10000吨顺酐年装置产品精制工段(成品塔)的工艺设计.doc

《10000吨顺酐年装置产品精制工段(成品塔)的工艺设计.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《10000吨顺酐年装置产品精制工段(成品塔)的工艺设计.doc（73页珍藏版）》请在淘文阁 - 分享文档赚钱的网站上搜索。

1、河北工业大学2012届本科毕业设计说明书河北工业大学毕业设计说明书作者： 李品 学号：081196 学院：化工学院系(专业)：化学工程与工艺题目：10000吨顺酐/年装置产品精制工段（成品塔）的工艺设计指导者：崔洪武 副教授评阅者：2012年5月30日内容提要本设计选题为1.0104 吨/年顺酐生产车间的工艺设计。通过各种生产技术路线的评价比较，确定了目前国内外比较先进而又经济合理的以苯为原料，采用V2O5为催化剂的生产路线。反应物在固定床反应器中进行反应，产物经过部分冷凝，间歇恒沸精馏和减压精馏，最终得到产品。设计过程中进行了物料衡算和热量衡算，采用经验法对重点设备成品塔做了详细的设计计算与

2、校核。此外还进行了车间部分设备的设计计算与选型，按施工图的深度和规范认真设计并绘制了精制工段车间管道仪表流程图、重点设备成品塔的装配图、精制工段车间布置图、部分工段的管道布置图；对车间用能进行了有效的节能方案与措施，对副产物回收与三废治理提出了经济可行的方案，提出了具体的车间安全管理措施，为项目的顺利建厂投产准备了较为详尽的图纸与资料。Title: The process design of 1.0104 t/y MA manufacturingAbstractThe subject of the selected design is the process design for maleic

3、 anhydride producing. The output will be 1104 t/y. Through the comparison and evaluation of kinds of different routs we select an advanced and economic route in both domestic and overseas. Benzene acts as row material and V2O5 as catalyst. Reactants transform to production after reacting in a fixed-

4、bed reactor. The mixture production is first cooled in a heat exchanger and then refined through intermittent azeotropic distillation and reduced pressure distillation. Finally the production MA is obtained.Material balance and heat balance are conducted. Material calculation and checking of the key

5、 equipment production-tower are made using the empirical method. Besides, calculation and selection of part equipment are conducted. According to the depth of the construction drawing and design specification ，PID 、equipment assembly drawings、workshop layout diagrams and piping layout drawings are g

6、iven. Effectively energy saving method and measures are put forward. Economic feasible scheme are proposed for the recycle of by-products and the treatment of three wastes. Specific workshop safety management measures are came up with. The work prepares for the investment and construction with detai

7、led drawings and material.目录第一章 概况1一、车间概况与特点1二、车间生产工艺流程及设计特点3三、车间三废治理4四、车间组成及布置4第二章 原料及产品的主要技术规格5第三章 生产原理及工艺流程简述7一、生产原理7二、流程简述7三、车间工艺控制指标9第四章 设备设计与选型10一、物料衡算总表10二、成品塔设计12三、部分设备选型31四、设备一览表34第五章 原材料及动力消耗定额38一、原材料消耗定额及消耗量38二、动力消耗38三、主要节能措施38第六章 产品成本估算39第七章 车间定员40第八章 车间生产控制分析41第九章 车间三废排放量及有害物质含量42第十章 管道

8、材料控制说明43第十一章 车间安全管理，卫生，储运要求44一、安全生产技术44二、包装、标志、储存和运输45参考标准46参考文献47致 谢48附录一 物料衡算框图49附录二 物料衡算50附录三 能量衡算56第一章 概况一、车间概况与特点1.车间设计生产规模车间设计生产能力为年产10000吨一级顺酐产品2.生产方法及路线的选择与确定目前工业上常用的顺酐生产方法主要三种：苯氧化法、丁烯氧化法和正丁烷氧化法。（1） 苯氧化法生产的基本原理为苯蒸汽与空气（或氧气）在V2O5-MO2O3等活性组分及-AL2O3等载体组成的催化剂上气相催化生成顺酐，其反应如下：主反应：C6H6+4.5O2C4H2O3+2

