本科毕业设计工艺计算题 目 年处理24万吨焦油常减压蒸馏车间初步设计院 （系 环化学院 班 级： 化工12-2 姓 名： 柴昶 学 号： 2012020836 指导教师： 张劲勇 教师职称： 教授 2016年3月第4章 工艺计算4.1设备选择要点4.1.1 圆筒管式炉（1）合理确定一段（对流段）和二段（辐射段）加热面积比例，应满足正常条件下，二段焦油出口温度400～410℃时，一段焦油出口温度在120～130℃之间的要求2）蒸汽过热管可设置预一段或二段，要合理确定加热面积当蒸气量为焦油量的4%时，应满足加热至400～450℃的要求3）辐射管热强度实际生产波动在18000～26000千卡/米2·时，设计宜采用18000～22000千卡/米2·时，对小型加热炉，还可取低些。
当选用光管时，对流段热强度一般采用6000～10000千卡/米2·时4）保护层厚度宜大于200毫米，是散热损失控制在3%以内5）火嘴能力应大于管式炉能力的1.25～1.3倍火嘴与炉管净距宜大于900毫米，以免火焰添烧炉管6）辐射管和遮蔽管宜采用耐热钢（如Cr5Mo等）4.1.2馏分塔（1）根据不同塔径确定塔板间距，见表4-1表4-1 塔板间距塔径（mm)80090010001200140016001800200022002400板距（mm)350350350350400400450450450450400400450450500500500500（2）进料层的闪蒸空间宜采用板距的2倍3）降液管截面宜按停留时间不低于5秒考虑 （4）塔板层数应结合流程种类、产品方案、切取制度及其他技术经济指标综合确定4.2物料衡算原始数据：年处理量 24万t/a原料煤焦油所含水分 4%年工作日 330日，半年维修一次 每小时处理能力 w＝30303.03kg可按30303 kg计算表4-2 煤焦油馏分产率 % 馏分轻油酚油萘油洗油一蒽油二蒽油苊油沥青产率0.51.5125175356整个流程的物料衡算表4-3 整个流程的物料衡算输入 (kg/h)输出 (kg/h)共计煤焦油水分：1212.1无水煤焦油：29090.9 30303轻油： 29090.9×0.5%＝151.5酚油： 29090.9×1.5%＝454.5苊油： 29090.9×3%＝909.1 萘油： 29090.9×12%＝3636.4 洗油： 29090.9×5%＝1515.3 一蒽油： 29090.9×17%＝ 5151.6 二蒽油： 29090.9×5%＝1515.3 沥青： 29090.9×56%＝16969.7 从脱水塔蒸出的煤焦油的水分： 30303×4%＝1212.1 30303输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算的要求。
主要设备的物料衡算 1.一段蒸发器输入物料量：无水煤焦油 30303×(1－4%)＝29090.9 kg/h输出物料量：轻油 29090.9×0.25%＝72.7kg/h焦油 29090.9×99.75%＝29018.2kg/h 共计 72.7+29018.2＝29090.9 kg/h输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律2.二段蒸发器输入物料量： 从一段蒸发器来的焦油量 29018.2 kg/h输出物料量： 轻油 29090.9×0.25%＝72.7kg/h 馏分 29090.9×(1－0.25%－0.25%)＝28945.4kg/h 共计 72.7+28945.4＝29018.2 kg/h输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
