分离苯氯苯混合液的浮阀塔设计化工原理课程设计

衢州学院化工原理课程设计课题名称分离苯氯苯混合液的浮阀塔设计班级12化工本2班姓名指导教师姚方时间衢州学院化工原理课程设计任务书一设计课题苯氯苯双组分混合液连续精馏二设计原始数据1原料液处理量50000吨/年2原料液含苯40（质量分率）3塔釜馏出液中含苯99（质量分率）4塔顶馏出液中含苯15（质量分率）三传质设备型式板式塔或填料塔四厂址自选五设计要求1设计工艺方案的选定及论证2精馏装置的物料衡算3精馏装置的能量衡算4塔结构主要工艺尺寸的设计5附属设备的选型设计及主要管线计算6编写设计说明书和设计计算书7绘制带控制点的工艺流程图、塔板板面结构布置简图六设计时间2015年1月19日2015年1月31日七指导教师姚方八设计者姓名班级衢州学院化工原理课程设计任务书九设计课题苯氯苯双组分混合液连续精馏十设计原始数据5原料液处理量50000吨/年6原料液含苯40（质量分率）7塔釜馏出液中含苯99（质量分率）8塔顶馏出液中含苯15（质量分率）十一传质设备型式板式塔或填料塔十二厂址自选十三设计要求8设计工艺方案的选定及论证9精馏装置的物料衡算10精馏装置的能量衡算11塔结构主要工艺尺寸的设计12附属设备的选型设计及主要管线计算13编写设计说明书和设计计算书14绘制带控制点的工艺流程图、塔板板面结构布置简图十四设计时间2015年1月19日2015年1月31日十五指导教师姚方十六设计者姓名班级二原料及产品物性参数1组分的饱和蒸汽压（MMHG）IP温度/80859095100105108110苯760877102511701350153516601760I氯苯148173205246293342376400温度/1151201251281301318苯198122502518269929001350IP氯苯4665436246797602932组分的液相密度（KG/M3）温度/80859095100105110115苯817811805799793787782775氯苯10391034102810231018101210081002温度/120125130苯770764757氯苯997991985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯TA186392氯苯B0574式中的T为温度，。3组分的表面张力（MN/M）温度/8085110115120131苯212206173168163153氯苯261257227222216204双组分混合液体的表面张力可按下式计算M（为A、B组分的摩尔分率）ABAMX、4氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为353103KJ/KMOL。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示（氯苯的临界温度）3801238012TRCC259CT三精馏方案的说明论证1精馏方案选定11蒸馏方式的选定当混合物各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。本次方案要求设计苯氯苯双组份溶液分离连续操作。苯氯苯两组分挥发度相差较大，但本工艺有很高的组分分离要求，故必须连续精馏。12操作压力的选定本方案中两组分苯沸点为8010（10133KPA），氯苯沸点为1318（10133KPA）。通常，对常压下沸点在室温至150左右混合液，宜采用常压精馏。且常压下对设备要求较低，便于维护，经济。13塔型的选定塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业中以错流式为主，常用错流式塔板有泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞；但其生产能力及板效率底，已逐渐被筛孔塔板和浮阀塔板所替代。筛孔塔板优点是结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压强底，生产能力大；其缺点是筛孔易堵塞，易漏液，导致操作弹性减小，传质效率下降。而浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了前述两种塔板的优点。浮阀塔板结构简单，制造方便，造价底，有生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高等优点。而且浮阀塔应用广泛，其本身构造特点会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，而且更可靠。因此，本次设计方案选用浮阀式板式精馏塔。14加料方式的确定设计中考虑到实际生产中，可能发生泵故障，停电等突发事故，故采用将原料通过原料输送泵送至高位槽，在加入到精馏塔中能有在上述事故出现，保证精馏塔一段时间内进料仍保持稳定，也能保证正常单元操作原料进料流量的稳定。（即平稳操作）加料方式流程原料储槽原料输送泵高位槽精馏塔15进料状态的确定由精馏方案两条主要原则1考虑经济合理性，2考虑工艺要求和平稳操作问题。已知在冷料进料时，塔板数量接近理论板层数，塔板费用较低，即但对反应设备再沸器和冷凝器热负荷有很高要求，其费用显著升高，使得总费用较高。而总费用呈倒抛物型，因而选择在泡点进料，即Q1，此时塔板费用和再沸器，冷凝器费用均较低。