化工原理课程一氯代苯项目设计方案

1 化工原理课程一氯代苯 项目设计方案 一产品与设计方案简介 品简介 一氯代苯，简称一氯苯或氯苯，英文名称为 化性质 分子式： 构式： ，分子量： 色透明易挥发液体，有杏仁味，比重 204d =点 凝固点为 闪点为 85，自燃点1180，折射率 25燃，空气中爆炸极限为 可溶于大多数有机溶剂，不溶于水。其它性质如表 1示。 表 1和氯苯的主要物理性质 物质 常温下状态 沸点 水中溶解度 与水共沸点 共沸组成 苯 无色透明液体 (25 ) 苯 ,氯苯 无色透明液体 132 100 (30 ) 氯苯 ) 2 量指标 根据 产品质量标准如表 1示。 表 1品质量标准 指标名称 一级品 二级品 外 观 无色或微黄色透明液体 比 重 204d 苯含量 % 含 量 % 氯苯含量 % 度 对甲基橙指示剂反应呈中性 途 氯苯用于如下几方面： （ 1）合成有机中间体，如邻硝基氯苯、对硝基氯苯、二硝基氯苯，从而生产涂料，颜料，医药，农药，燃料，抗氧剂，感光材料； （ 2）直接用于合成二苯醚，二氯二苯砜类聚合物和农药 ； （ 3）用于合成 杀虫剂农药等的溶剂。 内外生产技术概况 1950 年我国氯苯的产量仅为 439T。 1952 年在锦西化工总厂建成我国第一套4000T/a 大型一氯苯生产装置，至 1970 年我国一氯苯年产量已达到 吨，到 1991 年一氯苯生产能力已达到 14 万吨，居世界第 二位，到 1994 年又增至 过美国，居世界第一位。我国一氯苯产，销量和生产厂家分别如表 1示。 表 1国一氯苯产，销量 年份 1970 1980 1985 1990 1991 1992 1993 1994 生产能力 量（万吨） 消费量（万吨） 表 1国一氯苯生产厂家、生产能力和产量 生产厂家 生产能力（ 万吨） 产量（万吨） 1991 年 1994 年 1991 年 1993 年 锦西化工总厂 3 天津化工厂 京化工厂 南化工厂 州农药厂 原化工厂 寿化工厂 产 衢州化学工业公司 店化工厂 阳化工厂 他 计 时期国外生产能力和产量如表 16、 7所示。 表 1要国家一氯苯生产能力（万吨） 国家 美国 德国 日本 意大利 法国 合计 1986 年 16 8 989 年 16 8 992 年 16 8 ,2 1国，西欧和日本氯苯产量（万吨） 美国 西欧 日本 1985 年 990 年 991 年 1外主要生产公司及生产能力 国外公司 美国 国 国 本三井东压 生产能力（万吨） 氯苯健康危害 氯苯具有中等毒性。工作场所最高允许浓度为 75此，在生产中杜绝 跑、冒、滴、漏；加强现场通风排气；避免与人体直接接触。如有接触立即用水冲洗。服用葡萄糖及维生素丙可具有解毒作用。 侵 入 途 径 ： 吸 入 、 食 入 、 经 皮 吸 收 。 健康危害：对中枢神经系统有抑制和麻醉作用 ;对皮肤和粘膜有刺激性。 急性中毒：接触高浓度可引起麻醉症状，甚至昏迷。脱离现场，积极救治后， 可较快恢复，但数日内仍有头痛、头晕、无力、食欲减退等症状。液体对皮肤有 4 轻 度 刺 激 性 ， 但 反 复 接 触 ， 则 起 红 斑 或 有 轻 度 表 浅 性 坏 死 。 慢性中毒：常有眼痛、流泪 、结膜充血 ;早期有头痛、失眠、记忆力减退等神经衰弱症状 ;重者引起中毒性肝炎，个别可发生肾脏损害 救措施和应急处理 皮肤接触：脱去被污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤 ， 就医。 眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗 ， 就医。 吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处 ， 保持呼吸道通畅 ； 如呼吸困难，给输氧。 如 呼 吸 停 止 时 ， 立 即 进 行 人 工 呼 吸 ， 就 医 。 食入：饮足量温水，催吐 ， 就医 。 迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急 处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源。防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用砂土或其它不燃材料吸附或吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容 ;用泡沫覆盖，降低蒸气灾害。用防爆泵转至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。 废弃物处置方法：用焚烧法。废料同其他燃料混合后再焚烧，燃烧要充分，防止光气生成。焚烧炉排出的卤化氢通过酸洗涤器除去。 苯的生产方法 （ 1）直接氯化法： 有气相法和液相法两种 。气相法，反应温度 400 500，成本高于液相法，故已被淘汰。液相法，通常用三氯化铁催化，但在生成氯苯的同时，还伴有多氯苯生成。其相对速度常数如下： 5 从以上的相对速度常数可知，如能在反应过程中维持苯有较高的浓度，而使氯苯的浓度较低，则可控制多氯苯的生成。为此可采用多釜串联或接 近活塞流的管式反应器连续操作，即液相法有间歇和连续两种工艺。氯化是放热反应，可用载热体移出反应热。但更好的方法是使反应在液体的沸点下进行。此时，一部分过量的苯和少量氯苯气化，带走大量热量，可使反应器的生产能力增加。反应产物中含有氯化氢，在蒸馏前要用氢氧化钠溶液中和。所以该工艺所得氯化液再经水洗、中和、粗馏、精馏，除去过量苯和多氯苯而得成品。 （ 2）氧氯化 法： 应是在 275和常压下于气相中进行的，催化剂为 铜 为了抑制多氯苯的生成，所用的苯需大大过量。尽管如此，还会生成 5 8的 二氯苯 ，而 氯化氢 被全部用完。 为了得到更多的一氯苯，采用苯过量和不深度反应的低转化率循环套用苯的生产工艺，从而使所得的氯化液为主是一氯苯和未反应的大量苯，也存在少量多氯苯。 本设计是假定氯化液只有苯和一氯苯二元体系，一氯苯含量为 38%，对该二元体系进行精馏分离，要求氯苯纯度为 苯中含氯苯不能高于 2%。 6 计方案简介 （ 1）根据任务书中的要求，我们要进行的是 7200 T/a 氯 苯精馏工艺设计，由任务书中的条件和要求， 根据以上两者之间物性的差别，结合生产实际， 本设计是采用精馏塔对其进行分离。由于设计规模较大（ 7200 T/a 氯苯），所以 采用连续操作方式 。 （ 2）精馏塔包括板式精馏塔和填料精馏塔。板式精馏塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填 料表面下流，气体逆流向上流动，气、液两相密切接触进行传质与传热。 虽然 填料塔具有生产能力大，分离效率高，压降小，持液量小，操作弹性大等优点。但填料塔也有一些不足之处，如填料造价高；当液体负荷较小时不能有效地润湿填料表面，使传质效率降低；不能直接用于有悬浮物或容易聚合的物料；对侧线进料和出料等复杂精馏不太适合等。由于 板式塔造价便宜，操作较平稳，不会引起产品质量波动较大，并且更容易实现侧线进料和出料，等等，所以综合考虑，本设计 采用板式精馏塔对其进行分离。 （ 3）板式精馏塔 塔板类型按气液流动方式可分为有降液管式塔 板（也称溢流式塔板或错流式塔板）及无降液管式塔板（也称穿流式塔板或逆流式塔板，如栅板塔板和淋降塔板）两类，在工业生产中，以有降液管式塔板应用最为广泛，所以选择有降液管式塔板。 有降液管式塔板主要有泡罩塔板、筛孔塔板、浮阀塔板三种。 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其结构如下图所示。其优点是操作弹性 7 较大，塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。所以泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。 浮阀的类型很多，国内常用的有如下图所示的 型等。浮阀塔板的优点是结构简单、 造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。 