3.酚油塔输入物料量： 来自二段蒸发器顶部的馏分 28945.4 kg/h输出物料量： 酚油 29090.9×1.5%＝436.4kg/h 萘油 29090.9×12%＝3490.9kg/h 馏分蒸汽 29090.9×(1－0.5%－12%－1.5%)＝25018.2kg/h 共计 436.4+25018.2+3490.9＝28945.4kg/h输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律4.馏分塔输入物料量： 来自蒽塔的馏分蒸汽 25018.2 kg/h输出物料量：一蒽油 29090.9×17%＝4945.5kg/h二蒽油 29090.9×5%＝1454.5kg/h 沥青 29090.9×56%=16290.9kg/h 洗油 29090.9×5%＝1454.5kg/h 苊油 29090.9×3%＝872.7 kg/h 共计 4945.5+1454.5+16290.9+1454.5+872.7＝25018.2kg/h输入物料量等于输出物料量，故满足物料衡算定律。
4.3主要设备计算 4.3.1管式炉已知条件： 焦油温度 一段入口 85℃ 一段出口 125℃ 二段入口 110℃ 二段出口 405℃过热蒸汽出口 450℃ 焦油含水量 一段，按焦油量的3%计 30303×3%＝909.1kg/h 二段，按焦油量的0.3%计 30303×0.3%＝91kg/h 过热蒸汽量，按焦油量的4%计 30303×4%＝1212.1 kg/h 经管式炉一段后轻油蒸发量，按无水煤焦油的0.25%计72.8 kg/h⑴一段焦油加热加热焦油耗热量： Q1＝3030396%(i125－i85)＝29090.9(197.4－121.8) ＝2199272kJ/h 式中 197.4—原料煤焦油125℃时的热焓，kJ/kg； 121.8—原料煤焦油85℃时的热焓，kJ/kg。
加热及蒸发一段焦油水分耗热量（按二段焦油含水量为零计）：Q2＝909.1(q125－q85)＝909.1(2722.02－357)＝2150039.7kJ/h 式中 2722.02—水蒸气125℃时的热焓，kJ/kg； 357—水85℃时的热焓，kJ/kg蒸发轻油耗热量：Q3＝72.8396.9＝28894.3kJ/h式中 57.6—轻油蒸发量，kg/h396.9—轻油汽化热，kJ/kg一段焦油加热总耗热量：Q1＋Q2 ＋Q3＝2199272+2150039+28894.3=4378205.3kJ/h⑵过热蒸汽加热量加热蒸汽耗热量： Q4＝1212.1 (3385.6－2771.6)＝744229.4 kJ/h式中 3385.6—6kg/cm2（表压）饱和水蒸气过热至450℃时热焓：kJ/kg； 2771.6—6kg/cm2（表压）饱和水蒸气热焓：kJ/kg⑶二段洗油加热加热焦油耗热量：Q5＝(29090.0－72.8)(966－168)＝23156443.8kJ/h式中 966—焦油380℃（即一次蒸发温度）时热焓，kJ/kg； 168—焦油110℃，kJ/kg。
加热二段焦油中水分耗热量：Q6＝91＝256740.1kJ/h式中 3285—405℃水蒸气热焓，kJ/kg； 463.68—110℃水蒸气热焓，kJ/kg二段焦油总耗热量：Q5 ＋Q6＝23413183.9kJ/h⑷管式炉有效热负荷Q＝Q1＋Q2＋Q3＋Q4＋Q5＋Q6＝28535619.6kJ/h加热焦油单位耗热量：＝941.7 kJ/kg热负荷比例：一段热负荷 ＝15.3%过热蒸汽热负荷 ＝2.6%二段热负荷 ＝82%⑸耗煤气量设管式炉热效率为75%，则耗煤气量为：=2156.9Nm3/h式中 17640—煤气热值，kJ/ m3每吨焦油耗煤气量为： =71.2 Nm3选用有效负荷为6270MJ/h(350万千卡/时)的标准圆筒式管式炉两台 350万千卡时的管式炉规格性能见表4-4 一段蒸发器已知条件：塔顶温度 105℃ 塔顶压力（绝对压力） 1.01kg/cm3塔顶出来的物料 轻油 72.7kg/h 水分 909.1-91= 818.1kg/h汽相负荷：m3/s设空塔气速为0.2 m/s，则蒸发器直径为：m 故选用Dg1600mm的一段蒸发器一台。
