苯乙烯设计计算书

学号11401128常州大学课程设计题目50000T苯乙烯工艺设计学生杨鑫学院石油化工学院专业班级化工111校内指导教师朱红星专业技术职务教授校外指导老师专业技术职务二一四年十二月目录1苯乙烯设计计算书111设计题目112设计主要内容113产品主要规格和参数114原材料及辅助材料主要规格115生产条件116基础条件12工艺设计物性参数13物料及热量衡算231计算依据232物料衡算333热量衡算84乙苯塔计算1441乙苯塔操作条件的确定1442理论板数的计算1843加料板位置的确定1944塔径及内件的计算1945筛板的流体力学验算2146塔顶冷凝器负荷计算2447再沸器的计算275设备选型2751罐的选取2752换热器的选型3053泵的选取3354管径的选取361苯乙烯设计计算书11设计题目50000T/A苯乙烯生产工艺设计12设计主要内容用苯乙烯为原料，采用绝热式反应器脱氢，通过精致获得苯乙烯。13产品主要规格和参数表1产品主要规格参数序号名称规格国标、部标或企标备注1苯乙烯9992苯9993甲苯99914原材料及辅助材料主要规格表2原材料规格序号名称规格国标、部标或企标备注1乙苯999工业品215生产条件连续生产，年产50000T，7600小时/年16基础条件161建设地点常州化工开发区162公用工程参数蒸汽08MP电50KV2工艺设计物性参数表3工艺设计物性参数项目单位苯甲苯乙苯苯乙烯液体密度293K时KG/M879867867906正常熔点TMK2787177317822426正常沸点TBK3533383840934183临界温度TCK562159176171647临界压力PCMPA4894411436073992临界体积VCM3/MOL259316374临界压缩因子ZC027102640263偏心因子0212025703010257恒压热容CPJ/MOLK21631586A159008160137160195160193B278851309652327947332857ANTOINE蒸汽压方程系数C5236536759956372生成热KJ/MOL829500029791039燃烧热KJ/MOL326839104395熔化热KJ/MOL9832661125时汽化热KJ/MOL33853799沸点时汽化热KJ/MOL3075334735563644标准生成自由焓KJ/MOL309929163221511020时粘度MPAS0737067507220时导热系数KCAL/MH01270119时体积膨胀系数101/124109表面张力103N/M2862793物料及热量衡算31计算依据乙苯脱氢制苯乙烯装置包括脱氢和精馏两个单元，是具有循环物流的复杂化工过程。乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的列管反应器中进行，反应方程式为主反应C6H5C2H5C6H5CHCH2H2A副反应C6H5C2H5C6H6CH2CH2BC6H5C2H5H2C6H5CH3CH4C水蒸汽作稀释剂，水蒸汽和乙苯质量比为261反应压力为150000PA绝，反应温度为580，反应器进口温度600。水蒸汽为惰性组分，不发生水蒸汽转化反应，并且无结焦反应。该设计中，各物质转化率如下苯乙烯54苯17甲苯15焦油0532物料衡算321反应器进料假设以100KG/H原料进料为基准，乙苯100KG/H100/106094KMOL/H；322进反应器的蒸汽量10026260KG/H260/181444KMOL/H323反应器的出料1一段反应器的出料据化学反应式AC8H10C8H8H2生成的苯乙烯54104/1065298KG/H生成的量542/106102KG/H2副反应据化学反应式BC8H10C6H6C2H4生成的苯1778/106125KG/H生成的乙烯1728/106045KG/H据化学反应式CC8H10H2C7H8CH4消耗H2量152/106003KG/H生成的甲苯量1592/106130KG/H生成的甲烷量1516/106023KG/H则反应器出口的物料组成乙苯4230KG/H苯乙烯5298KG/H甲苯13KG/H苯125KG/H乙稀045KG/H甲烷023KG/H氢气102003099KG/H2反应器出口的有机混合物质量组成乙苯4230KG/H甲苯5298KG/H苯125KG/H焦油050KG/H324冷凝器顶物料氢气099KG/H甲烷023KG/H乙稀045KG/H325冷凝器底物料乙苯423KG/H苯乙烯5298KG/H甲苯13KG/H苯125KG/H焦油050KG/H水260KG/H经油水分离器除去水分，为方便计算，焦油含量不计入计算范畴。