9、CO2+2H2O副反应：C6H6+7.5O26CO2+3H2O C6H6+6O23CO2+3H2O+3CO苯氧化制顺酐的主要生产工艺有SD法、VEBA法及VEBA改良法、ALUSISLE法和联合法。其中SD法最为普及；联合法苯消耗量最低，是较先进的方法。目前，国内苯固定床催化氧化制顺酐的工艺流程中氧化工艺和联合法大致相同，但后处理采用二甲苯恒沸脱水工艺，顺酐质量收率为81%91%。（2） 丁烯氧化法生产基本原理是丁烯和空气（或氧气）在V2O5-MO2O3等催化剂上气相氧化生成顺酐，其反应式如下：主反应：C4H8+3O2C4H2O3+3H2O副反应：C4H8+5O22CO2+4H2O+2CO还有

10、生成乙醛、乙酸、丙烯酸和呋喃的副反应丁烯在反应过程中先脱氢生成丁二烯后再氧化成为顺酐C4H8C4H6C4H2O3丁烯氧化制顺酐的主要方法有BASF法、拜耳法和三菱化法（流化床）流化床反应器的特点：优点：固体催化剂的颗粒与气体接触面大，气固间传热速率快，床层温度分布均匀，反应温度易控制，稳定性好；催化剂床层与冷却管壁间传热系数大，所需传热面小；操作安全；合金钢材消耗少；催化剂装卸方便。缺点：催化剂易磨损，消耗较多；气体易返混，使反应器的推动力减小，转化率降低，选择性下降。丁烯从石脑油裂解直接切割的粗C4馏分中获得。（3） 正丁烷氧化法生产的基本原理是正丁烷和空气（或氧气）混合后通过V2O5-P2

11、O5等催化剂气相氧化生成顺酐，其反应式如下：主反应：C4H10+3.5O2C4H2O3+4H2O副反应：C4H10+5.5O22CO2+2CO+5H2O还有生成醛、酮、酸等产物的副反应。正丁烷氧化法的优点是成本低，环境污染的程度较轻；对C4化工利用提供了合理的有利前景。以正丁烷和空气为原料催化氧化制顺酐的工艺有固定床、流化床和移动床。回收、精制工艺有水吸收和非水吸收，水吸收又分为传统的二甲苯恒沸脱水和薄膜蒸发脱水。固定床氧化器的特点：优点：催化剂磨损少，流体在管内的推动力大，催化剂生产能力高。缺点：反应器结构复杂；传质传热差，需要大的换热面积，反应温度不易控制；有热点出现；催化剂装卸不方便；原

12、料气必须充分混合后才能进入反应器。正丁烷存在于炼厂气，油田伴生气和石油裂解气中，工业上主要以油田伴生气回收的正丁烷为原料。与苯相比正丁烷更难氧化，反应条件比较苛刻，顺酐收率较低，采用高效催化剂是关键问题。（4） 其它方法顺酐还可以由糠醛、丁烯醛及C5馏分等原料经催化剂氧化制取，也可由萘或邻二甲苯氧化生成邻苯二甲酸时做为副产品加以回收，大约为邻苯二甲酸的5%8%。通过以上各路线的比较，本车间采用苯氧化法工艺其原因如下：（A） 苯法实现工业化较早，距今已有70年的历史，工艺流程、操作规程、催化剂、主要设备的发展较为成熟。而且苯法建厂投资少，见效快，自动化程度较低，适合中小规模生产。（B） 国内大部

13、分厂家均采用苯法制顺酐，具有现成模式，便于比较和借鉴。（C） 河北省苯资源较丰富，这是采用苯法的重要原因。（D） 以正丁烷为原料的工艺国内发展尚不成熟，不宜采用。二、车间生产工艺流程及设计特点生产工艺流程设计是化工设计的重要的组成部分，本设计采用苯法制顺酐，工艺流程有以下特点：1. 以空气作氧化剂1） 空气容易获得，相对于用氧气作氧化剂可节省一套空气分离装置，价廉易得。2） 反应温度高，但反应气体可将空气预热从而降低能耗；同时亦可移走反应热，有效控制反应温度，有利于提高产物的收率。3） 此外用空气做氧化剂时反应易于控制。2. 采用固定床反应器1） 反应所需气体热量大，故需动力大，采用固定床不易

14、出现返混，相对于流化床动力消耗少，对风机出口压力要求相对较小。2） 采用固定床催化剂磨损较流化床小。3） 严格控制停留时间与温度分布，可以有效提高反应的转化率和选择性。3. 采用部分冷凝器1） 反应后的气体先进部分冷凝器，将部分顺酐冷凝下来，可大大降低吸收塔和恒沸塔的负荷。2） 由物料衡算可知，部分冷凝器中只有顺酐的分压大于其饱和蒸汽压，即只有顺酐可以冷凝下来。凝下的液态顺酐纯度较高，可越过恒沸阶段直接进入精制塔，降低了能耗。4. 采用二甲苯恒沸脱水工艺1） 二甲苯蒸汽温度为138144，亦即顺酐的最佳分解温度。2） 二甲苯与水形成恒沸物，且不互溶，易于分层回收，循环利用。3） 二甲苯蒸汽潜热

