3万吨每年粗苯精制工艺设计

毕业设计论文题目3万吨每年粗苯精制工艺设计学院化学与材料工程学院专业煤炭深加工与利用姓名学号指导老师完成时间2013年5月27日设计说明粗苯精制工艺，是将粗苯经化学加工转换为气体，液体和固体产物，并将气体和液体产物进一步加工成一系列化学产品的过程。目前粗苯精制工艺过程有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗精制法工艺简单，该法在我国焦化厂得到广泛应用。加氢精制法工艺复杂，对设备材质和自动控制要求高，该法在我国也得到一定的应用。本设计采用酸洗精制对粗苯精制工艺进行了设计计算，着重设计计算了粗苯精制过程的关键设备。主要包括物料衡算，主要塔设备的工艺尺寸计算，并对关键设备进行了机械强度校核。通过物料衡算得到苯每小时产量为417T/H；按清晰分割计算得轻苯进料量为5796T/H；酸洗反应器进料量为5723T/H；吹苯塔进料量为5715T/H；按非清晰分割计算得纯苯塔进料量为54863T/H甲苯塔进料量为13125T/H；二甲苯塔进料量为05302T/H。通过对关键设备工艺尺寸计算得到吹苯塔塔高H2745M；纯苯塔塔高为17966M，塔径为11M。通过对关键设备机械强度校核得到纯苯塔质量载荷为794218KG；风载荷11截面为84503059NM。关键字粗苯、精制、苯通过设计计算，得到以下主设备图纸2DESIGNSPECIFICATIONCRUDEBENZOLREFININGPROCESS,ISTHECHEMICALPROCESSINGOFCRUDEBENZOLISCONVERTEDINTOAGAS,LIQUIDANDSOLIDPRODUCTS,ANDTHEGASANDLIQUIDPRODUCTISFURTHERPROCESSEDINTOASERIESOFCHEMICALPRODUCTSCRUDEBENZOLCURRENTLYREFININGPROCESSAREPICKLINGANDREFINEDMETHODOFHYDROGENATIONPICKLINGREFINEDMETHODOFSIMPLE,BUTTHEREARELIQUIDWASTETHELAWINCHINASCOKEPLANTISWIDELYUSEDHYDROGENATIONPROCESSOFCOMPLEX,MATERIALANDEQUIPMENTFORAUTOMATICCONTROLREQUIREMENTSTHELAWINCHINAHASBEENAPPLIEDTHISDESIGNUSESPICKLINGCRUDEBENZOLREFININGPROCESSOFREFININGADESIGN,THEFOCUSONDESIGNANDCALCULATIONOFTHEPROCESSOFREFININGCRUDEBENZOLKEYEQUIPMENTINCLUDINGMATERIALBALANCE,THEMAINTOWEROFTHESIZEOFEQUIPMENT,ANDKEYEQUIPMENTTOCHECKTHEMECHANICALSTRENGTHGETTHROUGHTHEMATERIALBALANCEFORTHEPRODUCTIONOFBENZENE417PERHOURCALCULATEDINACCORDANCEWITHACLEARDIVISIONBENZENEINTOTHELIGHTFEEDTRAFFICTO5796PICKLINGREACTORFEEDTRAFFICTO5723BENZENETOWERBLOWNTHEFEEDTRAFFICTO5715ONNONCLEARSEGMENTATIONINTHECALCULATIONREFININGBENZENETOWERINTOTHEFEEDTRAFFICTO54863TOLUENETAPINTOFEEDTRAFFICTO13125XYLENETOWERINTOTHEFEEDTRAFFICTO05302THROUGHTHEKEYEQUIPMENTOFSIZECALCULATEDHIGHWINDSBENZENEHIGHTOWERH2635MREFININGBENZENEHIGHTOWERAS2745M,TOWERDRIVEFOR11MTHROUGHTHEMECHANICALSTRENGTHOFKEYEQUIPMENTCHECKBYREFININGBENZENETOWERLOADFORTHEQUALITYOF794218KGWINDLOADACROSSSECTIONOF84503509NMKEYWORDSCRUDEBENZOL、BENZENE、REFINING2目录设计说明IDESIGNSPECIFICATIONI主要符号说明IV引言11设计总论211概述2111粗苯的主要组分及性质2112粗苯精制产品及用途2113粗苯精制的意义312文献综述313设计任务的依据3131反应温度3132硫酸浓度4133酸化反应时间414主要原材料及公用工程情况42生产流程确定53生产流程说明64物料衡算741初馏塔物料衡算742酸洗反应器物料衡算843吹苯塔物料衡算844纯苯塔物料衡算10441纯苯塔产品产量核算11442吹苯塔产品产量核算12443酸洗塔产品产量核算1445甲苯塔物料衡算1546二甲苯塔物料衡算175能量衡算206塔设备计算2061吹苯塔计算20611吹苯塔塔径的计算20612吹苯塔塔高的计算2162纯苯塔的计算21621回流比的计算21622塔板层数的确定2363精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算24631操作压力计算24632操作温度计算24633平均摩尔质量的计算24