表4-4 350万千卡/时焦油蒸馏圆筒管式炉规格性能项 目公称能力项 目公称能力热负荷分布，万千卡/时热强度，千卡/米2时辐射段280.3辐射段18200对流段59.7对流段8270过热蒸汽段12.2过热蒸汽段8820加热面积，米2设备重量，吨辐射段154.3金属49对流段72保温材料40过热蒸汽段14 4.3.3二段蒸发器已知条件：直接汽量，按焦油量的1%计算 303.03 kg/h焦油含水量，按焦油量的0.3%计算 91kg/h小计 394.03kg/h塔顶压力（绝对压力） 1.35 kg/cm3塔顶温度 370℃气相负荷 = 1.14m3/s式中 72.7、454.5、3636.4、1515.3、909.1、5151.6、1515.3、394.03—分别是轻油、酚油、萘油、苊油、一蒽油、二蒽油等馏分产量及水气量，kg/h；105、120、133、170、189、209、18—分别是轻油、酚油馏分、萘油混合馏分、苊油馏分、一蒽油馏分、二蒽油馏分及水气的分子量。
采用空塔气速为0.2 m/s，则蒸发器直径为：D==2.69m故选用Dg2800mm的二段蒸发器一台 酚油塔 酚油塔采用酚油进行回流已知条件： 从二段蒸发器来的直接蒸汽量 377.2kg/h 塔顶压力（绝对压力） 1.25 kg/cm3 塔顶温度 257℃ 回流量 30303=4545.5kg/h 回流温度 85℃ 酚油馏分汽化热 321.3 kJ/kg 酚油馏分平均比热 0~85℃ 1.512 kJ/kg·℃ 0~257℃ 1.932 kJ/kg·℃蒸发回流所需要的热量：Q=4545.5×=3463234.63 kJ/h内回流量：=10778.8kg/h塔顶汽相负荷：=1.62m3/s=5834.9m3/h汽相重度：=4.18kg/m3液相重度：0.89=890 kg/m3式中 0.00008—计算系数；1.08—苊油馏分20℃时的比重。
液相负荷：=0.00336m3/s空塔气速： ==0.728m/s 式中 CO—系数，根据不同板间距求得（当板间距是400mm时，求得CO =0.05[21]）适宜空塔气速按0.7Wmax m/s计算塔径：D===2.01m表4-5 2200 ㎜酚油塔的规格与技术特性项 目规 格项 目规 格 高度，㎜ 重量，t 塔板层数 精馏段 提馏段 泡罩形式 泡罩个数 泡罩齿缝高度，㎜ 每层塔板齿缝面积 降液管截面积，1600042.33624195条形10250.2750.022板距，毫米馏分侧线的踏板编号（由下往上）萘油酚油操作重量，t45016、18塔顶58 馏分塔 已知条件： 直接蒸汽量 从二段蒸发器来的 377.2kg/h进入馏分塔的，按焦油量的1.7%计 494.5kg/h小计 871.7 kg/h塔顶压力（绝对压力） <26.6KPa塔顶温度 105℃冷回流量 3030312121.2kg/h回流温度 30℃ 洗油馏分汽化热 395.2 kJ/kg 洗油馏分平均比热 0~110℃ 1.882kJ/kg·℃ 0~30℃ 1.673kJ/kg·℃蒸发回流所需要的热量：内回流量： 塔顶汽相负荷：汽相重度：kg/m3液相重度：0.812=812 kg/m3式中 0.00008—计算系数；0.88—轻油馏分20℃时的比重。
液相负荷：=0.00569m3/s空塔气速： ==0.852m/s 式中—系数，根据不同板间距求得（当板间距是450mm时，求得=0.05）适宜空塔气速按0.7Wmax m/s计算塔径：D===2.12m=2120mm按设备系列，故选用Dg=2200mm的馏分塔，表4-6 Dg2200毫米馏分塔规格项目规格项目高度，毫米29000板距，毫米450重量，吨49.065二蒽油34塔板层数47苊油7精馏段42洗油塔顶提馏段5一蒽油25 一段轻油冷凝冷却器已知条件： 物料量 轻油 72.7kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计） 909.1kg/h 物料温度 入口 105℃ 出口 30℃ 轻油平均比热 1.974kJ/kg·℃冷凝阶段放出的热量：kJ/h式中 2250.36—水蒸气汽化热； 396.9—轻油汽化热。