并且将冷料预热至泡点温度再送入塔内，则不仅可以避免季节气温变化的影响，使塔较易控制，而且也为精馏、提馏两段采用相同塔径提供方便。2流程简述精馏装置包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等,为保持塔的操作稳定性，流程中用泵将原料从储槽送至高位槽，苯、氯苯混合原料液从高位槽经位差经预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器一部分回流，一部分经过冷却器后送入产品储槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后为冷却水循环利用。表苯氯苯的相平衡数据温度/80901001101201301318苯760102513501760225028402900IPKPA氯苯148205293400543719760X1067704420265012700190两相摩尔分率Y1091307850614037600710四全塔的物料衡算F原料液流量KMOL/H原料组成KMOLFXD塔顶产品流量KMOL/H塔顶组成KMOLDW塔底残液流量KMOL/H塔底组成KMOLWX料液及塔顶、塔底产品含苯的摩尔分数计算苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78G/MOL和1125G/MOL。04/78049/12593/0578011/2FDWXX平均摩尔质量78091257834/DMGMOL料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件一年以300天。一天以24小时计，有3501864/24DKMOLH0491093FW836/HKMOL5/D常压下苯氯苯气、液平衡组成与温度关系温度/80901001101201301318苯760102513501760225028402900IP氯苯148205293400543719760X1067704420265012700190两相摩尔分率Y1091307850614037600710（1）温度009976426742FFFTTT8813DDD110909WWWTTT精馏段平均温度197680292FDT提馏段平均温度213FWT（2）密度已知混合液密度（A为质量分率，为平均相对分子质量），不同ABLM温度下苯和氯苯密度见表。混合液密度024VTPMP21精馏段1890T液相组成1X1180980706467XX气相组成1Y1199233YY所925907LVMKGMOL22提馏段2138T液相组成2X2210138901376565XX气相组成2Y2254344YY所以21015078105/549LVMKGMOL求得在和温度下苯和氯苯的密度。1T289039085985069/11012/23434KGM苯苯氯苯氯苯同理可得，2189T,3,7/102KGM苯氯苯在精馏段，液相密度1L1307648/0764812507641025995/LKGM气相密度1V380721278/43590KGM在提馏段，液相密度2L230178/178213510673295/LKGM气相密度2V3412752978/3KGM（3）混合液体表面张力不同温度下苯和氯苯的表面张力见下表。精馏段1890T苯的表面张力57326206089苯苯312508/873WMVMOL氯苯的表面张力；10851902512727氯苯氯苯37820/1OMVMOL3065/740764ABMCLX提馏段21389T苯的表面张力；350169/16873168CMOL苯苯氯苯的表面张力3502721/1389COL氯苯氯苯369452/100ABMCMOLX（4）混合物的黏度查化工数据物性手册P274页可得，1890T02603MPASPAS苯氯苯，23M2619氯苯苯，精馏段黏度110267403764028XXPAS苯氯苯提馏段黏度22201830513025XXMAS苯氯苯（5）相对挥发度精馏段挥发度由得764,9AAXY023071BB所以相对挥发度1092364871ABYX提馏段挥发度由得3,5AA08486BBXY所以相对挥发度221073AB1248045M（6）最小回流比及实际回流比计算苯甲苯气液平衡相图0010203040506070809100102030405060708091XY在YX图上，因Q，查得，而，81QY49QF3DX故有MIN093504DQYRX吉利兰图法093DX021WMINLG1489LWDMXN根据，在化工原理手册P33参照吉利兰图，查得数据列表如下IN1RX2NY回流比11RMIN12RMIN13RMIN14RMIN15RMIN2RMIN3RMIN4RMINR06050660071507700825110016502200X00340066009601240151026204150587Y062057052050049040030022N值16131402123511781151948784683此时作RN关系图如下RN关系图00020040060080010001200140016001800000005001000150020002500RNMINIMIN32R实际精馏段板层数计算10931490LGLG17LL5DFMMXN块N328块IN042理论板层数计算MIN15026RX0546974/YXXN958块IN2N（7）实际塔板数PN1全塔效率TE选用奥康奈尔法，即公式计算，式中的为全塔平均温度下以进料组成表02459TLL示的平均粘度。