326阻聚剂加入量因为阻聚剂加入量为有机混合物的003W阻聚剂加入量003978300293KG/H327乙苯塔物料计算1乙苯塔的进料乙苯4230KG/H苯乙烯5298KG/H甲苯13KG/H苯125KG/H其中乙苯为轻关键组分，苯乙烯为重关键组分，由设计任务书得产品规格苯乙烯999,则乙苯塔塔顶苯乙烯含量必小于01即005KG/H,设其含量为0052乙苯塔塔顶的物料12513042260034484KG/H1D苯125KG/H甲苯；130KG/H乙苯4239994226KG/H苯乙烯003KG/H005KG/H塔顶产物进入苯塔3乙苯塔塔底的物料52950045299KG/H1W苯乙烯52980035295KG/H乙苯4234226004KG/H塔底产物进入苯乙烯塔328苯乙烯精馏塔物料计算1苯乙烯精馏塔进料苯乙烯5295KG/H乙苯004KG/H2苯乙烯精馏塔塔顶的物料D299952950045294KG/H苯乙烯52959995290KG/H乙苯004KG/H3苯乙烯精馏塔塔底的物料W2050KG/H苯乙烯005KG/H苯塔329苯塔物料计算1苯塔进料苯125KG/H甲苯130KG/H乙苯4226KG/H苯乙烯003KG/H2苯塔塔顶的物料D399912501130125KG/H甲苯00013KG/H苯1249KG/H3苯塔塔底的物料W300011298742260034359KG/H苯0001KG/H乙苯4226KG/H甲苯12987KG/H苯乙烯003KG/H3210甲苯塔物料计算1甲苯塔进料苯0001KG/H乙苯4226KG/H甲苯12987KG/H苯乙烯003KG/H2甲苯塔塔顶的物料129879990001001131KG/H4D甲苯1298799912974KG/H苯0001KG/H乙苯001KG/H3甲苯塔塔底的物料4225003000134228KG/H4W乙苯4225KG/H苯乙烯003KG/H甲苯00013KG/H3211物料衡算表平衡后,计算结果列表如下水蒸气的量表4水蒸气用量序号物料名称KMOL/HKG/HWMOL1水蒸气144260100100进料组成表5进料组成序号物料名称KMOL/HKG/HWMOL1乙苯094100100100出反应器物料组成表6反应器出料为计算方便，省略焦油和水蒸气序号物料名称KG/HKMOL/H1乙苯430203992苯乙烯529805093甲苯13000144苯12500165氢气099056甲烷02300037乙烯0450016冷凝器顶物料组成表7冷凝器顶物料序号物料名称KG/HKMOL/H1氢气099052甲烷04500033乙烯0230016冷凝器底物料组成表8冷凝器底物料序号物料名称KG/HKMOL/H1乙苯423003992苯乙烯529805093甲苯13000144苯1250016加入阻聚剂表9加入阻聚剂序号物料名称KG/HWMOL1阻聚剂00293100100乙苯塔表10乙苯塔物料序号物料名称塔进料KG/H塔顶KG/H塔釜KG/H1乙苯423042260042苯乙烯529800352953甲苯13130004苯125125000苯乙烯精馏塔表11苯乙烯精馏塔物料序号物料名称塔进料KG/H塔顶KG/H塔釜KG/H1乙苯0040040002苯乙烯52955290005苯塔表12苯塔物料序号物料名称塔进料KG/H塔顶KG/H塔釜KG/H1乙苯422600042262苯乙烯0030000033甲苯1300013129874苯12512490001甲苯塔表13甲苯塔物料序号物料名称塔进料KG/H塔顶KG/H塔釜KG/H1乙苯422600142252苯乙烯0030000033甲苯1298712974000134苯00010001000由上述物料平衡表中可知100KG/H的新鲜物料可生产出苯乙烯5290KG。年产500万吨苯乙烯，连续生产7600小时。5290760040204T/A50000/402041244扩大1244倍即每小时需要新鲜物料1244T。33热量衡算331预热器的计算由于在冷、热流体进出口温度相同的条件下，并流操作两端推动力相差较大，其对数平均值必然小于逆流操作。所以就增加传热过程推动力而言，逆流操作总是大于并流，因此我们选择逆流操作。换热器热量平衡示意图T1T2T211第一预热器E101反应器出料蒸汽与乙苯进料换热,设计换热器冷热端温度如下反应器出料蒸汽进口温度5604401T2T乙苯蒸汽进口温度380550TT表14E101换热器进出口温度换热器热端换热器冷端热流体560440冷流体乙苯550380T1060由物性参数可知，E101换热器中冷热流体温度均在沸点之上，即为两气相换热，无相变化。