15、大，其蒸汽可保护顺酐。5. 吸收塔采用软水吸收因为硬水中含有大量碱金属离子，碱金属离子是顺酐脱羧反应的催化剂，这种分解过程可能引起爆炸；采用软水吸收分压低，溶解性好，另外吸收塔采用两段吸收，上段吸收液采用清水，浓度低，吸收的推动力较大，保证塔顶尾气排放标准，下段吸收主要控制吸收液浓度，两段独立循环，要比一段吸收效果明显。6. 精馏塔采用减压蒸馏工艺由于物料中各组分沸点都较高，为了节省能耗，减少产物损失，采用减压蒸馏，降低分离温度。三、车间三废治理项目措施吸收塔尾气通过塔顶烟囱在规定高度排放废催化剂回收后由生产厂家重新加工洗锅水放入废酸池，由反酸车间回收生产反酸汽轮机噪声将汽轮机置于室内四、车间

16、组成及布置1. 氧化岗位：空气经风机压缩后，在空气预热器中预热，与苯混合进入反应器，反应混合气通过空气预热器后进入蒸汽发生器降温，经过部分冷凝器进入吸收塔，酸液进贮罐。2. 恒沸岗位：酸水经酸水蒸发器及气液分离器后，进入恒沸塔脱水得粗酐，进入粗酐贮罐。3. 精制岗位：粗酐进入精制塔减压蒸馏后，经塔顶冷凝器，成品槽，刮片机，最后包装。4. 生产制度：本车间年工作8000小时，连续生产，工人五班三倒运转制。5.车间布置原则：符合生产工艺要求，有良好的操作条件，生产正常运行，设备维修方便，符合安全技术要求，处于侧风向，通风采光良好。第二章 原料及产品的主要技术规格一、苯符合国家标准 GB2283-8

17、0指标名称精苯外观室温下为透明液体，不深于1000mL水溶液中含有0.003g重铬酸钾的颜色密度（20）g/ml0.875-0.880馏程（大气压760mmHg）初馏点 79.5终馏点 80.6馏出95%（vol%）时温度范围 0.8酸气比色（按标准比色液）不深于0.3溴价 g/100mL苯 0.4反应中性噻吩含量 g/mL 苯 100ppm水分室温（18-25）下，目测无可见的不溶解水二、二甲苯符合国家标准 GB3470-82指标名称3混合二甲苯5混合二甲苯外观透明液体无不溶于水及有机杂质颜色（Hazen,单位 铂-钴色号） 20馏程（大气压760mmHg）初馏点 137.5137终馏点 1

18、41.5147总馏程范围 35酸液比色号 10总硫含量 ppm 3同片腐蚀合格中性实验中性三、顺酐产品应符合国家标准 GB3976-92指标名称顺酐外观有强烈刺激性气味的白色或微黄色晶体溶解度溶解于乙醇、乙醚、丙酮，难溶于石油醚、四氯化碳密度g/cm31.48沸点 202凝固点 52.8闪点 103.3自燃温度 467.7定压热容 kJ/g分子（25）72.565蒸发热 kcal/g分子12.208爆炸极限上限（vol%）7.1爆炸极限下限（vol%）1.4四、车间危险物性表序号名称熔点沸点闪点自燃点爆炸极限允许浓度mg/m3上限下限1苯5.5180.1-11.1562.27.11.4502二

19、甲苯-47.913928530711003顺酐52.82021024777.11.42.25第三章 生产原理及工艺流程简述顺酐生产是以苯和空气为原料，采用V2O5-Mo2O3催化剂经固定床催化氧化生成顺酐物料气，经部分冷凝器冷凝，气体进入吸收塔被软水吸收为浓度40%的顺酸溶液，液体进入粗酐罐。40%的酸水溶液先蒸发脱水变为70%浓酸水,然后进入恒沸塔脱去自由水和分子内水，脱水剂为邻二甲苯，二甲苯循环使用。脱水后的顺酐和粗酐罐中的一并打入成品塔中进行精馏，成品顺酐从塔顶采出，经刮片、包装制得固体产品。一、生产原理1.氧化工段 主反应：C6H6+4.5O2C4H2O3+2CO2+2H2O+1804