筛孔塔板简称筛板，其结构如下图所示。塔板上开有许多均匀的小孔，孔径 8 一般为 3 8孔在塔板上为正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液层。筛板的优点是结构简单、造价低，板上液面落差小，气体压降低，生产能力大，传质效率 高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。但筛板塔的设计和操作精度要求较高，过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板塔的操作非常精确，故应用日趋广泛。 综上所述，由于本设计物料粘度不大，也不易结焦，而筛板比 泡罩塔板 结构简单、造价低，板上液面落差小，气体压降低，生产能力大，又符合目前的发展趋势，所以选择筛板。 （ 4） 38%的 氯苯原料进入精馏工序需要贮槽进行中间储存，准备一个班（ 8小时）的料以备周转用，该贮槽数量 2只，一开一备，以适应连续生产需要。 （ 5）原料进塔确定为 泡点进料，所以需要原料预热器 1只，用蒸汽加热。 （ 6）原料进预热器用泵输送，数量 2只，一开一备，以适应连续生产需要。 （ 7）塔顶上升蒸气采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后自流至苯贮槽。需要全冷凝器 1只和分配器 1个；苯冷却器1只；苯贮槽储存一个班的料，数量 2只，一开一备， 以适应连续生产之需要。 （ 8）回流比等待计算后确定。 （ 9）塔釜外置不与塔相连，采用间接蒸汽加热，需要再沸器 1只。 （ 10）塔底氯苯产品经冷却后送至贮槽储存，贮槽储放一个班的料，数量 2只，一开一备；产品冷却器 1只。 （ 11）所得苯需要输送至上工序大贮槽循环套用，用泵输送，数量 1只。 （ 12）产品氯苯需要输送到下工序大贮槽进一步加工成所需产品或作为产品出售，需要用泵输送，数量 1只。 二工艺流程草图及说明 艺流程草图 （ 1）工艺流程方块图 9 （ 2）工艺流程图 艺流程说明 上工序 氯 化反应（或粗馏）所得的含量为 38%的 氯苯 （ 苯和氯苯的混合物 ）输送至本工序 原料 贮槽 ，通过泵 送 原料入预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后进入到精馏塔中。 塔内上升蒸气 出塔顶经全冷凝器冷凝和分配器分配，原料 原料罐 精馏塔 原料预热器 冷凝器 塔顶产品冷却器 苯的储罐 苯 再沸器 塔底产品冷却器 氯苯的储罐 氯苯 10 一部分回流至塔顶；一部分经冷却后自流至苯贮槽。塔内下降液体经再沸器汽化成蒸气后由塔底上升至塔顶，塔釜（再沸器）内重组分 氯苯 经冷却后输送至 氯苯贮槽。分离而得的 98%苯返回上工序 氯 化工序作为原料循环套用。所得 氯苯 或者作为中间体进入下工序进一步加工成所需产品；或者作为产品出厂销售。 三工艺计算及主体设备设计 馏塔的物料衡算 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量： g/ 氯苯的摩尔质量： g/F=( ( (=D=( ( (=W=( ( (= 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 料衡算 以时间为基准 ，取 1 小时为基准；一年按 300 天连续生产计。