冷却阶段放出的热量：=297129.73kJ/h热量小计：Q=Qa+Qb=2371786.64kJ/h冷却水（入口25℃，出口40℃）用量t/h冷却段水温升高至：℃ 对数平均温度差：油汽， ℃ 105冷却水，℃ 65 78.12 5冷凝段：℃冷却段：℃需要换热面积F：K1=150kcal/m2·h·℃，即630kJ/m2·h℃；K2= 100 kcal/m2· h·℃，即420 kJ/m2·h·℃冷凝段：m2冷却段：m272.71m2故选用的1×75m2冷凝冷却器 二段轻油冷凝冷却器已知条件： 物料量轻油 72.7+11632=11704.7kg/h水蒸气（按一段蒸发器底焦油含水量为零计） 909.1kg/h物料温度入口 105℃出口 30℃轻油平均比热 30~110℃ 1.974kJ/kg·℃冷凝阶段放出的热量：kJ/h式中 2250.36—水蒸气汽化热；396.9—轻油汽化热。
冷却阶段放出的热量：kJ/h热量小计：Q=Qa+Qb=8710645.05 kJ/h冷却水（入口25℃，出口40℃）用量t/h冷却段水温升高至：℃ 对数平均温度差：油汽， ℃ 105冷却水，℃ 65 76.5 5冷凝段：℃冷却段：℃需要换热面积F：K1=150kcal/m2· h·℃，即630kJ/ m2·h·℃；K2=100 kcal/m2·h·℃，即420 kJ/ m2·h·℃冷凝段：m2冷却段：m2150.1+183.5=333.6 m2 萘油冷凝冷却器已知条件：物料量 3636.4kg/h物料温度入口 185℃出口 70℃物料比热 2.1kJ/kg·℃物料放出热量3636.4×2.1×(185-70)=878190.6kg/h对数平均温度差=78.3℃换热面积（取K=420 kJ/ m2·h·℃）m2冷却水（入口32℃，出口45℃）用量t/h选用换热面积为冷却器一台。
洗油冷凝冷却器已知条件：物料量 1515.3kg/h物料温度入口 185℃出口 70℃物料比热 2.1kJ/kg·℃物料放出热量 1515.3×2.1×(185-70)=365944.95kg/h对数平均温度差 =78.3℃换热面积（取K=420 kJ/ m2·h·℃） m2冷却水（入口32℃，出口45℃）用量 t/h选用换热面积为 浸没式冷却器一台第5章 主要设备的计算及选型5.1塔板数的计算 将全塔分为三段，每段取三个组分HK，MK，LK 为计算方便，同时考虑到萘在焦油中的特殊地位，馏分塔的三段分配组成及平均相对分子质量分别如下表：表5-1 馏分塔三段分配组成LKMKHK段分布组分相对分子质量组分相对分子质量组分相对分子质量上段洗油馏分135苊油馏分170蒽油192苊油馏分侧线以上部分中段洗油+苊油馏分146蒽油192甲基苯的同分异构体201两侧线之间下段洗+蒽+苊油馏分177蒽油192沥青212蒽油馏分侧线至加料板之间表5-2 质量流量流入/（kg/h)流出萘含量占无水焦油百分数组分质量流量/（kg/h)25018.2洗油馏分1454.55.5%×5%苊油馏分872.73%×11%蒽油馏分640022%×20%沥青馏分16290.95.5%×5%表5-3 摩尔流量组分相对分子质量kmol/L摩尔分数/%洗油馏分1351454.5/135=10.828.58苊油馏分170872.7/170=5.134.07蒽油馏分1926400/192=33.3326.43沥青馏分21216290.9/212=76.8460.92总计126.12100洗油馏分+苊油 轻油+酚油+萘油馏分 下段的计算表5-4 下段物料衡算流入流出质量流率（kg/h)25018.2塔顶8727.3塔底16290.9摩尔流率（kmol/h)126.12塔顶49.28塔底76.84沥青中，萘的含量取为沥青质量10%，萘为轻组分（LK），记为组分A。