634进料板平均摩尔质量计算24635平均密度计算25636液体平均表面张力计算26637液相平均粘度的计算2764精馏塔的塔体工艺尺寸计算27641塔径计算27642精馏塔有效高度得计算2865塔板主要工艺尺寸的计算29651溢流装置计算29652塔板布置3066筛板的流体力学验算31661塔板压31662液面落差31663液沫夹带31664漏液32665液泛3267塔板负荷性能图32671漏液线32672液沫夹带线33673液相负荷下限线33674液相负荷上限线34675液泛线347设备稳定性及机械强度校核计算3871塔高估算3872筒体强度计算38721精馏塔壁厚38722封头的选取3973塔设备所承受的各种载荷计算39731质量载荷39732风载荷40设计结果42主要参数一览表42物料衡算数据一览表42塔设备计算数据一览表43附录45主要参考文献45致谢46主要符号说明项目符号单位平均压强PMMMHG平均温度TM气相VSKMOL/S流量液相LSM3/S实际塔板数N块板间距HTM塔的有效高度ZM塔径DM空塔气速UM/S堰长LWM堰高HWM溢流堰宽度WDM管底与受液盘距离H0M板上清液层高度HLM孔径D0MM孔间距TMM孔数N个开孔面积AAM2筛孔气速U0M/S塔板压降HPKPA液体在降液管中停留时间S降液管内清液高度HDM雾沫夹带VEKG液/KG气气相最大负荷LS,MAXM3/S液相最大负荷LS,MAXM3/S引言粗苯是煤炼焦过程的副产品，其中含有苯、甲苯、二甲苯等工业原料和大量杂质，粗苯精制就是通过物理或化学方法去除这些杂质，得到高纯度的苯类产品的过程。我国传统的粗苯精制的方法是酸洗法，由于酸洗精制法工艺简单，该法在我国焦化厂得到广泛应用。焦化粗苯加工和分离是一个极其复杂的工艺过程，粗苯中除含有苯、甲苯、二甲苯等主要成分外，可定量的其余组分就有九十多种。焦化粗苯经初步预精馏得到的轻苯馏分中含有的不饱和化合物及硫化物的沸点与苯、甲苯的沸点相差很小，不能通过精馏法进行分离。当前脱除不饱和化合物及硫化物的主要方法有硫酸精制法和催化加氢精制法。硫酸精制法的优点是试剂便宜、过程设备简单和操作方便等，在早期的国内外焦化粗苯加工中应用十分广泛，工艺比较成熟。酸洗法就是混合馏分（BTX）用含量为9395的硫酸洗涤时不饱和化合物及硫化物发生化学反应，生成复杂的产物。不饱和烃在硫酸作用下发生聚合反应，生成酸式酯，此反应还可以深度进行，生成三聚物和和深度聚合物。聚合物呈现黑褐色，简称酸焦油，密度较大，可从混合物中分离。噻吩能与硫酸发生磺化反应，但是苯，甲苯，二甲苯的磺化反映速率很慢。同时噻吩还能与其他不饱和化合物反应生成稳定的烷基化噻吩，其沸点毕本的沸点高6070。噻吩主要集中在苯馏分中，其中不饱和化合物较少，故其中噻吩很难除去。这时可以对苯、甲苯、二甲苯的混合馏分进行酸洗，其中不饱和化合物的含量为46，已将噻吩及其同系物除去，切硫酸耗量少，焦油生成量也少。1设计总论11概述粗苯精制的生产工艺，是以粗苯为原料，经化学加工转换为气体，液体和固体产物，并将气体和液体产物进一步加工成一系列化学产品的过程。目前粗苯精制的方法主要有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗精制法工艺简单，但有液体废物产生。该法在我国焦化厂得到广泛应用。加氢精制法工艺复杂，对设备材质和自动控制要求高，所得产品质量好，没有液体废物产生，有利于环境保护。该法在我国也得到了应用。111粗苯的主要组分及性质粗苯中的苯、甲苯和二甲苯含量约占90以上，是粗苯精制的主要产品。此外，还有不饱和化合物及少量含硫、氮、氧的化合物。苯类产品是易流动，几乎不溶于水，而溶于乙醇、乙醚等多种有机溶剂的无色透明液体，极易燃烧，其蒸汽与空气能形成爆炸性混合物。粗苯中所含的不饱和化合物的含量主要取决于炭化温度，温度越高，不饱和化合物的含量就越低。不饱和化合物在粗苯馏分中的分布不均匀。粗苯中所含的不饱和化合物主要是带有一个或两个双键的环烯烃和直链烯烃，它们、极易聚合，易和空气中的氧形成深褐色的树脂状物质，并能溶于苯内产品，使之变成棕色。故在生成过程中，需将不饱和化合物除去。粗苯中的硫化物主要是二硫化碳、噻吩及其同系物。此外还有硫醇、硫化氢等，但含量一般很少。硫化氢在粗苯储存过程中，逐渐被氧化成单体硫。硫化物在粗苯精制过程中作为有害杂质脱除。粗苯中尚含有吡啶碱类和酚类，因含量甚少，不作为产品提取。112粗苯精制产品及用途为了得到合格的苯类产品，首先将粗苯分离为轻苯和重苯。苯、甲苯、二甲苯的绝大部分、硫化物的大部分和近一半的不饱和化合物则集中于轻苯中。苯乙烯、古马隆及茚等高沸点不饱和化合物则集中于重苯中。轻苯和重苯需分别加工。本次设计中是利用粗苯中分离出来的轻苯进行加工，最终得到所需产品。苯的最大用途是作为生产苯乙烯的单体原料。环已烷和苯酚也是苯重要消费领域。此外，苯也是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是涂料、橡胶、胶水等的溶剂，也可以作为燃料。甲苯用于制造糖精、染料、药物和炸药等，并用作溶剂。二甲苯广泛用于有机溶剂和合成医药、涂料、树脂、染料、炸药和农药等。精制在145180范围内馏出的混合产品称为溶剂油。溶剂油主要用作油漆和颜料工业中的溶剂。溶剂油经分离所得的二甲苯同分异构体及三甲苯同分异构体可分别用于生产树脂、染料和药物。以粗苯的初馏分为原料，经热馏和热聚合得二聚环戊二烯，可用于制取单体环戊二烯。二聚物和单体物可制取合成树脂、农药、香料和杀菌剂。古马隆和茚制取的树脂可用于制造油漆、塑料和绝缘材料。苯乙烯经过聚合可制成用于生产绝缘材料的无色树脂。