现换热器选型如下类型固定管板式换热器流动型式逆流操作反应器出料蒸汽走壳程乙苯物料走管程流速管程SMUI/5壳程O2查化工原理课程设计表15换热器常用流速范围循环水一般液体低粘度油高粘度由气体管程流速M/S1205308180515530壳程M/S0515021504100308215表16列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许安全流速流体乙醚、苯、2CO甲醇、乙醇、汽油丙酮氢气流速M/S123108热容的计算定性温度，取流体进出口温度的平均值则壳程出料蒸汽定性温度5024560T管程流体定性温度638T查化学工程手册，得相关的数据和公式CPABTCT2DT3表17某些低压气态（理想）有机化合物恒压热容系数J/MOLKPC组分编号ABCD500K1000K乙苯1430877067613E48103561301149E2064831284苯乙烯2369146652564850511408791922128418甲苯3436476035423399451610438291714626493苯4437815232933762671066131372420987注86141KMOLJKMOLCAL将参数带入公式计算得乙苯392631710437103548707043PC4308754632874601027591KMOLJ65913CA苯乙烯39263271084731054871025691436PC69252567KOLJ60336MCA甲苯392633710384710459710542674PC286232,436KOLJ55527CA苯39263471037102710295783PC4984184914KMOLJ44174CA平均恒压摩尔热容PC1740527013654091364250IIPXC6236OL平均摩尔质量M89II1045KMLG故6236104541862490PCHKJTM的求取TM927380456LN50LN21T求热负荷00QTCQPM（100260）1244249（580440）7156HKJ蒸汽用量汽查化学工程手册18公斤整齐的汽化潜热为489KCAL/KGHKG087261489056M7汽换热面积QKAT查化工原理得470（定性温度）甲苯，苯蒸汽粘度SP1790甲苯3苯由相识结果推测，MP510乙苯查化工原理课程设计，P64表26，选取总传热系数402KMWK换热面积283/TKQA考虑15的换热裕度，则实际换热面积293751A实第二预热器E102设热物料的进口温度T1440,出口温度T2300乙苯的进口温度T1200,出口温度T2380表18E102换热器进出口温度换热器热端换热器冷端热流体440300冷流体乙苯380200T60100热容的计算定性温度，取流体进出口温度的平均值则壳程出料蒸汽定性温度3702430T管程流体定性温度98T由E101到E102均为两蒸汽换热，可视流体物性数据基本保持不变则HKJCP4920TM的求取TM）（）（）（）（4783042LN0LN21T求热负荷MS00QTCQPMQ（100260）1244249（580440）7156HKJ蒸汽用量汽查化学工程手册18公斤整齐的汽化潜热为489KCAL/KGHKG087261489056M7汽换热面积QKAT查化工原理课程设计，P64表26，选取总传热系数402KMWKAQ/KT1355M2考虑15的换热裕度，则实际换热面积2915A实332反应器的能量衡算1各物质TFCP查化工热力学，计算公式2PCTB/RCJ/KOL表19序号物质名称AB103C1061甲烷1702908121642乙烯14241439443923苯乙烯205050192166624苯020639064133105甲苯02904705215716查化工计算，39252PT10DCT10BACKJ/KMOL表20序号物质名称ABCD1乙苯8398159351000323952氢气695300460096021查汽化潜热表表21汽化潜热名称甲苯乙苯苯苯乙烯数值37994226338540830各物质KJ/MOLFIH表22各物质KJ/MOLFIH名称甲烷乙烯苯乙烯苯甲苯乙苯氢气FIH7485522610398295000257902反应器的能量衡算带入反应器的热量以25为基准蒸汽带入HMQ011反应物带入HV2由设计要求知T1560，故取TT1T2/22731560065K，根据物质CP表可计算乙苯236048T1D0CTBAC9252PKJ/KMOL苯乙烯71甲苯1/L3597YIPIPKJ/KMOLH068HNVVJ/H10746HNTVI1C反应物带出反应