根据沥青的主要成分，取苊为重组分（HK），记为组分B，含量为洗油量的10%进料中萘的含量取为进料的23%，苊的含量取为无水焦油的3%则质量守恒：萘：25018.2×23%=10%×16290.9+×8727.3 解得=47.2%苊：3%×29090.9=16290.9×10%+×8727.3 解得=8.66%表5-5 关键组分萘（LK） A M=128苊 （HK） B M=154进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%4119.2832.1823%27.89%806.45.243%6.88%出料塔顶3463.6827.0655.23%54.40%120.960.783.25%2.64%塔底655.365.1210%11.34%685.444.4610%9.43%进料板温度220℃，塔顶温度199℃，塔底温度230℃根据饱和蒸汽压计算 萘： lgP= 苊： lgP=完全理想体系 计算结果如下表5-6 相对挥发度萘苊塔顶483.89106.334.554.22进料板795.06191.654.15塔底990.64249.373.97由于假设误差太大则理论板数取为3块，塔板效率取0.3，则实际板数为进料板位置的确定1.11解得x=5.2取为6故进料板为从下向上数第6块板 中段的计算 相当于在塔底进料，只有精馏段 表5-7 中段物料衡算流入流出质量流率（kg/h)8727.3塔顶2327.3塔底6400摩尔流率（kmol/h)49.27塔顶15.94塔底33.33选取甲酚为LK记为C，萘为HK记为D。
进料中：甲酚的含量为无水焦油的0.6%，萘的含量为进料的25%出料中：塔顶甲酚的含量占出料的20%，塔底萘的含量占出料的7%质量守恒： 甲酚： 解得=4.54%萘： 解得=2.37%表5-8 关键组分甲酚（LK) C M=108萘 （HK） M=128进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%645.125.974.33%5.11%1954.5115.2752.5%51.73%出料塔顶505.214.6720%21.83%7.010.0541.11%1.01%塔底139.911.31.13%1.34%1947.515.2263%62.98%塔顶温度165℃，塔底温度200℃，假设进料板190℃间位甲酚： lgP=7.15904－萘： lgP=计算结果如下：表5-9 相对挥发度甲酚萘塔顶256.5192.61.331.40进料板545.1374.61.42塔底716.54961.44所以圆整为21块，塔板效率取为0.3，则实际塔板数为假设的进料处 8.15取理论板数9，实际板数为8/0.3=26，取为26（包括下一段的第一块塔板）由于中段无提留段，所以实际中段的塔板为26块即 上段的计算表5-10 上段物料流入流出质量流率（kg/h)2327.3塔顶1454.5塔底872.8摩尔流率（kmol/h)15.94塔顶10.77塔底5.17选取苯为LK，记为E，甲酚为HK，记为F进料中：苯的含量占无水焦油的0.15%；甲酚的含量为进料的20%出料中：塔顶甲酚的含量＜5%，取为2%；塔底苯的含量占出料的2%质量守恒：苯: 解得=41.7%甲酚：20%×2327.3=2%×1454.5+×872.8 解得=23.15%表5-11 关键组分苯（LK) E M=98甲酚（HK） F