二硫化碳可用作溶剂、硫化促进剂，还可用以生产农药和磺酸盐。噻吩可用于生产染料、医药、耐急冷急热塑料、高活性溶剂、生物活化物质、增亮剂及化妆品等。113粗苯精制的意义资源、环境和人口是当前困扰人类社会发展的三大突出问题，这三大问题与能源都有密切关系。能源本身就是资源，而且是重要的资源；能源大量和非洁净的消费造成了环境的破坏；人口的增长势必增加对能源的需求。我国是一个煤炭储量丰富而石油和天然气相对贫乏的国家。迄今为止，我国能源一直是以煤为主的多元化结构。预计在今后相当长的一段时间内，这一格局也不会改变。利用我国丰富的煤炭资源，实施“以煤造油”和“以煤代油”是优化终端能源，实现石油供应多元化和保证能源安全的重大决策，符合我国国情和可持续发展的需要。而粗苯是煤造油中主要的附属产品。因此粗苯的精制具有重要的意义。12文献综述粗苯精制的方法是根据苯的组成、性质、产品的品种和质量要求而制定的。粗苯的主要成分苯、甲苯、二甲苯等由于相邻的二组分之间的沸点温度相差较大，可用精馏方法进行分离。而有些不饱和化合物及硫化物的沸点与苯类产品之间的沸点温度相差很小，不能用精馏的方法把它们分开，要用化学的方法分离。按除去不饱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氢精制法。酸洗精制法具有工艺流程简单、操作灵活、设备投资少、材料易得，常温、常压下运行，但有液体废物产生。该法在中国焦化厂广泛采用。加氢精制法工艺复杂，对设备材质要求较高所得产品质量好，用途广，售价较高，没有液体废物产生，有利于环境保护，宜在粗苯集中加工厂采用。该法在中国焦化厂也有采用。考虑到酸洗精制法的优点，本次设计采用酸洗精制法提取苯类产品。13设计任务的依据对混合馏分进行酸洗净化的工艺操作，不仅要求尽可能除去其中所含的硫化物和不饱和化合物，而且要求硫酸含量低、苯族烃损失小，并使反应尽量向形成能溶解于已洗混合馏分中的聚合物方向进行。为此，应对下列因素加以控制131反应温度噻吩与不饱和化合物反应的活化能比苯族烃与不饱和化合物反应的活化能小。因此，反应控制在3545比较低的温度，即保证了噻吩的净化效果，又减少了苯族烃因磺化反应及与不饱和化合物的共聚反应而引起的损失。酸洗反应是放热反应，其放出的热量取决于未洗混合馏分中不饱和化合物的含量及组成。考虑到酸洗过程的热效应，未洗混合馏分温度可取为2530。132硫酸浓度硫酸浓度的影响可用酸洗甲苯和二甲苯混合物的试验数据说明随着硫酸浓度的增加，苯族烃与不饱和化合物的共聚反应与磺化反应加剧。但与共聚反应相比，磺化反应仅属于从属地位。在实际生产中，应根据轻苯的组成和质量来确定适宜的硫酸浓度。通常采用硫酸为93WT95WT，耗量为5。133酸化反应时间延长反应时间，可改善洗涤效果，但同时会加剧磺化反应，增加酸焦油的生成量及苯族烃的损失。尤其对酸焦油的生成量显著。一般反应时间为10MIN左右。组成（质量含量）初馏分1；苯75；甲苯139；二甲苯33；溶剂油68。纯苯产品组成（质量含量）苯995；甲苯995甲苯05，残油组成中苯05。塔顶产品中苯流量为962015607650995732025LD/TH塔底产品中苯流量为9620156076573202503679WFL/T塔顶产品中甲苯流量为9620156014000050。0673H/TH塔底产品中甲苯流量为9620156014000673133907HHD/T非清晰分割的初馏分流量在两产品中的组成由上面计算可得LW7320519876H将有关数据代入式得GLGHGIGHHIHDDLLLLWAA198058942GLGHGGHLLLLW对于组分3（二甲苯）可求58902580546GGGDLLL则000273序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣IA0765014000260067100IH1448582241其它各组分的值列于下表IDW产品中各组分流量和可根据分配比和物料衡算求得，计算结果亦列于下II表，以苯为例计算如下19897苯FDW96201560765735704T/H联立上式解得732025603679D苯/THW苯/TH序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH735704134582693166489620156IA1448582241/JDW198970005000027750ITH73202500673000070732705IA09991000090010000/IT0036791339172692464822932WI00160058400117028310000441纯苯塔产品产量核算年产苯3万吨，一年按300天计算,则每小时苯产量为1047/2DTH则由塔顶产品与塔底产品成比例得代入数据得W417320569可求得00210/TH02149/FDTH同理可求得纯苯塔中其它成分流量及组成如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH4191077030153603714ID417000380041738DIA09991000090010000/IWTH0021007665015360371413125I001605840117028310000442吹苯塔产品产量核算同理,可求得吹苯塔进料流量及组成。结果如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH4262207956018820325555715ID419107703015360317454323IA0771501418002830058410000/IWTH0071200253003460008101392I0511501817024860058210000所以BTX总流量为5246，占9416。