全塔的平均温度为（取塔顶底的算术平均值）。1281T在此平均温度下查化工原理附录11得，。SMPA240ASPA340B102493925LAFBFXX024502459178TLE精馏段平均温度，18T026LXXMPAS苯氯苯02450245998TLE2实际塔板数PN精馏段块，取块1328/0457213PN总板数块，取块99P20所以加料板位置在第11块板。（8）气液相体积流量计算精馏段108649750/0271/LRDKMOLHKOLS8645/VMLS已知1131/,3/8752/LVVMGLGLK则有质量流量189750826/39/S314417LVKGHKG体积流量331185926/0274/70815SLSVMHS提馏段因本设计为饱和液体进料，所以。1Q975183642/H0781/S/5SLQFKMOLKOLVKL已知22320/,9/95178/LVVMGOMGLK则有质量流量22051842957/H8217/960463/LVKGKGSWKGS体积流量332278401H856/S519/4SLSVM五塔和塔板主要工艺结构尺寸计算51塔径的计算精馏段由，式中C可由史密斯关联图查出P161页VLCUUMAX,806横坐标数值1/21/2198673505SLV初取板间距通常板间距取，则取，板上液层高度04MHT4，则07LHM738THH图32史密斯关联图查史密斯关联图可得020220215878,774CMAX871350413/UMS取安全系数为07，则空塔气速为AX7132096/S按标准塔径圆整为150M454SVDMU横截面积222078157TAD实际空塔气速36/S提馏段横坐标数值1/21/22089509473SLV取板间距，则有045,TLHMH738TLHHM查图可知,2078C02022MAX2AX245789916/0664089/4153SUMSVDU取安全系数为根据标准塔径圆整为150M。横截面积2207817TAM空塔气速216409/7UMS52溢流装置（1）堰长WL当溢流堰为单流程并无辅堰时，堰长和塔径比一般为。（单溢流塔径22M806以下）取06515097WLDM（2）出口堰高采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。堰上液高度按公式近似取OWH3/21084WHOWLE1E精馏段2/3296750567OWLOMH提馏段WLO3924061843/2（3）弓形降液管的宽度和横截面积图33关系图、与TFDWADWL/由12065WLD查上图得，7,0124FDTA则02,15086FDMWM验算降液管内停留时间精馏段1704529FTSAHSL提馏段2836FTS停留时间，所以降液管可使用。5（4）降液管底隙高度精馏段取降液管底隙的流速，一般可取，0725/UMS013/US则有取100271395SWLHLU02H提馏段取降液管底隙的流速，则有013/MS2086975013SWLHMLU取因为不小于20MM，故满足要求。MH070H0H53塔板布置及浮阀数目与排列（1）塔板分布本塔塔径为，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。查下表得。塔板15D为4块。表35不同塔径的分块式塔板数（2）浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子（一般之间），则孔速为01F091201U01167/28VUMS取浮阀塔盘的阀径，一般取阀孔的直径与阀径的比值为40VD，所以取阀孔孔径570/VD047530DM每层塔板上浮阀数目为块（采用型浮阀）122036180974SVNDU1F5,5,05118SCDMWM当时。当时。取边缘区宽度，破沫区宽度。0C7SWM计算塔板上的鼓泡区面积，即RXXRAAARCSIN180222其中15072186054892CDSDRWXM塔径MM8001200140016001800200022002400塔板分块数3456所以222231404892048970897ARCSIN15AAM浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距T7排间距一般取TM165则排间距20795ATMN考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板。而各分块的支撑与衔接也要占去一部分豉泡面积，因此排间距不宜采用77MM，而应小些，故取，按65TM，以等腰三角形叉排方式作图，其中，75,6TMT97WL，0CW18DM150D所以作图，读图可得浮阀数为196个。精馏段按重新计算孔速和阀孔动能因数。196N025365/780198UMSF阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率0261045U提馏段取阀孔动能因数，则120F0221637/98VFUMS每层塔板上浮阀数目为块220416504SND按，估算排间距为MT75176T取，排得阀数为196个。同提馏段6按重新计算孔速和阀孔动能因数21N0224701/7850396UMSF阀孔动能因数变化不大，仍在913范围内。