M=108进料kg/hkmol/hw%mol%kg/hkmol/hw%mol%43.630.456.38%7.66%1163.610.7720%21.76%出料塔顶31.980.3231.36%33.71%17.90.172%2.01%塔底11.650.132%2.46%1145.710.623.15%25.71%塔顶温度105℃，塔底温度165℃，假设进料板140℃苯的饱和蒸汽压数据可以直接查取间位甲酚： lgP=7.15904－ 计算结果如下：表5-12 相对挥发度苯甲酚塔顶207.123.88.75.0进料板474.3107.04.43塔底782256.53.05所以理论板数取为4，塔板效率设为0.3，则实际塔板数为4/0.3=13.3，取为14进料位置的确定： 实际板数为2.12/0.3=6.87，取为7，即 总塔板数的计算 所以馏分塔的总塔板数块5.2塔的工艺参数 塔径 D=2.2m 则塔板面积 AT=0.785×D2=0.785×2.22=3.8m2 空塔气速 塔高 根据经验顶部空间一般取1.2~1.5m，故取h1=1.5m，底部空间h2=1.5m。
有效塔高人孔所在板间距增至800mm，塔板间取5个人孔，裙座取3.3m，所以有效塔高 H0=0.45×46+(0.8-0.45)×5=22.45m塔高：H=22.45+1.5+1.5+3.3=28.75m故塔高取29m 圆泡罩塔盘的设计⑴泡罩尺寸的选择泡罩尺寸选取100mm⑵需要泡罩个数m选择圆形泡罩，齿缝为矩形型，根据下式得出泡罩个数：Vm=式中 Vm—满负荷所取Vm=2.13Vs m—每层塔板上泡罩的个数； F4—每个泡罩的齿缝总面积； h—齿缝的高度根据经验得出一下数据：F4=5m2h=0.032m所以：91个⑶需要的鼓泡面积鼓泡中的中心距满足：t=(1.25~1.5)D ； t-D=25~75mm根据本课题取 t=1.4D=140mm t-D=40mm 符合条件按正三角形排列，每个泡罩所占的正六角行鼓泡面积ab(mm2)为：ab=0.866t2=0.866mm2整个塔盘鼓泡面积Aa(m2)为：Aa=mab=1.477m2 板面布置⑴选定流行由液相负荷Ls=0.00569 m3/s=20.5m3/h估采用单流型。
取堰长Lw为塔径的0.66倍，即堰长为：Lw=0.66×2.2=1.45m塔截面积为：AT=3.8m2单型塔板系列选定降液管面积Af与塔截面积AT之比以及弓形降液管宽度Wd与塔径D之比分别为： 故可以知：Af=0.0721×3.8=0.274m2Wd=0.124×2.2=0.273m降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于3~5s，才能保证液体所夹带气体的释出故所夹带气体可以释出降液管尺寸可用⑵泡罩排列泡罩按正三角形排列，在鼓泡区工排列91个：鼓泡区面积占的百分比为： (规定在50%~80%之间)降液管面积占的百分比为： % (规定在10%~20%之间)边缘面积占的百分比为： 1-63%-14.4%=22.6% (规定在20%~50%之间)故满足塔盘分配要求⑶齿缝开度hs根据经验可知： 当最低气体负荷时，最小齿缝开度h0mm 当正常气体负荷时，hs 当最大气体负荷时，hs=h=0.032本设计是在正常负荷下操作 即 hsmm⑷堰上液溢流高度how采用平流堰，可用下式计算：How=式中 E—液体收缩系数；一般取1 Lw—堰长，m。