/TH溶剂油及残渣流量为03255，占584。由吹苯塔塔顶BTX产率为975，塔底残渣产率为25。则由此可求得吹苯塔进料量流量及组成如下表序号12组成BTX溶剂油及残渣/IFTH538103345715ID52460325555715IA094160058410000/IWTH01350008501435I094080059210000由最初吹苯塔进料可知。BTX组成如下序号123组分苯甲苯二甲苯I0831015100361000吹苯塔出料BTX组成如下序号123组分苯甲苯二甲苯I0820150031000则吹苯塔进料量，即酸洗塔出料量及组成如下序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH43740813019403345715ID4262207956018820325555715IA07650143003400581000443酸洗塔产品产量核算在酸洗反应器中进行核算设进入酸洗塔之前，溶剂及残渣的流率为X。其中含噻吩05，含不/TH饱和化合物2。经酸洗后余噻吩011，余不饱和化合物011。则由上述可列质量守恒方程051021034XX解得X0342/TH所以酸洗塔进料，即初馏塔出料塔底产品组成如下序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣流量43740813019403425723I0764014200340060100444初馏塔产品产量核算由以上数据可求得初馏塔进料量，组成及各组分含量如下表序号12345组成初馏分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH006243850813019403425796IA001107570140003300591000/IDT006200110000073I0850150001000/IWTH043750813019403425723IA007640142003400601000所以由上可知，每年欲得3万吨苯，则轻苯的进料量及组成如下F5796/TH序号12345组成初馏分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣I00110757014000330059100045甲苯塔物料衡算在此进料时，纯苯塔塔底出料量及组成，即甲苯塔进料量如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IWTH0021007665015360371413125IA00160058400117028310000甲苯塔在110时各组分相对挥发度如下序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油I1173529231即甲苯塔进料量组成相关数据如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH0021007665015360371413125I00160058400117028310000平均相对挥发度IHA1173529231其中塔顶甲苯收率大于992，二甲苯含量小于06。在下面计算中以序号代表组分，根据题意2号关键组分（甲苯）为轻关键组分，3号组分（二甲苯）为重关键组分。塔顶产品中甲苯流量为125084920764/LDTH塔底产品中甲苯流量为31501/LWFT塔顶产品中二甲苯流量为12507609/HTH塔底产品中二甲苯流量为311527/HHDT非清晰分割的馏出液流量及各组分在两产品中的组成由上面计算可得LW07642951H将有关数据代入式得GLGHGIGHHIHDDLLLLWAA1246059143GLGHGGHLLLLW1957623GGGGDLLLL则16982436其它各组分列于下表JDW产品中各组分流量和可根据分配比和物料衡算求得，计算结果亦列于下II表下面以苯为例，计算如下苯16982436F苯D苯W苯131250016000210则D00210/TH7210/WTH序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH0021007665015360371413125IA1173529231/JDW1698243612466000597290ITH002100760400162007976DIA002630953700200010000/IT721000061015270371405302WIX00011502880070051000046二甲苯塔物料衡算二甲苯塔在145时各组分相对挥发度如下表序号123组分甲苯二甲苯溶剂油及残渣平均相对挥发度IHA572221即二甲苯塔进料组成相关数据如下表序号123组分甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH00061015270371405302质量分数00115028800700510000IH572221其中塔顶二甲苯收率大于99，残渣含量小于08。在下面计算中，以序号代表组分，根据实际设计要求，2号关键组分（二甲苯）为轻关键组分，3号组分（溶剂油及残渣）为重关键组分。