BTXS）,其流量为：W1=W(70.8%+14.2%+3.5%+1.5%)=2500090%=22500 kg/h。两苯塔塔底出料为重苯，其流量为：W1=W10 %=2500010%=2500 kg/h。3.3预精馏塔进出料从两苯塔出来的BTXS经过加氢脱轻后直接进入预精馏塔，所以进入预精馏塔的流量就是W1=22500 kg/h。预精馏塔顶出料为BT, 其流量为：W2=W(70.8 %+14.2 %)=2500085 %=21250 kg/h。预精馏塔塔底出料为XS, 其流量为：W2=W(3.5%+1.5%)=250005%=1250 kg/h。3.4纯苯塔进出料苯的摩尔质量：MA=78.11kg/kmol。甲苯的摩尔质量：MB=92.14kg/kmol。纯苯塔的原料处理量F=25000(70.8%+14.2%)=22500 kg/h。原料中苯的质量分数：=70.8/(70.8+14.2)=0.83。甲苯的质量分数：=14.2/(70.8+14.2)=0.17。4 设备的计算与选型精馏工段主要有四个塔，即预精馏塔，萃取精馏塔，纯苯塔，二甲苯塔，这里只对纯苯塔进行计算。 4.1塔体的工艺计算：4.1.1精馏塔的物料衡算 (1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：MA=78.11kg/kmol。甲苯的摩尔质量：MB=92.14kg/kmol。原料中苯的质量分数：=0.83， 则其摩尔分数为=。塔顶产品苯的质量分数：=0.999， 则其摩尔分数为:=。底产品甲苯的质量分数：=0.01， 则其摩尔分数为=。(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量=80.8614kg/kmol。塔顶产品的平均摩尔质量=78.9533kg/kmol。塔液产品的平均摩尔质量 =91.9716 kg/kmol。（3）物料衡算：总物料衡算：F=D+W， 苯的物料衡算: F=D+W ， 联立解得：D=17618.81kg/h W=3631.19 kg/h则他们的摩尔流率为：D= D/=17618.81/17618.81=223.1548Kmol/h，W= W/=3631.19/91.9716=39.4816 Kmol/h，F= F/=22500/80.8614=265.0074 Kmol/h。（4）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率原料液：F=F/=21250/80.1864=265.0074 kmol/h，塔顶产品：D=D/=17618.81/78.9533=223.1548 kmol/h，塔底产品：W=W/=3631.19/91.9716=39.4816 kmol/h。4.1.2精馏塔塔顶、塔底、进料板温度计算因纯苯塔操作属于常压操作，两组分的物理化学性质特别是两组分的化学结构比较相近，所以该混合物为完全理想体系。每层塔板的压降为：0.646kPa。塔顶操作压力：101.3+4=105.3 kPa， 绝对压强：P=790Hg。塔釜操作压力：105.3+430.646=133.1 kPa，绝对压强：P=998.58Hg，则进料板绝对压强：P= =894.29Hg。常压下两组分的沸点，苯：Ta=80.10；甲苯：Tb=110.63。（1）塔顶温度的求取：已知：塔顶产品苯的摩尔分数为：0.999，则甲苯的摩尔分数为：0.001塔顶采用全凝器。根据：lg=Ai- Antoine方程苯和甲苯的基础物性数据，如下表4-1。表4-1 苯和甲苯的基础物性数据ABC苯甲苯15.900816.01732788.513096.52-52.36-53.67采用试差法求塔顶温度：设塔顶温度为：81（354.15k）试差：lg=15.9008-=781.25Hglg=16.0173-=302.49Hg=/=781.25/790=0.9889=/=302.49/790=0.3829与塔顶气相平衡的液相组成：=/=0.999/0.9889=1.0102=(1-)/=(1-0.999)/ 0.3829=0.002612则：=+=1.0102+0.002612=1.0128121-1=0. 0128120.001 不合格，1 所设温度偏低。