当h所以： How=0.02⑸堰高hw及降液管底距下层塔板的距离h0根据常压操作压力，初步选定动液封：hds=40mm=0.04m静液封：hss=hds-how=0.04-0.02=0.02m堰高hw可按下式计算：hw=hT+hss+hr+h式中 hT—泡罩下缝至塔板的间距，m hr—泡罩帽缘圈高度，m h—齿缝的高度，m hss—静液封，m对于直径是100mm的泡罩，查得经验数据，hT=15mm，hr=3mm则hw=15+20+3+32=70mm故选定堰高hw=70mm降液管底部液封为20mm，则降液管底与下层塔板的距离应为： h0=0.07-0.02=0.05m⑹液面梯度液面流过板面梯度与液流量（以表示）堰高hw及泡罩底缘塔板的距离hT有关，也可按查得=9.32由于此值较小，可忽略不计⑺动液封hdshds=how+hss+0.01+0.03=0.04mm 塔板压降蒸汽通过塔板时可按下式计算压降：hp=hL+hc+hs式中 hp—塔板压降，m液柱； hs—齿缝局部阻力，m液柱； hc—泡罩局部阻力（包括升气管回转通道及环形间隙），m液柱； hL—有效液层阻力，m液柱。
⑴泡罩局部阻力hchc==0.025 m式中 —阻力系数，直径为100mm的泡罩取0.25 —每个泡罩的升气管截面积，（升气管直径取70mm，A=mm2）⑵有效液层阻力hLhL=hds式中 —冲气系数； hds—动液封，m液柱冲气系数为气相动能因数Fb=式中 —按液流面积Ab计算的气速，m/s由Ab=AT-2Af，=可得： 1.43查得所以有效液层阻力hL=0.6m液柱所以塔板压降为：hp=hL+hc+hs=0.02133+0.024+0.025=0.07033m液柱全塔压降为：m液柱 液冷情况按下式求出降液管内的液面高度：Hd=hw+hd+hp++ how式中 hd：液相流出降液管的阻力，m液柱m因液面梯度很小可以不考虑，则降液管内液面高度：Hd =0.07+0.02+0.00094+0.07033=0.16127m为了防止液泛现象，需满足以下条件：HT+hw式中 —泡沫层的相对比重，对于一般物系取0.5； HT—塔板板间距，m则有HT2 Hd- hw即=0.25254所以不会发生液泛现象 鼓泡层高度hf用下式可以求得：hf=0.0432hf=0.0432×1.496+1.89×0.07-0.0406=0.156m鼓泡层顶部到上层塔板的距离S为：S=HT-hf=0.45-0.156=0.294m 排空时间T采用排液孔直径d0=10mm排液孔面积Aw，一般可按每平方米塔截面积有1~3平方厘米的开孔面积计算。
Aw=2.54cm2/m2需要的排液孔数：b= 取21个全塔积液总排空时间可按下式计算：T=1.5h 塔板负荷性能图①雾沫夹带线依公式：泛点率＝［Vs （ρv /（ ρL-ρv ））1/2+1.36LsZL］/KCFAd按泛点率为80％计算如下：Vs［5.4/（637.5-5.4）］0.5+1.36Ls×2.2/(1.0×0.158×11.34)=0.80整理得：②液泛线 由aVs2＝b-cLs2-dLs2/3式中 a＝1.91×105ρv/ρcN2=1.91×105×5.4/637.5×25322=0.00025 b＝ фHT+（0.5-1-0.35）×0.031 ＝0.65×0.70+（0.5-1-0.35）×0.031＝0.44 c＝0.153/Lw2ho=0.153/2.722×0.082=3.25 d=(Hεo)×E×0.667/Lw2/3 =(1+0.35)×1×0.667/2.722/3=0.122把a.b.c.d代入式中得③液相负荷上限线：液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5，以Ø＝5s作为液体在降管中停留时间的下限（Ls）max＝AfHT/5＝0.99 ×0.7/5=0.139m2/s求出上限液体流量Ls值（常数）。