则每小时生产的 氯苯产品千摩尔数： 总物料衡算 ， 即 11 苯物料衡算 ， 即 联立解得 ； 板数的确定 论版层数 （ 1）根据设计基础数据，即苯和氯苯纯组分饱和蒸汽压数据，由拉乌尔定律计算气液平衡数据，其公式如下： 计算结果列于表 3 表 3和氯苯纯组分饱和蒸汽压及气液平衡数据 温度 80 90 100 110 120 130 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900 氯苯 148 205 293 400 543 719 760 x (2)采用图解法求理板层数 根据苯 出如下图 1： 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图 1中对角线上，自点 e(垂线 该线与平衡线的交点坐标为 = =最小回流比 取操作回流比为 3，则 R=3 求精馏塔的气液相负荷 12 求操作线方程 精馏段操作线方程为 提留段操作线方程为 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图 1 所示，求解结果为 总理论板层数 (不包括再沸器 ) 进料板位置 际板层数的求解 总板效率的求解 采用奥康奈尔法求总板效率 故 实际板层数求取 精馏段实际板层数 N 精 =3/7 提留段实际板层数 N 提 =（ 9 14 所以实际进料板 (第 7块板数 ) 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 作压力计算 塔顶操作压力 =层塔板压降 P=料板压力 7=13 精馏段平均压力 塔底操作压力 14=留段平均压力 作温度计算 根据表 1 中温度与液相组成 x 的数据作图 t 从图中可知，塔顶温度 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 （ 2= 提留段平均温度 （ 2=110 均摩尔质量计算 （ 1）塔顶平均摩尔质量计算： xD=查平衡曲线可知 塔顶气体平均摩尔质量： 塔顶液体平均摩尔质量： (2)进料板平均摩尔质量计算： 进料气体平均摩尔质量： 进料液体平均摩尔质量： 14 (3)塔底平均摩尔质量计算： 塔底气体平均摩尔质量 : 塔底液体平均 摩尔质 : （ 4）精馏段平均摩尔质量计算： 精馏段气相平均摩尔质量： 精馏段液相平均摩尔质量： (5)提留段平均摩尔质量计算： 提留段气相平均摩尔质量： 提留段液相平均摩尔质量： 均密度计算 （ 1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 精馏段气相平均密度： 提留段气相平均密度： （ 2）液相平均密度计算 塔顶液相平均密度计算 , 查手册得 =815kg/ =1033 kg/ 进料板液相平均密度计算 , 查手册得 =815kg/ =1042 kg/料板液相的质量分数 15 塔底液相平均密度计算 , 查手册得 精馏段液相平均密度计算 提留段液相平均密度计算 体平均表面张力计算 液体平均表面张力依下式计算， 即 塔顶液体平均 表面张力 , 查手册得 =m =mN/m =mN/m 进料板液体平均表面张力 , 查手册得 =m =mN/m =mN/m 塔底液体平均表面张力 , 查手册得 精馏段液体平均表面张力 =（ 2=mN/m 提馏段液体平均表面张力 =（ 2=mN/m 体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算 16 （ 1）塔顶液相平均粘度的计算 ,错误 !未找到引用源。 ，查苯和氯苯的温度 = = 10 = 2）进料板液相平均粘度的计算 查苯和氯苯的温度 = = 10 = 3）塔底液相平均粘度的计算 , 查苯和氯苯的温度 (4）精馏段液相平均粘度的计算 (5）提馏段液相平均粘度的计算 17 馏塔的塔体工艺尺寸计算 径的计算 (1)精馏段塔径计算 精馏段的气、液相 体积流率为 由 错误 !未找到引用源。 式中 错误 !未找到引用源。 计算，其中的 错误 !未找到引用源。 由附图一查取，图的横坐标为 取板间距 错误 !未找到引用源。 ，板上液层高度 错误 !未找到引用源。 ，则 查附图一得 18 室塔气速计算 取安全系数为 空塔气速为 提留段塔径计算 因为精馏段和提留段塔径相近，塔径取圆整后 D=塔截面积 空塔气速 馏塔有效高度计算 （ 1）精馏段有效高度 (2）提馏段有效高度为 (3)进料板间距为 19 精馏段有效高度： 板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 因塔径 D=误 !