器热量反应吸收热量RQ吸乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的固定床反应器中进行，反应方程为主反应方程式AC2H5CH2H2副反应方程BC2H5H2C2H6CC2H5H2CH3CH4由各物质HF列表可得对于A反应KJ/MOL78159103R对于B反应/L0932682对于C反应44H3由物料衡算可得A反应中转化乙苯4407KMOL/H；B反应中转化乙苯1469KMOL/H；C反应中转化乙苯3428KMOL/H；KJ/H1034NR6VII反应物带出热量2VHQ/87HIVTCM12P2IPY根据CP列表，累加得表23计算结果序号名称AB103C106D1091甲烷1702908121642乙烯14241439443923苯乙烯205050192166624苯02063906133015甲苯02904705157166乙苯8398159351000323957氢气695300460096021合计381531908115216923743824PT107105T031985C蒸汽带出热量Q4MH2H0利用带入反应器带出反应器热量，进行试差计算求得反应器出口温度T2。经试差计算求得反应器出口温度T2560。4乙苯塔计算41乙苯塔操作条件的确定进料量HKMOLF/716429380进料组成乙苯苯乙烯5AX5430BX甲苯苯C17D总物料横算FDW轻关键组分WAFA64971425059DXWA重关键组分WBDFBX3761543009WX7DB计算结果列表如下表24计算结果进料F馏出液D釜液W组分IXIIXIIXI乙苯0425496092949550001005苯乙烯0543633700010070999633甲苯001517503317500苯00171980037198001000F11671000D53351000W6335411塔顶温度的确定已知乙苯苯乙烯塔为减压蒸馏，取塔顶压力为0015MPA，即1125MMHG，具体步骤如下假设温度，查或计算苯、甲苯、乙苯、苯乙烯饱和蒸汽压。由KIPI/PD计算出KI由计算出YI是否等于1，若是，则假设成立，否则重新假设温IIKXY度，重复上述计算。饱和蒸汽压计算公式安托因方程MMHGCB/TALNP苯A159008B278851C5236甲苯A160137B309652C5367乙苯A160195B327947C5995苯乙烯A160193B332857C6372设塔顶温度为713，即T71327315。代入计算式乙苯苯乙烯甲苯苯09900试差的塔顶温度为715IIKXY具体结果列表如下表25计算结果组成塔顶组成XIDMOL饱和蒸汽压MMHGKIPI/PDIJ苯375748251895甲苯3321372190333乙苯9298933079139苯乙烯0164230571合计1000079051238995436LNAKMHGP57012364263489LNBKMHGP901527136734LNCKMHGP1528574364890LNDGP412塔釜温度的确定预计使用65块塔板，设每快板压降为1MMHG，则塔釜压力为1775MMHG，设塔釜温度为95，则乙苯苯乙烯09110试差得塔釜温度为98IIKXY具体结果列表如下表26计算结果组成塔釜组成XDIMOL饱和蒸汽压MMHGKIPI/PDIJ乙苯0121676118713苯乙烯999161660911合计10000413进料温度的确定设进料为饱和液体，具体步骤同前，设进料温度为85MHG45170512P05WDF乙苯苯乙烯甲苯18757621934209LNAKMHGP9105761726383LNBKMHGP051471595382LNAGP4516836LB苯1004故可认为进料温度为85IIKXY计算结果列表如下表27计算结果组成塔顶组成XDIMOL饱和蒸汽压MMHGKIPI/PDIJ苯1708816608787甲苯42501517105136苯乙烯54311150771合计1000042理论板数的计算以重关键组分为基准，得轻重关键组分相对挥发度塔顶391570/,DLH塔釜4/31,W平均3619,AVLH最小理论板数4215367380976LNCKMHGP08614583179LNDMHGP实际回流比下的理论板数因为泡点进料，所以Q11Q0根据恩特伍德公式根据恩特伍德公式1Q0IFX,在100136之间，试差求的11731代入RM1IDIX,得取R15RM15585878根据公式4301RM由以上数据查吉利兰图得2601NMN607461所以乙苯塔的塔板数为N160块694361LG01/90/2L包括再沸器AVLHLWDMXXN870108315154361208510450671738073805731392MR43加料板位置的确定解得N精馏2919N提馏3181所以加料板从顶部数起的第32块板44塔径及内件的计算VLDRL/D，468KMOL5387DRL；L52111VKMOLGMXII/510478092030232315/7/4/6）（汽查的进料温度下3/G580K苯/G8K甲苯MN92苯MN2甲苯近似取3/50）（甲苯苯液1甲苯苯441气体流量/H3586M1068/457273/5218NRT/PVS09961M3/S442液体流量/S2/06/5046/ML33SSM液液气流动参数选塔板间距HT500MM板上液层高度HL70MM查图化工原理课程设计史密斯关联图得08C2082105/261206提馏精馏提留精馏DWXZNHLF1205836750VLS取实际气速为空塔气速的60SMU/3460AX/VDS2D192M圆整至标准取D22M则塔的横截面积AT为22TM7943/D443堰的计算取堰长为塔径的08倍，得堰长176M208LW出口堰高OWLH本设计采用平直堰，堰上液层高度HOW近似取E1则HOW003M故M04307HOWL因为，满足要求150OWH8/DLW查图得6/TFA2140/DWD验算降液管内停留时间停留时间大于5S所以降液设计合理444塔板布置1塔的分块D22M采用分块式查得分为6块2非开孔区取溢流堰前安定区宽度WS65MM进口堰后安定区宽度WS65MM边缘区宽度WC0035MSMCVL/57021805MAX32OW14HWSLE2407821093MWDFSLHASTF1653开孔区面积计算4筛孔计算及排列物料无腐蚀，选用3MM碳钢板，取筛孔直径D05MM。筛孔按正三角排列，取孔心距TT3D03515MM开孔数目开孔率A0/AA101筛孔气速U0VS/A00996/0101295334M/S45筛板的流体力学验算451塔板压降1干板阻力2气体通过液层的阻力HL计算3液体表面张力阻力H的计算212122A95678SIN51804371657820068DXRXSINRAMAMWRXCSD1543092152个TANA液柱）（查图得由M018723458092163DCU21H0020LVCCHG047630HM/S12KG5F3069AVUL21V0FTSALL液柱故查图得L液柱MGDL021358195024H3气体通过每层塔板的液柱高度HP可按下式计算，即气体通过每层塔板的压降为452液面落差对于筛板塔，液面落差很小，可以忽略液面落差的影响。453液沫夹带故在本设计中，液沫夹带在允许范围内。454漏液对筛板塔，漏点气速实际孔速MIN0,0U34/SU故在本设计中无明显漏夜455液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高HD应服从HHWTD取065HTHW065050040351而HDHPHLHD板上不设进口堰HD00353007006410169M液柱HDHTHW，故在本设计中不会发生液泛现象。乙苯塔主要工艺条件一览表表27乙苯塔主要工艺条件液柱0641M02138HHLCP设计允许值07KPA5898PGLP气液气液KGKGHHUELTALV/10/024753215702366HCVL72215/802371356/0MIN,00351530H20DHLLWS项目单位数量项目单位精馏段流量KMOL/H1167塔板型式筛板温度T85流程数程单压力MMHG145泛点气速UFM/S0577进料F状态Q液体分率1实际气速UM/S0346流量KMOL/H5335塔横截面ATM23799温度T715气流通道截面AAM2295塔顶D压力MMHG1125降液管截面AFM206079流量KMOL/H6335堰高HWM004温度T98堰长LWM176塔底W压力MMHG1775开孔率101塔顶冷凝负荷Q冷KCAL/H541106筛孔直径M0005塔底再沸负荷Q再KCAL/H57176106气体通过筛孔气速U0M/S334最小回流比RMIN585干板压降HCM0018实际回流比R878气体通过液层压降HLM0044实际塔板数NT块60漏液点气速UO，MINM/S277塔内径DM22塔高H总M3775精馏段塔板数块32加料板位置块第32块提馏段塔板数块28板间距HTM0546塔顶冷凝器负荷计算塔顶冷凝器P顶1125MMHGT冷4848273321K461用下列公式试差计算E、XI、YIXIZI/1KIEKILNPIOAB/TC化学工程手册上卷P1109表53YKIXIKIPIO/P表28计算结果VIKMOL/HT48设E