在Vs—Ls图上液相负荷上限为与气体流量Vs无关的竖直线④漏液线：以Fo＝μ0ρv0.5＝5作为规定气体最小负荷的标准，则得：（Vs）min＝πdo2Nμ0/4=π/4do2N×5/Pv0.5 =3.14/4×(0.039)2×2280×5/5.40.5=5.87m3/s据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）⑤液相负荷下限线取堰上液层高度how＝0.006m作为液相负荷下限条件，依how的计算式算出Ls的下限值，即 how＝2.84/1000E[3600(Ls)min/lw]2/3=0.006取E＝1得据此可作出与气相流量无关的竖直线图5-1 塔板负荷性能图1为雾沫夹带线，2为液泛线，3为漏液线 4为液相负荷下限线 5为液相负荷上限线由塔板负荷性能图可以看出:①任务规定的气、液负荷下的操作点播P（设计点），处在适宜操作区内②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制③按照固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限（Vs）max＝27.16m3/s气相负限下限（Vs）min＝16.85m3/s操作弹性＝（Vs）max/（Vs）min=27.16/16.85=1.61表5-13 馏分塔的各项数据项目单位数量项目单位数量塔径Dmm2200堰长Lwm1.45有效塔高H0m22.45堰高hwmm70塔高Hm29塔截面积ATm23.8顶部空间h1m1.5齿缝开度hsmm21.33底部空间h2m1.5降液管底与下层塔板距离h0m0.05板间距HTmm450动液封hdsmm0.04塔板压降hpm液柱0.0703静液封hssmm0.02人孔间距mm800降液管内液层高度Hdmm161.27塔板形式单流液体在降液管内停留时间s21.67空塔气速W空m/s0.51排液孔直径d0mm10泡罩个数m个91排液孔个数b个21泡罩中心距tmm140排空时间Th2.94泡罩排列正三角形弓形降液管面积m20.1835.3容器附件 人孔和手孔由于本塔高30m，所以本设计中的人孔数为7，塔板间取5个人孔，塔底塔顶各取一个人孔。
根据设计需要采用常压平盖人孔，这种人孔只有在带法兰的接管上安上一块盲板，它的结构简单，用于常压设计选用公称直径DN=600mm的人孔 视镜 采用带刮板的视镜，DN=150mm；由于焦油是一种粘稠液体，视镜易受污染，因此选用大直径的带刮板的视镜 液面计液面计是用来观察设备内部液位变化的一种装置，为设备操作提供部分依据根据设备条件，选用浮子液面计由于浮子液面计不必担心介质中含有固体颗粒而堵塞，而且易造成防腐的结构但因浮子是由薄壁的金属或玻璃制成，不能承受较高压力 接管1.进料管 对与易腐蚀，易堵塞物料为便于清洗和检修应将进料管做成可拆卸结构公称直径选用 DN=200mm2.塔底出料管 DN=200mm3.回流管 DN=120mm4.侧线出料管 DN=1600mm5.仪表接口管(1)压力计接口及取压口 DN=80mm，就地压力表测量2)液位计接口 DN=60mm(3)温度计接口，温度计的安装，用法兰连接固定，有利于防腐蚀、方便维修等优点 法兰采用乙型平焊法兰，凹凸面密封形式DN=1.4m d=27mm 筒体与封头壁厚设计条件：塔体与裙座的机械设计条件如下：⑴塔体内径mm，塔高mm，塔体高度H0=21.4m⑵工作压力P=[﹝1.0×9.81×2.5535+102-101.3]=25.75KPa（表压）设计压力采用爆破膜作为安全装置时 取 计算压力（表压），设计温度⑶设置地区：基本风压值N/m2，地震设防烈度为8级。
场地土类：Ⅱ类地面粗糙度为B类[24]⑷沿塔高开设7个人孔，相应在人孔处安装半圆形平台7个，平台宽度为mm，高度为mm⑸塔外保温层厚度为mm，保温材料密度为kg/m3 （6）塔体、封头和裙座均采用，共 ，，，基础环和基础螺栓用钢⑺塔体与裙座对接焊接，塔体焊接接头系数⑻塔体与封头腐蚀余量mm假设筒体壁厚为16mm，腐蚀余量mm 有效壁厚Se=Sn-C1-C2 C1—钢板厚度负偏差当Sn=16mm时，C 1=0.8mm Se=16-0.8-2=13.2mm则封头壁厚为16mm，且封头采用标准椭圆形封头，其中封头曲边深450mm，直边高度25mm。