设塔顶温度为：81.5（354.65k）试差：lg=15.9008-=793.28Hglg=16.0173-=307.72Hg=/=793.28/790=1.0042=/=307.72/790=0.3895与塔顶气相平衡的液相组成：=/=0.999/1.0042=0.9948=(1-)/=(1-0.999)/ 0.3895=0.002567则：=+=0.9948+0.002576=0.9976671-1=0.0026330.001 不合格，1-1=0.0004761-1=0. 004830.001 不合格，1 所设温度偏低。设塔釜温度为：119.7（392.85k）试差：lg=15.9008-=2233.00Hglg=16.0173-=980.31Hg=/=2233.00/998.58=2.2362=/=980.31/998.58=0.9817与液相平衡的气相组成：=/=0.012/2.2362=0.02683=(1-)/=(1-0.012)/ 0.981=0.9699则：=+=0.02683+0.9699=0.996730.001 不合格，1-1=0. 00081-1=0.04030.001 不合格，1 所设温度偏低。设进料板温度为：88.5（361.65K）试差：lg=15.9008-=977.46Hglg=16.0173-=388.78Hg=/=977.46/894.29=1.0930=/=388.78/894.29=0.4347泡点进料，与液相平衡的气相组成：=/=0.852/1.1416=0.9312=(1-)/=(1-0.852)/ 0.4564=0.06433则：=+=0.9312+0.06433=0.995530.001 不合格，1-1=0.000280.001 合格，因此，设进料板温度为=361.81k进料板的相对挥发度：则全塔的平均相对挥发度：=2.42804.1.3精馏塔塔顶、塔底、进料板密度流量的计算气相平均密度的计算:由理想气态方程计算: 得：塔顶：塔釜：液相平均密度的计算:1/=a/+a/（1）塔顶液相平均密度的计算由tD=81.4查手册得：，。塔顶的液相平均密度：平均流量：塔顶液相的平均摩尔质量：（2）塔釜液相平均密度的计算由查手册得:，。塔釜的液相平均密度：平均流量：塔釜液相的平均摩尔质量：(3)进料板液相平均密度的计算：由，查手册得：，。 进料板的液相平均密度： 塔釜液相的平均摩尔质量：4.1.4最小回流比、回流比及操作线的计算（1）最小回流比： 由于是泡点进料，有q=1，回流比：（2）操作线方程精馏段的操作线方程： L=RD=1.22223.1548=268.8438Kmol/h，V=(R+1)D=（1.22+1）223.1548=489.2076Kmol/h。由 带入方程得：平均摩尔质量计算：提馏段操作线方程：L=L+F=268.8438+265.0074=533.8512Kmol/h V=V=489.2076Kmol/h。 带入数据可得： 带入公式得：平均摩尔质量计算：（3）精馏段的基础数据平均温度：平均压力：平均摩尔质量：气相平均密度：，液相平均密度：，气相体积流量：，液相体积流量：。(4)提馏段的基础数据平均温度：，平均压力：。平均摩尔质量： 气相平均密度：，液相平均密度：，气相体积流量：，液相体积流量：。4.1.5塔板的计算（1）求最小理论塔板数Nm：根椐芬斯克公式：Nm=得：Nm=11.7583(2)求实际理论板数N：吉利兰图的横坐标为：查吉利兰图得：=0.48则：所以：N24.46块。 (3)进料板位置精馏段的平均相对挥发度：，所以：= =4.5184则：所以：10.5354块。即第11层理论板为进料板（4）实际板数查板效率与关联图得：板效率：E=0.57，所以实际塔板数：N=24.46/0.57=43块，实际精馏段板数：N=10.5354/0.57=19块，实际提馏段板数：N=43-19=24块。4.1.6表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：。 精馏段：塔顶液相平均表面张力的计算：由tD=81.4查手册得：，。()进料板液相平均表面张力的计算：由查手册得：，。精馏段液相平均表面张力： 提馏段：塔釜液相平均表面张力的计算：由查手册得：，。 提馏段液相平均表面张力：4.1.7液相平均黏度苯和甲苯的液相黏度如下表4-2。 表4-2 液体粘度温度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.228 塔顶液相平均黏度的计算：由tD=81.4： 解得：。进料板液相平均黏度的计算：由： 解得：。塔底液相平均黏度的计算：由tD=119.85： 解得：。精馏段液相平均黏度：。提馏段液相平均黏度：。