塔顶产品中二甲苯流量为T/H0532809152LD塔底产品中二甲苯流为T/H015LWF塔顶产品中溶剂油及残渣流量为T/H0532783H塔底产品中溶剂油及渣T/H050684HHD非清晰分割的馏出液流量及各组分在两产品中的组分由上面计算可得1528LW0364H将有关数据代入式得GLGHGIGHHIHDDLLLLWAA1081972GLGHGGHLLLLW对于组分1甲苯可求得19750826GGGGDLLLL则74225其它各组分列于下表JW产品中各组分流量和可根据分配比和物料衡算求得，计算结果亦列于下IDI表以甲苯为例，计算如下74225甲苯（）F甲苯D甲苯W甲苯053020011500061/TH联立上式解得D00061/TH68210/WTH序号123组分甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH00061015270371405302IA572221/JDW74225100800008ITH00061015120003001603DIX00381094320018710000/IT68210000150368403699WI000040996100005能量衡算因数据不全无法计算。6塔设备计算61吹苯塔计算611吹苯塔塔径的计算吹苯塔实际上只是一个闪蒸塔，由物料衡算可得吹苯塔中原料液中气相和液相产品质量流量及组成如下序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH4262207956018820325555715ID419107703015360317454323IA0763901404002800067710000/IWTH0071200253003460008101392I0511501817024860058210000查化学工程手册得各组分相对分子量如下表经单位换算后结果亦如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMKGMOL7892106108INID89551395241748831108/IWH712253346811392由设计条件可知气体，液体均可按常况下计算，查得各组分密度如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣3/KGM8798678801030由于物料在吹苯塔中共闪蒸5分钟，以苯为例计算则5分钟内共流过苯的体积V其余各组分计算结果如下表对气相来说，可按标况下进行计算，以苯为例。则5分钟内共流过气相苯的体积为1315248950296DVM其余各组分计算结果亦如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣3/DIVM1002961562427075469124096WI00070002000300010013所以5分钟流过气相液相总体积，即闪蒸塔的总体积为3124096132409OVM取闪蒸塔直径D24M612吹苯塔塔高的计算由224516SD2则闪蒸塔塔高为M09745VHS62纯苯塔的计算621回流比的计算对于纯苯塔进料，出料流量及组成如下序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFTH419107703015360371454836ID417000380041738/IWT0021007665015360371413125纯苯塔塔顶温度。纯苯塔塔底温度124128。则查得各物质相对805挥发度及相对分子量如下表经单位换算结果亦如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMKGMOL7892106108IFH53738371453446699IX08020125002200511000/IDKOL534600400535I0999300007001000/IWMLH0278331453441349IX0020617010802551000IH1448582241取Q37则可由恩德伍德公式估算2最小回流比。先用试差法求下式中的值4127IHFIXQ当6时41480501240215269708686IHFIX计算结果表明，初设值偏小，再设若干个值。计算结果列于下表假设的值66160001600000541IHFIX269708123669269482269697由以上数据可知6000005最小回流比有下式计算，即4MIN114809358207106866IHDIXR则R1515068102IN622塔板层数的确定最小理论板层数由芬斯克方程式2计算，即MINNMIN0936172102485HLGDWGWIXLLN理论板层数MIN102681R由吉利兰图2查得IN742N解得N2246（不包括再沸器）精馏段理论板层数用及代入芬斯克方程2便可求082FX148295得精馏段所需最小理论板层数。即11MIN1DGFNL09308224GL5由于不变，则纵坐标读数亦不变，即MIN16R154082N解得12311N故加料板为从塔顶往下数第13层理论板，故精馏段塔板数为13层，提馏段塔板数为11层。