未找到引用源。 ，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 (2)溢流堰高度 由 错误 !未找到引用源。 采用平直堰，堰上液层高度 错误 !未找到引用源。 按下式计算，即 错误 !未找到引用源。 =错误 !未找到引用源。 E 错误 !未找到引用源。 近似取 E=1， 其中 错误 !未找到引用源。 = 取 hw=074=3) 弓形降液管高度 错误 !未找到引用源。 查弓形降液管的参数，得 所以 验算液体在降液管中停留时间，即 5s 故降液管设计合理。 20 （ 4）降液管底隙高度 错误 !未找到引用源。 取液体通过 降液管底隙时流速 =s 所以 ,基本符合要求。 而 所以降液底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 错误 !未找到引用源。 =53 塔板宽度 （ 1）塔板的分块 因 D=800以板分 5 块，采用整块式。 （ 2） 边缘区宽度确定 边缘区宽度为 错误 !未找到引用源。 , 破沫区宽度为； （ 3） 开孔区面积计算 开孔区面积 = 21 误 !未找到引用源。 （ 4）筛孔计算 及其排列 本设计处理的物系无腐蚀性，可选用 错误 !未找到引用源。 碳钢板，取筛孔直径错误 !未找到引用源。 =5孔 按正三角形排列，取孔中心距 t 为 筛孔数目 n 为 开孔率为 气体通过阀孔的气速为 塔板布置图 22 板流体力学验算 板压降 （ 1） 干板阻力 错误 !未找到引用源。 计算 干板阻力 错误 !未找到引用源。 ，按式计算如下 错误 !未找到引用源。 =误 !未找到引用源。 由 错误 !未找到引用源。 =图 5， 错误 !未找到引用源。 =液柱。 (2 ) 气体通过液层的阻力 错误 !未找到引用源。 计算 气体通过液层的阻力 错误 !未找到引用源。 ，按式计算， 即 插图得： 错误 !未找到引用源。 =错误 !未找到引用源。 =柱 (3) 液面表面张力的阻力 计算 23 液柱。 气体通过每层塔板的液柱高度为 错误 !未找到引用源。 可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 沫夹带 液沫夹带量按下式计算如下，即： 则在本设计中液沫 夹带量 错误 !未找到引用源。 在允许范围内 液 对于筛板塔，漏液点气速 错误 !未找到引用源。 由下式计算，即 实际孔速为 24 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。 泛 为防止降液管液泛的发生，使降液管中清液层高度 错误 !未找到引用源。 满足下列 要求 苯和氯苯属 不易发泡物系 ，取 ，则 而 错误 !未找到引用源。 板上不设进口堰， 由下式计算 液柱。 液柱。 符合防止淹塔的要求 25 板负荷性能图 液线 体结构及塔高示意图 （ 1） 塔顶空间 取 7 00 *2 0 D （ 2） 塔底空间 塔底储液空间 3*L *0 0 1 5 m 塔顶储液高度 0 70 2 60 A 塔底液面值在下层塔板之间有 （ 3） 塔顶封头高度 1H 由于塔径 D=化工工艺设计手册下册 圆封头，得曲面 26 高度为 200折边高度为 50积 V=m 0502 0 0H 1 （ 4） 塔底裙座高度 2H 估计再沸器立式布置，由于气量不是很大，再沸器的高度不会超过 底封头 上底部出料高度大约 由空间高度 2 H = （ 5） 塔顶气相出口管高度选为 （ 6） 由于塔径 D=以不设人孔。塔板结构为整块式。 图 7 筛板塔塔高示意图 接管尺寸计算 （ 1） 进料管 已知 F=h， 39 1 1/m o ， 27 故进料流量 *3 取进料管内流速 ，则 进料管径 0 08 85 4 取进料管尺寸为 7 （即公称直径 （ 2） 回流管 已知 3 取管内流速为 ，则 7 0 0 5 2 （ m o l /0 0 0 50 3 3 用上述计算误差不大） 取回流管尺寸为 7 （ （ 3） 釜液产品出口管 W=h=85= = 取管内流速 则 4 取釜液出料管 8 （即 （ 4） 塔顶蒸汽管 已知 m o l / 0 0 . 