099组分R1DZIPIOMMHGKIXIYIB2262400374249810141140037200525TB56440093383979047450093800445EB524477086731718017920874201567STY14520002421797012310002400003604933100001007602535假设成立E099462物料冷凝放热物料冷却平均温度T71548/227333275K物料冷凝温度T48计算出各组分的CPIG值CPIABTCT2DT3在查出各组分的H值，然后根据公式CPCPIZIHHIXI计算结果列表表29计算结果组成ZIXICPIKCAL/KMOLKCPIZIHIKCAL/KMOLKHIXIB003740037221706081187781897289487TB00933093827402255668445878788000EB0867087423354429082698257458589666STY0002400024317390076210075159241810000100763252729691333冷凝液量BVE52180995166KMOL/H未凝气量VB5218516652KMOL/HQ放VCPTBH5218325277154851669691333541106KCAL/H463冷却水用量CPH2OL1KCAL/KGKGH2OLQ放/CPH2OLT出T入541106/453036105KG/H464换热面积TM715304845/LN71530/48451465K取400KCAL/M2H化学工程手册P6117表92AQ放/KTM36105/4001465112223M2465冷凝器热量衡算Q冷（R1）V（HVDHLD）由化工设计手册P1630及P16206查得以0为计算基准查得0100下的各组分的平均热容CPI及0的汽化热列表如下表30汽化潜热0100的平均热容CPI0的汽化热组分气体（A）KCAL/KMOLK液体（B）KCAL/KMOLKKCAL/KGKCAL/KMOLB2123344761078346TB2692398361029384EB3322444389710282STY3147439929910296A已知T顶715求HVD表31计算结果HVIKCAL/KMOLHVDKCAL/KMOL组分YIAT顶0CHVIYIB00374102524543834418TB00933118014161101072EB08671326515611500890STY0002413122006314931000016467873B求HLDHLIBT顶0HLDHLIXDI表32计算结果HLIKCAL/KMOLHLDKCAL/KMOL组分XDIBT顶0HLIXDIB003743095945115788TB009333577273333760EB086739905323459792STY0002439504829481100003918821Q冷（R1）DHVDHLD87815335164678733918821655106KCAL/H进料液带入的热量QF已知TF85HFHFIXFIHFITF0BQFFHF表33计算结果HFI（KCAL/KMOL）HFIXFI组分XFITF0BKCAL/KMOLTB00092396368236466EB0988144215814368964STY000274370239118001000004417230QFFHF11674417230515105KCAL/H塔釜液带出的热量QWT釜98QWWHLWHLWIT釜0BHLWHLWIXWI表34计算结果HLWI（KCAL/KMOL）HLW（KCAL/KMOL）组分XWIT釜0BHLWIXWIEB00027479486012946STY0996947467374732022TAR0000354746737166110004746629QWWHLW6335474662930105KCAL/H再沸器的热量Q再假设热损失率为4Q再QWQ冷QFDHLD3010565510651510553353918821654106KCAL/HQ再104Q再680106KCAL/H47再沸器的计算471加热蒸汽消耗量在3KG/CM2和125下HH2O5121KCAL/KGGH2OQ再/HH2O680106/51211316154KG/H472换热面积取K400KCAL/M2HTM125982/227AQ再/KTM680106/400276296M25设备选型51罐的选取511原料储罐V101属于全厂性储罐，按一个月考虑，但实际情况生产量太大，所以按一天计算，已知体积大小为V，1001244