63精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算631操作压力计算塔顶操作压力KPA01356P每层塔板压降07KPA进料板压力KPA67814F精馏段平均压力KPA052M632操作温度计算依据操作压力计算操作温度，结果如下塔顶温度08T进料板温度15F精馏段平均温度0952MT633平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算查的数据及液相摩尔分率如下表用计算液相分率，以苯为例1IDIDXY12490397结果亦如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣IHA2491041017IFX09993000070010000IY0999700007001000409378092781/MVDMKGMOL4L634进料板平均摩尔质量计算气相，液相分率计算方法同计算塔顶的分率方法，计算结果如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMKGMOL7892106108IHA2491041017FIX08020125002200511000IY091001250009000910530917825901609841/MVFKGMOL2576LM精馏段平均摩尔质量481/2MVKGMOL780697L635平均密度计算气液平均密度计算由理想气体状态方程计算，即1MILA塔顶液相平均密度的计算由查手册得08T序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣3/KGM7125722573338567317125/0909725LDMKGM进料板液相平均密度的计算由，查手册得105FT序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣3/KGM6577666967697908进料板的质量分率如下表序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IFKMOLH419107703015360371454863IA0763901404002800067710001076391402806759MLF解之得3/MLFKG精馏段液相平均密度为3712689/ML636液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即MLIX塔顶液相平均表面张力的计算，查手册得各组分表面张力如下表80DT序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMNC21221722231MN/CM0932107210LD进料板液相平均表面张力的计算由查手册的各组分表面张力如下表5FT序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMNC176185196289MN/CM0821760518021960528913LF精馏段液相平均表面张力为MN/CM21083197LM637液相平均粘度的计算塔顶液体平均粘度依下式计算即GLMIGLXL序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣IDX099930000700由查手册得各组分粘度如下表80T序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMPAS0318031803262250931807318GLDGGLLL解出MPAS进料板液体平均粘度的计算由查手册得各组分粘度如下表15FT序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IMPAS02502502621508250125026051GLFGGGGLLLLL解出74MPAS精馏段液相平均粘度为310296L64精馏塔的塔体工艺尺寸计算641塔径计算精馏段的气，液相的体积流率为1025347/LRDKMOLH108/VL310872065/363MVSMMS354917/MSL由AXVUC式中C由式计算022L其中的由史密斯关联图查取2，图中的横坐标为20112768903565HLV取板间距，板上液层高度。则4THM0LHM0TL查史密斯关联图2，得007520C022197548LCMAX68374/UMS取安全系数为07，则空塔气速为AX010798/S465SVDU按标准塔径圆整后为D11M塔截面积为22210954TADM实际空塔气速为0658/9US642精馏塔有效高度得计算精馏塔有效高度为113048TZNHM提馏段有效高度为2T在进料板上方开一个人孔，其高度为08M故精馏塔得有效高度为120840896ZM65塔板主要工艺尺寸的计算651溢流装置计算因为塔径D11M，可选用单溢流弓形降液管采用凹形受液盘，各项计算如下（1）堰长（）WL取066D066110726MWL（2）溢流堰高度（）WH由WLOH选用平直堰，堰上液层高度可用佛兰西斯公式2计算，即O238410HOWEE值可由液流收缩系数计算图2查取，图中横坐标为25257601HWL01D查得E103，所以232840176301OWHM取板上清液层高度为LH故068M（3）弓形降液管宽度和截面积DWFA由066WLD查弓形降液管的参数图2得07FTA0125DD故9568FM1237DW依式验液体在降液管中停留时间。即60FTHHL故降液管设计合理。3603608504173517FTHAHL（4）降液管底隙高度036OWU取08/MS则1702928OHM416W故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度50WH652塔板布置（1）塔板的分块因为。故塔板采用分块式，查塔板分块数表2得塔板分为3块。