20、.3kJ 催化剂为V2O5-Mo2O3 反应过程：苯与氧气反应先生成苯醌，苯醌再与氧气反应生成顺酐。 副反应：C6H6+7.5O26CO2+3H2O+3264.54kJ C6H6+6O23CO2+3H2O+3CO+2416.3kJ C6H6+1.5H2OH2O+苯醌+530.86kJ2.精制工段 主反应：C4H4O4C4H2O3+H2O-34.82kJ 副反应：C4H4O4(顺酸)C4H4O4(反酸)-20.44kJ二、流程简述1.氧化工段原料苯由汽车槽车经卸料泵打入苯储罐，经转子流量计打入文丘里汽化器与空气混合，苯被汽化。空气经汽轮机通过缓冲罐，经流量计进入空气预热器，被氧化器反应产生的反应

21、气加热至185，进入文丘里汽化器。混合后的原料气降温至170，从氧化反应器顶部进入，在列管中与催化剂接触发生反应，苯被氧化成顺酐。反应器出来的反应气通过空气预热器温度由350降至217，然后进入部分冷凝器，捕集约50%-60%的顺酐直接进入成品塔精馏，降低了吸收塔和恒沸塔的负荷。部分冷凝器出口的气体进入吸收塔，顺酐被水吸收变为质量浓度40%的顺酸溶液，打入稀酸罐内，用酸水输送泵送至后处理工段，未被吸收的气体直接从塔顶高空排空。氧化反应放出大量的热，其热量由反应器列管间熔盐带出，通过轴流泵，熔盐从反应器上部出来，经过熔盐冷却器降温后再从反应器下部返回列管间。通过熔盐的外循环，将过多的反应热带出来

22、，熔盐的冷却介质为软水，产生0.8Mpa的蒸汽进入熔盐换热器的汽包，进而推动汽轮机，氧化器内熔盐温度控制在340-360之间。2.恒沸工段利用二甲苯和水在94时形成共沸物，以此脱除顺酸溶液中的自由水和分子内水。二甲苯和顺酐的配比为1：1.1-1：1.2。二甲苯由储罐用液下泵打入恒沸塔内，由塔釜再沸器加热升温，塔底温度达到140时开始送酸。氧化工段的顺酸溶液经泵加压，进入酸水蒸发器，被加热浓缩后进入气液分离器，气相由分离器顶部排出，经稀酸冷却器冷却为稀酸进入稀酸储罐，再用泵送至氧化工段作为补充吸收液。气液分离器的液相部分，即70%左右的酸水从分离器底部进入恒沸塔进行脱水，二甲苯做脱水剂。顺酸脱水

23、后变为顺酐，流回塔底，二甲苯与水的共沸物从塔顶出塔，冷却后进入分层器，上层二甲苯回流入塔，下层水则进入稀酸储罐。在顺酸脱水过程中有部分顺酸异构生成反酸，附在塔壁上后与顺酸一起进入成品塔。3.精制工段脱水后的顺酐与二甲苯、反酸的液相混合物由顺酐槽打入精制塔釜，进行减压精馏，釜采用外循环式加热。在不同的真空度和温度下，调节塔内回流，依次蒸出二甲苯、割头料和精酐，塔内蒸出物经塔顶冷凝器冷却和气液分离器分离后，分别进入二甲苯储罐和成品罐。精制过程中，相分离器顶部的气体经捕集器、水洗罐和缓冲罐，进入真空泵，经分离后，回收二甲苯，稀酸水进入稀酸储罐。精馏过程生产6批料洗一次釜，恒沸洗釜水及釜液放入废酸池，

24、进入反酸车间。4.成型工段经精馏得到的顺酐溶液，由成品储罐打入转鼓结片机制成片状产品。北方天气在夏季温度较高，应控制物料的冷凝点在空气露点以上，防止温度过低空气中的水分污染物料。三、车间工艺控制指标1.氧化工艺控制指标序号控制内容控制范围1床层温度360-4202蒸汽发生器出口温度1303水洗塔进口温度504风机出口压力0.15 mPa5风量500 m3/min6热点温度1354塔中温度1305塔顶温度100-1106蒸发器出口温度120-1253.精制工艺控制指标阶段控制内容控制范围脱二甲苯釜温100-130塔顶温度90-100成品冷凝器出口温度30-50釜内真空度0.06-0.07 mPa