4.1.8塔径的计算由式中C由求取，其中由史密斯关联图查取，图横坐标为： 取板间距，板上液层高度，则：-=0.45-0.06=0.39，查史密斯关联图得：。 精馏段计算：，。取安全系数为0.8，则空塔气速为：，按标准塔径圆整后为： 。塔截面积：， 实际空速： 。提馏段计算：，。取安全系数为0.8，则空塔气速为：，按标准塔径圆整后为：。塔截面积： 实际空速： 4.2 塔板尺寸的设计与计算 4.2.1溢流堰设计堰长取。堰高：，采用平直堰，堰上液层高度。，查液流收缩系数图，得E=1,则：精馏段：，取板上清液层高度hL=60mm，。提馏段：，取板上清液层高度hL=60mm，。4.2.2弓形降液管的宽度和面积由，查阅化工原理7，弓形降液管的参数得：，即：降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停留时间t,一般大5S，即：。精馏段：。提馏段：。 停留时间t5s,故降液管可使用。4.2.3降液管的底隙高度由，取。精馏段：h0=0.04117-0.008=0.03317m。提馏段：h0=0.028-0.008=0.02m。因为不小于20mm,故满足要求。选用凹型受液盘，深度hw。4.3塔板布置及浮阀的数目与排列4.3.1塔板布置因D故塔板采用分块板式塔板，查下表4-3得塔板分为6块。本设计塔径D=2.2 m 采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。表4-3 塔径与分块数关系塔径/mm800-12001400-16001800-20002000-2400分块数34564.3.2浮阀数目与排列精馏段: 取阀孔动能因子 =10，则孔速。每层塔板上浮阀数目为：采用F1型浮阀。提馏段: 取阀孔动能因子 =10，则孔速。每层塔板上浮阀数目为：取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws=0.075m。计算塔板上的鼓泡区面积，即 。 ， ，则：浮阀数排列以等边三角形排列，取同一个横排孔心距为t=75mm。则排间距h为：精馏段： ，提馏段： 。考虑到塔的直径较大，各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，按排间距取h=65mm,孔心距t=75mm以等腰三角形叉排方式在塔板上布置浮阀并作图，排得阀数为490个。按N=490重新核算孔速即阀孔功能因数。阀孔动能因数变化不大，仍在9-13范围内。塔板开孔率为：。提馏段:取阀孔动能因子FO=12，则孔速，。按t=75mm，估算排间距，按推荐尺寸，此处取h=100mm，排得浮阀数为96个。按N=96重新核算孔速即阀孔功能因数。阀孔动能因数变化不大，仍在9-13范围内塔板开孔率为：= =15.4%4.4塔板的流体力学计算4.4.1气相通过浮阀塔板的压降（1）精馏段干板阻力： ，因，故。板上充气液层阻力：取=0.5，液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为：， 。（2）提馏段干板阻力。，故。板上充气液层阻力：取=0.5，。液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，可忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为：， 。4.4.2降液管高度验算为了防止发生堰塔现象，要求严格控制降液管中液层高度。（1）精馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度。液体通过降液管的压头损失：板上液层高度： ，则。取，已选定，则。 可见，所以符合防止淹塔的要求。（2）提馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度。液体通过降液管的压头损失：板上液层高度，则，取,。可见，所以符合防止淹塔的要求。4.4.3物沫夹带验算按下式计算泛点率：泛点率=泛点率=（1）精馏段板上液体流经长度：。板上液流面积：。苯-甲苯系统属无泡沫系统，查得物性系数，又查得泛点负荷系数。所以，泛点率=泛点率=对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%。由以上计算可知，物沫夹带能够满足ev0.1(kg液/kg气)的要求。（2）提馏段泛点率=泛点率= 由计算可知泛点率不超过80%，物沫夹带能够满足ev0.1(kg液/kg气)的要求。4