8 7V 33T 取 15T ，则 6 01 6 0 28 取塔顶蒸汽管为 6*194 （ （ 5） 加热蒸汽管 已知 m o l /0/3,V 取 15, ，则 7 41 7 6 取塔底加热蒸汽管为 6194 （ （ 6） 塔顶和塔底测压管 各一个，测压接管 332 （ （ 7） 塔顶、塔底进料管、精馏和提留段各一个测温管，共 8 个测温管， 332（ （ 8） 塔釜液位自控液位计接管上下各一个 共 2 个测液位接管， 332 （ （ 9） 塔釜液 位指示接管上、下各一个 共 2 个指示液位接管， 325 （ （ 10） 釜液进再沸器加热出料管（产品出料管在该管上接出） m 0 0 1 9/4 9 . 7 68 . 8 9 24 0 . 8 7w 33, 取流速 ，则 1 5 取 489 （ （ 11） 排空管（塔顶）取 （ （ 12） 排液管（接在出液下部） 332 （ 29 四 料储罐 数量 2 只，流程 号 为01V连续精馏，贮放一个班（ 8 小时）的料，则 贮放体积m o 0 . 9 288 查常温（即 40）下，得 33A /1 0 8 6,/ 7 原料质量分数 3/ 11 0 8 6/ 7/ 装料 系 数 85 %，则 m 原选择立式平底锥 盖 容器，规格为： 32 3m（ 44003000 ），公称容积 332V ，m计 ，工作容积 m工 ，直径 D=3000度 H= 4400厚 8质 量 3700图 号 30 实际装料系数 %计， 料输送泵 数量 2 只，流程 号 为02P进料板高度 =内压力为 料密度为 ，考虑 安全系 数，确定泵的扬程为 H=15m，流量为 。 选择计量泵 2 配 电机为 3质：组合体。 型号 说 明： 2 缸 计量泵，防爆 型 ，大机座， 带 气动控制，流量为 4000 ，排出压力为 。 也可以选择 。 ， ，所配电机 量 60 也可以选择 轮 泵，进、出管经为 量 m 5Q l ，转速为 1500r/机 一般选择 轮 泵。要求高时选择计量泵，但排出压力不 需要这么 高，把所配电机功率调整为 够。 31 热器 数量一只，流程 号 为 料流量 ，其中苯占 62%，质量流量苯为 1800kg/h，氯苯为 1105kg/h。 设计地 区 为杭州市，按冬天最冷气温为夏天最高气温为 40设计。计算换热器热量时按冬天最冷温度设计。查 苯和氯苯比热分别为 ( 10时）和 ( 查 90时苯和氯苯比热分别为 ( ( 则 苯的平均比热 )/( k m c 氯苯的平均比热 )/( k m c 选择 单程列管式换热器 作为预热器；立式；原料 走管程 ，从下进上出；加热蒸 汽走壳程，上进下出，加热蒸汽压力为 压），即 对压力，该蒸汽的温度为 汽化热为 2091.1 。 ）（，苯 m c J /）（，氯苯 m c a J /传热热量损失按传热量的 5%计，则需 32 要传热的热量 70750%)51/() 查教材上册 壳式换热器 中总传热系数 K 值，得知冷流体为轻油沸腾，热流体的水蒸气冷凝时的 K 值为4551020W/( 2m )。由于冷流体实际为苯和氯苯二元体系与轻油相近，但不沸腾，仅加热到泡点，所以选取 K 值为 455W/( 2m )。 换热器流向为逆流式，平均温度为 03 3 8 5 8() 8(故传热面积 23 mt m 根据化工工艺设计手册 上册（修订版） 择列管式固定管板换热器号规格为 5 2m ( 2000273 )， 为单管程 ，公称传热面积为 5 2m ，m ，管长为 2m，管数为 38 根，管子 规格为 。公称压力为 25 2/材质为 10# 碳钢。 传热面积裕度 % 33 能 保证 完成生产任务需要，但传热面积裕度过大。然而 K 值为 经验 值，其次 操作 的波动性和加热蒸汽压力的波动性，选裕度大些好。 当然也可以选用 4 )1500273(2 m ，其计算传热面积为 m 。 