塔板开孔效率0981047U六精馏塔塔板的流体力学计算61精馏塔塔板的压降计算气相通过浮阀塔板的压降可根据计算HHCP1精馏段干板阻力18251825073607/CVUMS因为，故10C2101186074343159VCLUHMG板上充气液层阻力取0105,5705LM液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计，因此气体流经塔板的压降相当的高度为1103506871395640PLHMPGPA提馏段干板阻9CVUS因，故20C22029637343404518CLUHMG板上充气液层阻力取0205,H液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可以忽略不计，因此与单板的压降相当的液柱高度为22034506918650PLHMGPA62液泛为了防止发生液泛的现象，要求控制降液管中清液的高度。DLPDWTDHHH即,精馏段单层气体通过塔板降液管所相当的液柱高度MP061液体通过液体降液管的压头损失22110075353913SDWLHLH板上液层高度17,6071386LDMHM则取，属于不易发泡物系，已选定6HWT049,45则104503TWHH可见，所以符合防止液泛的要求。1D提馏段单板压降所相当的液柱高度2069PHM液体通过液体降液管的压头损失22200861531530397SDWLHMLH板上液层高度，则LM270143DH取，则62054016295TW可见，所以符合防止液泛的要求。2DHH63雾沫夹带精馏段1078036111TFVLSBFLSVLSAKCZ泛点率泛点率板上液体流经长度251862LDZDWM板上液流面积170BTF查得物性系数，泛点负荷系数01KFC285361360271870475182810490767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，物沫夹带能够满足的要求。提馏段取物性系数，泛点负荷系数图0127FC297816413608125054205927814870781泛点率泛点率由计算可知，符合要求。64塔板负荷性能计算641雾沫夹带线BFLSVLSAKCZ361泛点率由此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80计算精馏段2718361280805SSVL整理得，即15365SSL7SSV由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出。SLSV提馏段2718361280805SSV整理得，即15365SSL7SSVL3/SM01015精馏段S27233/SL提馏段SVM018642液泛线DLLCDLPWTHHHHNDVULLELGUSWSWWSLV203/202020460184215335精馏段222/31112473035650056780781960898SSSVLL整理得22/31145SSSVL提馏段222/3249780295334815041607851603519SSSVLL整理得22/32SSSVL在操作范围内任取若干个值，算出相应的值SV643液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于S。53液体降液管内停留时间S53STFLHA以S作为液体在降液管内停留时间的下限，则53MAX0127401/5FTSALMS在操作范围内任取若干个值，得与值关系。SVAXSL31/SLM0130590137精馏段SV641725832/S294提馏段SM70352010644漏液线对于F1型重阀所以05VFUPOV254SOVVDNP精馏段22357853916071/48SOVVDNMSP提馏段230678/4SOVDMSP在操作范围内任取若干个值，得与值关系。SLINSV根据上述表格数据，分别做精馏段，提馏段塔板负荷性能图。由塔板负荷性能图可以看出在任务规定的气液负荷下的操作点P处在适宜操作区内的适中位置。塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。按固定的液气比，由图可以查出塔板的气相负荷上限。，气相负荷下限。3MAX2658/SVS3MIN0716/SVS所以精馏段操作弹性提馏段操作弹性。265730128SV01234精馏段MAXSL0011400114001140011400114精馏段S0011400114001140011400114S00010004000900140019精馏段MINS07100710071007100710精馏段ISV06780678067806780678精馏段塔板负荷性能图005115225335445000050010015002LS/M3/SV/M3/S液相负荷线液相负荷下限线精馏段漏液线操作线雾沫夹带线液泛线提馏段塔板负荷性能图0051152253354450000500100150020025LS/M3/SV/M3/S液相负荷线液相负荷下限线提馏段漏液线操作线雾沫夹带线液泛线浮阀塔的工艺计算结果见下表。