80DM（2）边缘区宽度的确定取7SW05C（3）开孔区面积计算开孔区面积按下式计算，即AA221SIN80ARXAXR其中37503425DSD152CRW故222103404SIN805AA269M（4）筛孔计算及其排列本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用MM碳钢板。取MM。305D筛孔按正三角形排列，取孔中心距T为MM。0351TD筛孔数目N为02269358ANT个开孔率为220005979716/01SSADTVUMSA（）气体通过阀孔的气速为66筛板的流体力学验算661塔板压（1）干板阻力的计算CH干板阻力可由下式计算，即205VCLUH由查干筛孔的流量系数图2得01673DC故液柱923504288CHM（2）气体通过液层的阻力计算LH气体通过液层的阻力可由下式计算LLL065736/98SATFVUSA11220724/VFKGM查充气系数关联图2，得。0故液柱68036LLWOHH（3）液体表面张力的阻力计算H液体表面张力所产生的阻力可由下式计算，即液柱30419702685LHMGD气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算液柱42608PCL气体通过每层塔板的压降为KPA设计允刘值0891547PLHGPA662液面落差对于筛板塔液面落差很小且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。663液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即632632357102015709/1974AVLTFFVUEHHHMEKGKG故液气液气故在本设计中液沫夹带量在允刘范围内。664漏液对筛板塔取漏液量10时的气相动能因子，则01F00MIN158/37VFUMS实际孔速00IN962/U稳定系数为MI1658K故无明显漏液。15665液泛为防止塔内发生液泛降液管内液层高应服从下式，即DTWHH苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣系属一般物系，取。则050548024M而，板上不设进口堰，可由下式计算，即DPLDDH液柱32001153801SDWHUL液柱8614PLDHHDT故在本设计中不会发生液泛现象。67塔板负荷性能图671漏液线由0,MIN045613LLVUCHI,I0SVALWOH238410HOWWLHEL得23,MIN060284560117SLSWVLVCAHH236084689472956031737SWH2,MIN31401SSL整理得在操作范围内，任取几个依上式计算出值，计算结果列于下表SSV3/SLS00006000150003000045V0317032703400350由上表数据可做出漏液线1。672液沫夹带线以为限，求关系如下01/VEKG液气SVL由63257ALTFUHH10985SSASTFVUA25FLWOHM48W2223336041851007HSOSWLEL故5851FLSS23324TFSSHHL62331700198VSVE4SL整理得在操作范围内，任取几个依上式计算出值，计算结果列于下表SSV3/SLM00006000150003000045VS1647156914681384由上表数据即可做出液沫夹带线2。673液相负荷下限线对平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准由弗兰西斯06OWHM公式2可得2360284617SOWLHE因为E103则332,MIN0107659/84SS据此可做出与气体流量无关垂直液相负荷下限线3。674液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间得下限，由下式得4SFTSAHL故3,MAX06854069/4FTMS据此可做出与气体流量无关得垂直液相负荷上限线4。675液泛线DTWHH令PLD由PCLHLLHWOH联立得1TWOWCDOSDSSH忽略将与，与，与V的关系式代入上式并整理得2232051SSSVLBCACAV式中2023360841TWWWHHCLHDEL将有关数据代入得205712169689A4104B2307C233602841017D由2237451SSSVL即23S在操作范围内，任取几个依上式计算出值，计算结果列于下表SSV3/SLMS00006000150003000045V1340125811321008由上表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔负荷性能图；如下002040608112141618200001000200030004000500060007LSM3/SVSM3/S精馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，做出操作点A连接OA，即做出操作线。