板塔 数量 1 只，流程 号 为 T 104 沸器 数量 1 只，流程 号 为 E 105 选用立式热虹吸式再沸器 蒸发量 V =h 因为在 130 是 氯 苯 的 汽 化 热r=8469沸器的热 损失 按 5%计算，则所传热量 Q=V r/(1=8469/64300 h=择再沸器的总传热系数 K=600w/ 平均温度差 传热面积 S=Q/K 103/600 34 据化工工艺 设计 手册上册 式热虹吸式再沸器，选择规 格 为 45800 2000）直径为 800长为 2m,公称传热面积 45 算传热面积为 46.6 管数 205 根， 公称 压力为 10质为碳钢 10 。 水蒸汽走壳程， 氯苯走管程。 设备总高大约 根据塔 弹 性系数，气相 Vs,s,是正常操作的 m3/s 的 最大气相 负荷 时 所需 传热面积为 263.6 以能保证任务完成。 品（氯苯）冷却器 数量 1 只，流程 号 为 E 106 产品流量是 W=h。出料氯苯从 却到 50，平均比热 2= ,冷、热流体逆流，热损失不计。产品走管 程 ，冷却水走壳程，冷却水温度从 25上升到30。则 35 550()传热量 Q= 据教材上册 为冷流体，有机溶剂为热流体 时 ，总传热系数K=280 ),取 K=350 W/( )，则 传热面积 S= Q/（ K =103/（ 350 =择 5273 2000)。 与预热器一样，可以减少设备备用。 苯储槽 数量 2 只，流程 号 为 V 107苯流量 W=h， 50密度为1075Kg/则 W=075=m3/h 体积 :V=8W=8 料系数： =85% 则 36 选用卧式椭圆封头（ 公积压力为 10Kg/积面积 0算体积 V 计 =径 D=1800L=3400厚为 8量为 2280质为 16为 规格型号为：10 ) 苯输送泵 数量 1 只，流程 号 为 P 108 设计流量 Q=10M3/h，扬程 H=25m。 选择 50式管道油泵，机座号 31 2，所配电机功率为 3000 瓦，转速n=2950r/ 冷凝器 数量 1 只，流程 号 为 E 109 V=h, 苯在 80 的 汽 化 潜 热 为r=7353 冷却水 走 管程，苯蒸气 走 壳程，热损失小计。则 37 传 热 量 Q=V r= 7353 106 kJ/h=却水温度从 25到 30 .，凝为 苯液体。则平均温度差 冷流体为水，热流体为低沸点烃类大致与 冷 凝 相 似 。 查 教 材 上册 得K=455 )，取 )./( 。 则 传热面积 S= Q/（ K =03/（ 600 53） =11.0 据化工工艺设计手册上册 择列管式固定管板换热器（ 公称直径为 00长为 2m，管程数为，管数为 102 根，管子规格为 25，材质为 10#碳钢，公称传热面积为15 ，计算面积为 型号为 15 （400 2000）。 流程为自流式卧式冷凝器。设计压力为 :10 传热面积裕度 :H=(11=能保证任务。 38 配器 数量 1 只，流程 号 为 A 110 分配器取 700 1800）卧式椭圆封头容器。设计压力为 10 冷却器 数量 1 只，流程号为 E 111 苯流量 D=h。从 却到45，在该温度范围内苯的平均比热 2= )，故 传热量 Q= （ =105kJ/h=却水从 25上升到 30，逆流进行传热，则 545()总传热系数 K=280w/()，取K=350 w/()，则 传热面积 S= Q/（ K =103/（ 350 =2.7 择与预热器一样冷却器，可以减少设备 39 备用。即规格型号为： 5273 2000)。 贮槽 数量 2 只，流程 号 为 知 D=h,苯在 45的密度为A=852kg/放一个班 8 小时的料，所需容积为 V=8 52=料系数： =85%，则 V=择卧式椭圆封头容器（ 称压力为 10称容积 20算容积为 20.6 径为 D=度L=厚为 10质 16量为4130号 格型号为： 20 2200 4600） 实际装料分数 %计， 。 输送泵 数量 1 只，流程号为 P 113 40 选 择 与 氯 苯 一 样 的 管 道 油 泵50 馏系统设备一览表 精馏系统设备一览表见表 4 4备一览表 流程号 设备名称 规 格 型 号 数量 材质 备 注 料贮槽 32 3000 4400)