9000Ta氯苯+苯填料精馏塔及工艺设计方案

1 9000T/a 氯苯 +苯填料精馏塔及工艺设计方案 1产品与设计方案简介 氯苯 +苯 是两种重要的基本化工原料，本设计根据物理性质之间的差别，设计成采用填料塔精馏方式进行对于两者的分离。 品简介 苯 ，英文名称 苯（又名：一氯代苯），英文名称 化性质 苯 分子式： 体图： ， 常温 下为一种无色、有甜味的透明 液体 ，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种 致癌物质 。苯是一种碳氢化合物也是最 简单的 芳烃 。它难溶于水， 易溶 于 有机溶剂 ，本身也可作为有机溶剂。苯是一种 石油化工 基本原料。 苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫 苯环 ，是最简单的芳环。苯分子去掉一个氢以后的结构叫 苯基 ，用 此苯也可表示为 氯苯 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 2 ，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。 苯和氯化苯的主要物理性质比较 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 ) 氯化苯 水 ) 量指标 根据 产品质量标准如下： 一氯苯 产品质量标准 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 和氯苯的用途 苯的用途： 者可以用来生产制塑料的苯乙烯； 者可以经异丙苯法来生产丙酮与制树脂和粘合剂的苯酚； 醌等化工产品。 氯苯的用途： 3 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； 氯二苯砜类聚合物，农药 ； 杀虫剂农药等的溶剂。 和氯苯的国内外产、销量概况 苯的工业生产始于 1876 年，从煤焦油中收取，苯的产量和生产技术水平是石油化工发展水平的重要标志之一。目前苯主要来源于催化重整、煤焦油、乙烯装置的裂解焦油及甲苯脱烷基反应。 1世界纯苯的供需现状及预侧 产发展迅速， 2 a，产量为 t，装置开工率为 ;2005年世界纯苯生产能力为 t/a，产量 t，装置开工率 2 X 拓年世界纯苯生产能力达到 t/a上年略有下降。 我国于 1950 年氯苯的产量仅为 439T。 1952 年在锦西化工总厂建成我国第一套 400T/ 1970年我国一氯苯年产量已达到 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、销量及生产厂家如下所示： 我国一氯苯产、销量 年 份 1970 1980 1985 1990 1991 1992 1993 1994 生产能力（万吨） 量（万吨） 消费量（万吨） 我国一氯苯生产厂家、生产能力及产量 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 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 4 同时期国外生产能力和产量如下表所示： 主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 国，西欧和日本氯苯产量（万吨） 美国 西欧 日本 1985 年 990 年 991 年 外主要生产公司及生产能力为 国外公司 美国 国 国 本三井东压 生产能力（万吨） 苯和氯苯健康危害 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 。 5 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。 和氯苯的生产方法 苯的工业生产： 苯可以由含碳量高的物质不完全燃烧获得。自然界中，火山爆发和森林火险都能生成苯。苯也存在于香烟的烟中。煤干馏得到的煤焦油中，主要成分为苯。 直至二战，苯还是一种钢铁工业焦化过程中的副产物。这种方法只能从 1 吨煤中提取出 1 千克苯。 1950 年代后，随着工业上，尤其是日益发展的塑料工业对苯的需求增多，由石油生产苯的过程应运而生。现在全球大部分的苯来源于石油化工。工业上生产苯最重要的三种过程是催化重整、甲苯加氢脱烷基化和蒸汽裂化。 （ 1）从煤焦油中提取 在煤炼焦过程中生成的轻焦油含有大量的苯。这是最初生产苯的方法。将生成的煤焦油和煤气一起通过洗涤和吸收设备，用高沸点的煤焦油作为洗涤和吸收剂回收煤气中的煤焦油，蒸馏后得到粗苯和其他高沸点馏分。粗苯经过精制可得到工业级苯。这种方法得到的苯纯度比较低，而且环境污染严重，工艺比较落后。 （ 2）从石油中提 取 在原油中含有少量的苯，从石油产品中提取苯是最广泛使用的制备方法。 烷烃芳构化 重整这里指使脂肪烃成环、脱氢形成芳香烃的过程。这是从第二次世界大战期间发展形成的工艺。 在 500C、 8大气压下，各种沸点在 60C 之间的脂肪烃，经铂 过脱氢、环化转化为苯和其他芳香烃。从混合物中萃取出芳香烃产物后，再经蒸馏即分出苯。也可以将这些馏分用作高辛烷值汽油。 （ 3）蒸汽裂解 蒸汽裂解是由乙烷、丙烷或丁烷等低分子烷烃以及石脑油、重柴油等石油组份生产烯烃的一种过程。其副产物之一裂解汽油 富含苯，可以分馏出苯及其他各种成分。裂解汽油也可以与其他烃类混合作为汽油的添加剂。 裂解汽油中苯大约有 40同时还含有二烯烃以及苯乙烯等其他不饱和组份，这些杂质在贮存过程中易进一步反应生成高分子胶质。所以要先经过加氢处理过程来除去裂解汽油中的这些杂质和硫化物，然后再进行适当的分离得到苯产品。 氯苯的工业生产： 6 （ 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： 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。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。 （ 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。 7 计方案简介 （ 1） 根据任务书中的要求，要进行的是 9000T/苯填料精馏塔及工艺设计 。 根据原料两者理化性质（特别是沸点）之间的差别，结合生产实际， 本设计是采用填料塔对其进行分离， 采用连续操作方式 。 （ 2） （ 3）填料常见结构形式： 1、规整填料 8 优点：空隙大，故生产能力大，压降小，且因流道规则，所以只要液体初始分布均匀，则在全塔中分布也均匀，因此规整填料几乎无放大效应，通常具有很高的传质效率。 缺点：造价较高，易堵塞难清洗，因此工业上一般用于较难分离或分离要求很高的情况。 2、拉西环（ 料 优点：易于制造，价格低廉，且对它的研究较为 充分，所以在过去较长的时间内得到了广泛的应用。 缺点：由于高径比大，堆积时填料间易形成线接触，因此液体在填料层流动时，常存在严重的沟流和壁流现象。且拉西环填料的内表面润湿率较低，因而传质速率也不高。 3、鲍尔环（ 料 . 在拉西环的基础上发展起来的鲍尔环是在的侧壁上开一层或两层长方形小孔，小孔的母材并不脱离侧壁而是形成向内弯的叶片。 比之拉西环，鲍尔环不仅具有较大的生产能力和较低的压降，且分离效率较高，沟流现象也大大降低。 4、阶梯环填料（ 阶梯环填料的结构与鲍尔 环填料相似，环壁上开有长方形小孔，环内有两层交错 45的十字形叶片，环的高度为直径的一半，环的一端成喇叭口形状的翻边。 这样的结构使得阶梯环填料的性能在鲍尔环的基础上又有提高，其生产能力可提高约 10%，压降则可降低 25%，且由于填料间呈多点接触，床层均匀，较好地避免了沟流现象。 阶梯环一般由塑料和金属制成，由于其性能优于其它侧壁上开孔的填料，因此获得广泛的应用。 5、弧鞍形（ 鞍形（ 料； 优点：与拉西环相比，空隙率高，气体阻力小，液体分布性能较好 ，性能优于拉西环。 缺点：相邻填料易发生互套叠现象，使填料有效表面降低，从而影响传质速率，因此弧鞍填料很快就被矩鞍填料所取代。 矩鞍是在弧鞍基础上发展起来的一种结构不对称的鞍形填料。矩鞍填料的两端为矩形，且填料的两面大小不等。这样的结构使矩鞍克服了弧鞍填料相互重叠的缺点，填料的均匀性得到改善。因而使液体分布均匀，气液传质速率得到提高。瓷矩鞍填料是目前采用最多的一种瓷质填料。 6、金属英特洛克斯（ 料； 将环形结构与鞍形结构的特点集于一体而形成的一种独特结构的填料，具有生产能力大、压降低、液体 分布性能好、传质速率高及操作弹性大等优良性能，因而获得广泛应用，在减压蒸馏中其优势更为显著。 （ 4）原料进塔确定泡点进料，所以需预热器 1只，此处用蒸汽加热。 （ 5）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。 （ 6）精馏塔塔板选用填料。 9 （ 7）塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余用冷却器冷却后自流入苯贮槽。需冷凝器 1只，分配器 1只，苯贮槽数量 2只，一开一备。 （ 8）回流比通过计算后确定。 （ 9）塔釜设置成外置，与精馏塔相连，采用间接蒸汽加热，需再沸器 1只。 （ 10）塔底氯苯产品经冷却后送入贮槽储器，贮槽储放一个班的料，数量 2只，一开一备，冷却器 1只。 （ 11）苯输送至上工序大贮槽，用泵输送，选用输送泵 2只。 （ 12）产品氯苯输送到下工序大贮槽或工厂的大贮槽中，需输送泵 2只。 