25、割头釜温140-160塔顶温度130-140成品冷凝器出口温度60-70釜内真空度0.075 mPa抽酐釜温150-160塔顶温度140-145成品冷凝器出口温度60-70釜内真空度0.075mPa68第四章 设备设计与选型一、物料衡算总表序号组成分子式分子量沸点密度kg/m3节点一节点二节点三kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%1苯C6H678.1280.290018.5701.4011450.6883.7310.2790.02121.7270.0560.2790.02121.7270.0572氮气N228.02-195.78

26、1.2511011.72876.32928348.60672.9161011.72876.29428348.60672.9161011.72876.73228348.60674.3363氧气O232-182.981.429268.94220.2908606.13422.136177.16413.3615669.25714.582177.16413.4375669.25714.8664一氧化碳CO28.01-191.481.2509.8770.744276.6660.7129.8773.482276.6665.2985二氧化碳CO244.01-78.21.97645.9123.4632020.5

27、755.19745.9125.1302020.5753.1966水H2O18.02100100026.2501.980473.0211.21767.6345.1001218.7703.13567.6340.7491218.7700.7257顺酐C4H2O398.06202148013.4901.0171322.8293.4025.9180.449580.3261.5228顺酸C4H4O4116.0813815909反酸C4H4O4116.08290163510二甲苯C8H10106.1814088111合计1325.49010038878.4491001326.08410038878.4291

28、001318.51610038135.92710012物性数据温度密度kg/m3状态13压力mPa粘度Pas序号组成分子式分子量沸点密度kg/m3节点四节点五节点六kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%1苯C6H678.1280.29000.2790.02221.7270.0582氮气N228.02-195.781.2511011.72877.85928348.60675.9643氧气O232-182.981.429177.16413.6345669.25715.1924一氧化碳CO28.01-191.481.2509.8770.

29、760276.6660.7415二氧化碳CO244.01-78.21.97645.9123.5332020.5755.4156水H2O18.02100100057.18490.6211030.45560.00054.4724.192981.5892.6307顺酐C4H2O398.0620214807.572100742.5041008顺酸C4H4O4116.0813815905.9189.379686.97040.0009反酸C4H4O4116.08290163510二甲苯C8H10106.1814088111合计7.572100742.504100339.8061009248.3841001

30、299.43210037318.41910012物性数据温度密度kg/m3状态13压力mPa粘度Pas序号组成分子式分子量沸点密度kg/m3节点七节点八节点九kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%1苯C6H678.1280.29002氮气N228.02-195.781.2513氧气O232-182.981.4294一氧化碳CO28.01-191.481.2505二氧化碳CO244.01-78.21.9766水H2O18.02100100015.68573.410282.63930.00041.49999.433747.81696.

31、45621.25299.468382.96996.6717顺酐C4H2O398.0620214808顺酸C4H4O4116.0813815905.68126.590659.49170.0000.2370.56727.4793.5440.1140.53213.1903.3299反酸C4H4O4116.08290163510二甲苯C8H10106.1814088111合计21.366100942.130100.0041.736100775.29510021.366100396.15910012物性数据温度密度kg/m3状态13压力mPa粘度Pas序号组成分子式分子量沸点密度kg/m3节点十节点十一

32、节点十二kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%kmol/hmol%kg/hwt%1苯C6H678.1280.29002氮气N228.02-195.781.2513氧气O232-182.981.4294一氧化碳CO28.01-191.481.2505二氧化碳CO244.01-78.21.9766水H2O18.0210010007顺酐C4H2O398.0620214805.568100545.96710012.7461001249.8171008顺酸C4H4O4116.0813815909反酸C4H4O4116.08290163538.65410010二甲苯C8H10

33、106.1814088111合计5.568100545.96710012.7461001249.81710038.65410012物性数据温度密度kg/m3状态13压力mPa粘度Pas二、成品塔设计（一）、塔板数的确定1.理论板数的确定已知塔顶采出MA的纯度为99.7%（质量分数），进料MA纯度（忽略二甲苯）为97%（质量分数），进料中杂质可看作是反酸，根据实习数据知塔顶回流比为1：1。（1）Xd=Xf=0.97（2）估算相对挥发度并计算平衡线方程由于进料中反酸的物性数据查不到，故按如下方法进行估算： 只需一块板就能完成分离要求时的相对挥发度为 max=(A组分为顺酐，B组分为反酸） 用无数块