表36浮阀塔工艺计算结果计算数据项目符号单位精馏段提馏段备注塔径DM1515板间距THM045045塔板类型单溢流弓形降液管空塔气速UM/S087093堰长WLM09750975堰高HM0013300416板上液层高度M007007降液管底隙高度0M002130068浮阀数N196196阀孔气速0UM/S656701浮阀动能因子F108212孔心距TM00750075排间距M00650065单板压降PPPA5640065000液体在降液管内停留时间S2090960降液管内清液层高度DHM0138601413泛点率47005420气相负荷上限MAXSVM3/S701372气相负荷下限INM3/S265238操作弹性373378分块式塔板等腰三角形叉排，同一横排七塔附件设计71接管711进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T形进料管。本设计采用直管进料管，料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速，048/FUMS管径计算如下FSUVD43337954/,102/11965/407952ABLPABLKGMKGMKG苯氯苯取33306/,9165/1840782065/FLPSUMSKGMVMSD经圆整选取无缝钢管GB816387，规格为。134712回流管采用直接回流管，重力回流管内液流速度,025/SUM本设计取，04/RUMS33333817,109/18/08798641092525/1ABLPABLSKGKGKGVMS苯氯苯25873RDM查表取。1084713塔釜出料管釜液出料管液体适宜流速取，051/SU33370/,971716/90ABLPABLKGMKGKGM苯氯苯329501785128/63WLWVS取，直管出料，SMU/8040718WDM查表取94714塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速，30/UMS4170423DM查表取。45612M715塔釜进气管直管进气，取气速为41640/,0323VUSDMU查表取。45612M72法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，同不同的公称直径，选用相应的法兰。（1）进料管接管法兰PN4DN133HG2059497（2）回流管接管法兰PN4DN108HG2059497（3）塔釜出料管法兰PN4DN89HG2059497（4）塔顶蒸气管法兰PN4DN456HG2059497（5）塔釜蒸气进气法兰PN4DN456HG205949773筒体与封头731筒体计算公式12CPDTI常压操作，采用双面对接焊，则，MA01AT32850。MC501所以507821381M选壁厚为8MM，材料为20R钢432封头封头大多为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直度高度，内表面积150DNM1375HMMH40，容积，选用封头，1154。26S0V封16DNJB74除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取，系数VLKU107K8735218019/UMS通常取操作气速，所以取UUG00519206/GUMS除沫器直径416439SVD选取不绣钢除沫器类型标准型，规格40100，材料不绣钢丝1GR18NI9,丝网尺寸圆丝。23075裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好。连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。裙座与筒体的焊接方式采用对接，要求裙座的厚度与塔体厚度相同，故裙座壁厚取8MM。基础环内径31502604128BIODM圆整；基础环厚度考虑到腐蚀余量取15MM考虑到再沸器，3,8BIBM裙座高度取3M,地角螺栓取直径M3035。材料选Q235B。76吊住对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，即经济又方便的一项措施，一般取15M以上的塔物设吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径，可选用吊柱400KG。150DM。材料为20号无缝钢管。10,340,SMLH77人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲难于达到要求，一般每隔块塔板才设一个人孔。本塔中共23块塔板，需设置2个人孔，在塔201釜处加1人孔，所以共3个人孔。每个人孔直径为450MM。人孔处塔板距为600MM。人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱角和磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。78塔总体高度的设计781塔的顶部空间高度塔顶空间（见图81）指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，取除沫器到第一块塔的距离为300MM，则塔的顶部高度为1200MM。782塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到封头下切线的距离，釜液停留时间取5MIN60/50758121BSTHTLAM783塔体高度10453501051242718TBNMH裙顶封八附属设备设计81塔顶冷凝器的选型冷却水走管程,苯氯苯走壳程,有利于苯氯苯散热和冷凝塔顶，查得该温度下氯苯的汽化潜热为，802DT38120/KJMOL苯的汽化潜热为94G3710739410/0584526CRKJLQVKW冷却水用量2MQ取冷却水进口温度的25，出口温度为40，水的平均比热容为4174KJ/KG，则2/159326/470254/CPTKGS总传热系数K管程为水，有机蒸汽走壳程，通常取2916/WMSK875W/M2）泡点回流时的平均温差MT218025804732LNLNMTT传热面积S32/159260/875438MQKTM选列管式冷凝器，其具体参数见表。