/8055243706M3充装系数为08V3706/084633M3选取500M3的卧式储罐1个公称容积500M3内径8920MM拱顶高度972MM罐壁高度8920MM总高9892MM罐体材料Q235AF设计温度19150设计压力052KPA储罐总重9760KG标准序号HG2150211992214512气液分离V102已知体积大小为V2601244/1000602492023M3选取500M3的卧式储罐2个公称容积500M3内径8920MM拱顶高度972MM罐壁高度8920MM总高9892MM罐体材料Q235AF设计温度19150设计压力052KPA储罐总重9760KG标准序号HG2150211992214513炉油储罐V103已知体积大小为V16432439432M3充装系数为08V39432/084929M3选取500M3的卧式储罐1个公称容积500M3内径8920MM拱顶高度972MM罐壁高度8920MM总高9892MM罐体材料Q235AF设计温度19150设计压力052KPA储罐总重9760KG标准序号HG2150211992214514乙苯塔塔顶回流罐V201已知体积大小为V7355/6006125M3查化工工艺设计手册5245表356立式椭圆形封头容器尺寸参数选公称容积VN1M3公称直径DN800MM长度L1800MM的立式椭圆形封头容器515苯塔塔顶储罐V202属于全厂性储罐，按一个月考虑，已知体积大小为V,022430144M3充装系数为08V144/08180M3选取200M3的卧式储罐1个公称容积200M3内径6550MM罐壁高度6550MM总高7250MM罐体材料Q235AF设计温度19150设计压力052KPA储罐总重9760KG标准序号HG2150211992205516甲苯塔顶储罐V203属于全厂性储罐，按一个月考虑，已知体积大小为V，0222430684M3充装系数为08V684/08855M3选取100M3的储罐1个公称容积100M3内径5200MM拱顶高度554MM罐壁高度5200MM总高5754MM罐体材料Q235AF设计温度19150设计压力052KPA储罐总重6135KG标准序号HG2150211992201517苯乙烯精馏塔塔顶储罐V204属于全厂性储罐，按一个月考虑，但实际储量为一天，已知体积大小为V8692420856M3充装系数为08V20856/082607M3选取100M3的卧式储罐3个公称容积100M3内径5200MM拱顶高度554MM罐壁高度5200MM总高5754MM罐体材料Q235AF设计温度19150设计压力052KPA储罐总重6135KG标准序号HG215021199220152换热器的选型521加氢反应器预热器E101因为计算出预热器的换热面积为4379M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1200MM，公称压力40MPA，管程数N2，管子根数N1816，中间排管数47，管程流通面01065M2换热面积4769M2换热管长度4500MM522绝热式反应器预热器E102因为计算出预热器的换热面积为1355M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径700MM，公称压力40MPA，管程数N1，管子根数N607，中间排管数27，管程流通面01073M2换热面积1594M2换热管长度4500MM523乙苯塔进料预热器E201因为计算出预热器的换热面积为98654M2查化工工艺设计手册5352表35111选公称直径1300MM，公称压力250MPA，管程数N6，管子根数N2028，中间排管数48，管程流通面00597M2换热面积10774M2换热管长度9000MM524乙苯塔塔顶冷却器E202由于计算出冷却器的换热面积为112223M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1600MM，公称压力250MPA，管程数N1，管子根数N3339，中间排管数61，管程流通面05901M2换热面积11759M2换热管长度5000MM525乙苯塔塔釜再沸器E203由于计算出再沸器的换热面积为6296M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1100MM，公称压力250MPA，管程数N1，管子根数N1501，中间排管数43，管程流通面02652M2换热面积7974M2换热管长度9000MM526苯塔进料预热器E204因为计算出预热器的换热面积为4403M