由图可知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得3,MAX12/SVS3,MIN025/SVS故操作弹性为AX,I146S所设计筛板得主要结果汇总于下表筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度,MT95252平均压力KPAP140853气相流量3,/SVS0654液相流量L000175实际塔板数246有效高度，M967塔径，M118板间距，M049溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，M072612堰高，M004813板上液层高度，M00614堰上液层高度，M001215降液管底隙高度，M002916安定区宽度,M00717边缘区宽度，M00518开孔区面积2066919筛孔直径,M000520筛孔数目358921孔中心距，M001522开孔率，、10123空塔气速M/S06824筛孔气速M/S96225稳定系数18626每层塔板压强PA54827负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带，/KG液气000930气相负荷上限3MS11231气相负荷下限/032532操作弹性34467设备稳定性及机械强度校核计算71塔高估算N241FNP04THM2048DHM塔底液相的平均密度由查手册得15BT序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣/IWKGH2176651536371413125WIA001605840117028310003/IM59635482613771701000359601548206137012836045/IWKGM停留时间5分钟，则322132760918451306MWKGVMZD将进料所在板的板间距增至07M，人孔所在板的板间距增至08M，此处在考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间均取15M，裙座取5M，选用两个标准椭球形封头高为0275M，封头直边取0025M。24107108951062750796FPTFPPDBHNNHHM封座72筒体强度计算选用钢号为Q235A的钢板制造精馏塔，则在下的刘用应力为20T。105TMPA721精馏塔壁厚22CIDTCDC采用双面对接焊缝100探伤，则取，又因为双面腐蚀，取1024CM01350472CDPMPAM考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的Q235A的钢板8NM制作精馏塔。722封头的选取采用标准椭圆形封头，双面对接焊缝，100探伤设计壁厚按下式计算102013547205CIDTCPDMP考虑钢板厚度负偏差及冲压减薄量，圆整后取厚的Q235A的钢板8N制作封头。所以由上可知，塔体及封头壁厚均取8MM。校核塔体与封头水压试验强度由下式计算，即092151356878423002913091251TIESENSTIESTPDPMPACMMAPPA式中查取则即水压试验满足要求。73塔设备所承受的各种载荷计算731质量载荷012345AEMM注塔体和群座质量，KG；1内件质量，KG；2保温材料质量，KG；3平台、扶梯质量，KG；4M操作时她内物料流量，KG；5入孔、接管、法兰等附件质量，KG；A偏心质量，KG；EM其中189214502753197KG764DKG30采用笼式扶梯，扶梯长度取，则2196352HM4478MKG570196DA0E所以012345AEM976172896794218732风载荷（1）水平风力20IIIEIPKQFLD其中查得721IK204/QNM10IF1296LM25M3451EID所以1096976P271284328N（2）风弯矩则12121IIIIWIIIIILLMPP965555789628961829628403NM232432423WLLMPP5556186182890334432WLMP56180NM44526184WLPNM其中各截面如下图所示2风弯矩计算简图设计结果主要参数一览表物料衡算数据一览表初馏塔物料衡算计算结果序号项目数值1初馏分T/H12苯T/H753甲苯T/H1394二甲苯T/H335溶剂油及残渣T/H686合计100酸洗反应器物料衡算计算结果序号项目数值1苯T/H74822甲苯T/H1393二甲苯T/H334溶剂油及残渣T/H6644965合计9866496吹苯塔物料衡算计算结果序号项目数值1BTXT/H92022溶剂油及残渣T/H6644963合计T/H9866496纯苯塔物料衡算计算结果序号组成数值1苯T/H7357042甲苯T/H134583二甲苯T/H2693164溶剂油及残渣T/H6485合计9620156甲苯塔物料衡算计算结果序号组成数值1苯T/H002102甲苯T/H076653二甲苯T/H015364溶剂油及残渣T/H037145合计13125二甲苯塔物料衡算计算结果序号组成数值1甲苯T/H000612二甲苯T/H015273溶剂油及残渣T/H037144合计05302塔设备计算数据一览表筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度,MT95252平均压力KPAP140853气相流量3,/SVS0654液相流量L000175实际塔板数246有效高度，M967塔径，M118板间距，M049溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，M072612堰高，M004813板上液层高度，M00614堰上液层高度，M001215降液管底隙高度，M002916安定区宽度,M00717边缘区宽度，M00518开孔区面积2066919筛孔直径,M000520筛孔数目358921孔中心距，M001522开孔率，、10123空塔气速M/S06824筛孔气速M/S96225稳定系数18626每层塔板压强PA54827负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带，/KG液气000930气相负荷上限3MS11231气相负荷下限/