34、板才能分开时的相对挥发度为min=1取平均相对挥发度=，则平衡线方程为 代入数据得（3）精馏段操作线方程（4）逐板计算法法求理论板数Nm从塔顶第一块板往下数板，已知y1=0.9975,带入方程有将x1=0.9913代入方程有，如此循环即可得到X2=0.9803,y3=0.9888,x3=0.9617xf。即，精馏段理论板数为3块，因塔间歇操作，提馏段仅有一块板，共4块理论版。（5）实际板数实习收集到的数据：顺酐精制时，塔顶温度为120，塔釜温度为146查（120+146）/2=133时，MA的粘度为=0.5527mPas,水的粘度为=0.2128mPas则进料（按顺酐与顺酸估算，顺酸粘度用顺酐

35、与水合成）粘度计算式：=xii=0.55270.97+（0.5527+0.2128）0.03=0.5591 mPas=3.5130.5591=1.964查化工原理（下）P118 图10-20可得到全塔效率ET=42.5%则实际板数为N=块因计算过程并不准确，尤其相对挥发度值的获取，因此以白龙公司的实际生产数据为准，取全塔效率ET=20%，实际板数为块。（包括再沸器）(二)、塔径的计算成品塔操作时先将低沸点的二甲苯从塔顶蒸出，而后将产品顺酐从塔顶蒸出，因不同的时间的物系不同，因此要分别计算出蒸馏二甲苯和顺酐时对应的塔径，比较两者取较大值。计算时，只用一块板代表整个精馏段来计算。4. 用MA估算塔

36、径（1）基础数据求取白龙公司生产数据：精制MA时塔顶温度120，塔釜温度146，塔顶真空度0.093mPa，塔釜真空度0.077mPa。气相流量V=（R+1）D=212.7463=76.476 kmol/h精馏段平均温度T=（120+146）/2=133精馏段平均压力P=（0.077+0.093）/2=0.085 mPa（真空度）气相密度 kg/m3MVm=MLm=M=98.06133时MA液体密度 kg/m3133时MA液体表面张力达因/厘米=25.301.020.19.81=25.316 mN/m（2）塔径计算精馏段的气液相体积流率为：取板间距HT=0.5m,板上液层高度hL=0.06m,

37、则HT-hL=0.5-0.06=0.44m查史密斯关联图，得到C20=0.092，则取安全系数0.7，则空塔气速为塔径2.用二甲苯估算塔径（1）基础数据求取白龙公司生产数据：蒸出二甲苯时塔顶温度90，塔釜温度145，塔顶真空度0.090mPa，塔釜真空度0.073mPa，回流比R=3。气相流量V=（R+1）D= kmol/h精馏段平均温度T=（90+145）/2=117.5精馏段平均压力P=（0.073+0.090）/2=0.0815 mPa（真空度）气相密度 kg/m3MVm=MLm=M=106.18117.5时二甲苯液体密度L=795 kg/m3117.5时二甲苯液体表面张力L=20.21

38、.020.19.81=20.21 mN/m（2）塔径计算精馏段的气液相体积流率为：取板间距HT=0.5m,板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.5-0.06=0.44m查史密斯关联图，得到C20=0.093，则取安全系数0.7，则空塔气速为塔径3.比较得到的结果，取较大值，即D=1.649m，圆整为标准塔径D=1.8m,塔截面积AT=2.545m2(三)、塔板主要尺寸计算采用板式塔，浮阀塔，选用F1型重阀，阀孔直径do=39 mm1.溢流堰装置计算塔径D=1.8m，选用弓形降液管，凹形受液盘，各项计算器如下：(1)堰长lw取lw=0.7D=0.71.8=1.26m（2）溢流堰高度hw

39、首先采用平直堰计算，经计算得知MA精制时，液相流量太小，不能满足how6mm,因此选用齿形堰，齿深hn=15mm。计算堰高时，分别计算精制MA和采出二甲苯时的堰高，最后取二者平均值。以精制MA计算：假设溢流层未超过齿顶，how=1.17Lhnlw25=1.178.5210-40.0151.2625=0.012m取板上液层高度hL=60mm,则hw=hL-how=0.06-0.012=0.048m由计算结果得知溢流层未超过齿顶。以二甲苯计算： 假设溢流层超过齿顶，Lslw104=2.46910-31.26104=19.6 hn=15mm,查得：how=0.0175mm,则hw=hL-how=0.0425 mm，由计算结果知溢流层超过了齿顶。溢流堰高度取二者平均值，即hw=(0.048+0.0425)/2=0.045 m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D=0.7查弓形降液管宽度参数图得到AfA