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1000MM，公称压力250MPA，管程数N1，管子根数N1267，中间排管数39，管程流通面02239M2换热面积4462M2换热管长度5000MM527苯塔塔顶冷却器E205由于计算出冷却器的换热面积为3109M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径325MM，公称压力40MPA，管程数N1，管子根数N99，中间排管数11，管程流通面00175M2换热面积349M2换热管长度6000MM528苯塔塔釜再沸器E206由于计算出再沸器的换热面积为109017M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1600MM，公称压力250MPA，管程数N6，管子根数N3140，中间排管数61，管程流通面00920M2换热面积11058M2换热管长度5000MM529甲苯塔顶冷却器E207由于计算出冷却器的换热面积为3281M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径450MM，公称压力40MPA，管程数N4，管子根数N200，中间排管数16，管程流通面00088M2换热面积346M2换热管长度3000MM5210甲苯塔塔釜再沸器E208由于计算出再沸器的换热面积为105816M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1300MM，公称压力250MPA，管程数N6，管子根数N2028，中间排管数48，管程流通面00597M2换热面积10774M2换热管长度9000MM5211苯乙烯塔塔顶冷却器E209由于计算出冷却器的换热面积为74936M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径1100MM，公称压力40MPA，管程数N4，管子根数N1450，中间排管数43，管程流通面00641M2换热面积7703M2换热管长度9000MM5212苯乙烯塔塔釜再沸器E210由于计算出再沸器的换热面积为885M2查化工工艺设计手册P5352表35111选公称直径273MM，公称压力40MPA，管程数N2，管子根数N56，中间排管数8，管程流通面00049M2换热面积97M2换热管长度3000MM53泵的选取531进料泵P101Q15156M3/H选用型号65Y60B流量20M3/H扬程38M转速2950R/MIN效率49气蚀余量184轴功率422KW电机功率55KW重量139KG532乙苯塔进料泵P201Q1292M3/H选用型号65Y60B流量20M3/H扬程38M转速2950R/MIN效率49气蚀余量184轴功率422KW电机功率55KW重量139KG533苯塔进料泵P202Q735M3/H选用型号IH6550160流量125M3/H扬程8M转速1450R/MIN效率51气蚀余量20轴功率053KW电机功率075KW重量50KG534苯乙烯塔进料泵P203Q879M3/H选用型号IH6550160流量125M3/H扬程8M转速1450R/MIN效率51气蚀余量20轴功率053KW电机功率075KW重量50KG535苯塔塔顶回流及采出泵P204Q02M3/H选用型号40Y402B流量23M3/H扬程60M转速2950R/MIN效率30气蚀余量25轴功率295KW电机功率40KW重量163KG536甲苯塔进料泵P205Q715M3/H选用型号IH6550160流量125M3/H扬程8M转速1450R/MIN效率51气蚀余量20轴功率053KW电机功率075KW重量50KG537甲苯塔塔顶回流及采出泵P206Q022M3/H选用型号40Y402B流量23M3/H扬程60M转速2950R/MIN效率30气蚀余量25轴功率295KW电机功率40KW重量163KG538甲苯塔塔釜采出泵P207Q694M3/H选用型号IH6550160流量125M3/H扬程8M转速1450R/MIN效率51气蚀余量20轴功率053KW电机功率075KW重量50KG539甲苯塔进料泵P208Q869M3/H选用型号IH6550160流量125M3/H扬程8M转速1450R/MIN效率51气蚀余量20轴功率053KW电机功率075KW重量50KG5310甲苯塔塔顶回流及采出泵P209Q01M3/H选用型号40Y402B流量23M3/H扬程60M转速2950R/MIN效率30气蚀余量25轴功率295KW电机功率40KW重量163KG所有泵均采用2台，其中一台备用。5