表列管式冷凝器参数名称公称直径DN/MM管程数中心排管数管子尺寸规格45021225MM25MM名称管长L/MM管程流通面积/M2计算换热面积/M2管子总数规格450000198443012682塔釜再沸器的选型蒸汽走壳程,苯氯苯走管程,有利于苯氯苯汽化塔釜，查得该温度下氯苯的汽化潜热为，1298WT35410/KJMOL苯的汽化潜热为G3035471025410289/89CRKJLQVKW饱和水蒸汽用量2MQ用030MPA（表压）饱和水蒸汽加热，T1434，则,21385/RKJG,2/1849/3508/MCQRKGS总传热系数K壳程为水蒸汽，有机物走管程，通常取27150/WMSK1000W/M2）蒸汽加热时的平均温差MT143298136MWTTT传热面积S32/0/134QKTM选列管式再沸器，其具体参数见表。表列管式再沸器参数名称公称直径DN/MM管程数中心排管数管子尺寸规格60022319MM名称管长L/MM管程流通面积/M2计算换热面积/M2管子总数规格6000003681465041683原料预热器1的选型加压热水走壳程,苯氯苯走管程,有利于苯氯苯加热设由塔釜换热的热水进出预热器进口温度1434，比热容4289KJ/KG出口温度40，比热容4195KJ/KG6I42T376842134081/J/HPCPQQKKJG水（）设原料加热温度进口温度25,出口温度80，查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，5/KJG18/KJG46180T7561082140H/JPCFPQQKKJG（）（考虑存在热损失，即满足要求）总传热系数K壳程为热水，有机物走管程，通常取22305/WMSK400W/M2）加压热水加热时的平均温差MT21437025367LNLN1MTT传热面积S32/4069/4067MQKTM选浮头式预热器，其具体参数见表。表浮头式预热器参数名称公称直径DN/MM管程数中心排管数管子尺寸规格40021125MM25MM名称管长L/MM管程流通面积/M2计算换热面积/M2管子总数规格4500001483259484塔釜再沸器之后的冷却器选型冷却水走管程,苯氯苯走壳程,有利于苯氯苯散热和降温塔釜苯氯苯经冷却器进口温度，出口温度400，1298WT查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，56/KJG2095/KJG46157T06129801490J/H4/13WPCFPQQKJKG（）7冷却水用量2M取冷却水进口温度的25，出口温度为40，水的平均比热容为4174KJ/KG，则62/1490/174025386/HCPQTKG总传热系数K管程为水，有机物走壳程，通常取25/WMSK600W/M2）加压热水加热时的平均温差MT21984025418LNLN1MTT传热面积S62/490/3504189MQKTM选浮头式再沸器，其具体参数见表。表浮头式再沸器参数名称公称直径DN/MM管程数中心排管数管子尺寸规格50011425MM25MM名称管长L/MM管程流通面积/M2计算换热面积/M2管子总数规格45000054660117485原料预热器2的选型苯氯苯走管程,表压100KPA蒸汽走壳程,有利于苯氯苯加热苯氯苯经预热器1后的进口温度80，出口温度9796，查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，192/KJG145/KJG46168T7510680851/0J/H29WPCFPQKGKJQ（）表压100KPA蒸汽用量2MQ取表压100KPA水蒸汽，此时T1202，,23/RKJG则62/0851/385/HMCQRG总传热系数K管程为水，有机物走壳程，通常取2701/WMSK860W/M2）加压热水加热时的平均温差MT976012032MTTT传热面积S62/85/860791QKTM选列管式预热器，其具体参数见表。表列管式预热器参数名称公称直径DN/MM管程数中心排管数管子尺寸规格40021125MM25MM名称管长L/MM管程流通面积/M2计算换热面积/M2管子总数规格1500001481039486塔顶冷凝器之后的冷却器选型及核算861选型冷却水走管程,苯氯苯走壳程,有利于苯氯苯散热和降温塔釜苯氯苯经冷却器进口温度，出口温度400，802DT查得该温度下氯苯的平均比热容为，苯的平均比热容为，139/KJG1824/KJG6/1824T69405071J/HPCFPQQKJKG（82）8冷却水用量2M取冷却水进口温度的25，出口温度为40，水的平均比热容为4174KJ/KG，则62/0571/4025897/H25/SCPQTKGK总传热系数K管程为水，有机物走壳程，通常取2/WMSK600W/M2）加压热水加热时的平均温差MT218040256LNLN1MTT传热面积S62/057/30526107MQKTM选列管式冷却器，其具体参数见表。表列管式冷却器参数名称公称直径DN/MM管程数中心排管数管子尺寸规格27327