二工艺流程草图及说明 艺流程草图 （ 1）流程示意图 （ 2）工艺流程草图 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 艺流程说明 首先， 38%的 苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原 料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终， 完成苯与氯苯的分离。 11 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/苯的摩尔质量 Kg/ . 6 2 7 8 . 1 1 = 0 . 7 0 1 60 . 3 8 1 1 2 . 5 6 + 0 . 6 2 7 8 . 1 1 0 . 9 8 7 8 . 1 1 = 0 . 9 8 6 00 . 0 2 1 1 2 . 5 6 + 0 . 9 8 7 8 . 1 1 0 . 0 0 2 7 8 . 1 1 = 0 . 0 0 2 90 . 9 9 8 1 1 2 . 5 6 + 0 . 0 0 2 7 8 . 1 1 料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量0 . 7 0 1 6 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 7 0 1 6 ) 1 1 2 . 5 6 8 8 . 3 9 k /FM g k m o l 0 . 9 8 6 0 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 6 0 ) 1 1 2 . 5 6 7 8 . 5 9 k /DM g k m o l 0 . 0 0 2 9 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 0 2 9 ) 1 1 2 . 5 6 1 1 2 . 4 6 k /WM g k m o l 料衡算 原料处理量 W=（ 9000*1000） /(300*24*料横算 12 F=D+*联立解得 F= D= 板数的确定 论版层数 求取 （ 1）根据设计基础数据，及苯和氯苯纯组分饱和蒸汽压数据，由拉乌尔定律计算企业平衡数据，其公式如下： ( 1 ) ( 1 ) y P 针 对 理 想 溶 液 ） 计算结果列表如下： 表一苯和氯苯纯组分饱和蒸汽压及气液平衡数据 温度 80 90 100 110 120 130 131.8 1 3 3 ap 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： 13 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 q 线），该线与平衡线的交点坐标为 故最小回流比 取操作回流比为 R=求精馏塔的气液相负荷 7 求操作线方程 精馏段操作线方程为 6 9 6 Xx 14 x W图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图下所示，求解结果为 总理论板层数 (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 =（ 8 11 15 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=馏段平均压力 72 5 精塔底操作压力 0 提留段平均压力 42 0 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 16 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 ：K m o / 2)9 8 6 6 塔 顶 液 体 平 均 摩 尔 质 量 ：Km o D M / 2)9 3 (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 ：K m o F M / 2)9 0 Km o F M / 2)7 0 1 1 (3)塔底平均摩尔质量计算： 塔底气体平均摩尔质量 : K m o M / 2)塔 底 液 体 平 均 摩 尔 质 : K m o W M / 2)0 0 2 2 （ 4）精馏段平均摩尔质量计算： 精馏段气相平均摩尔质量： K m o 精馏段液相平均摩尔质量： K mo (5)提留段平均摩尔质量计算： 提留段气相平均摩尔质量： K m o 提留段液相平均摩尔质量： K m 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 17 精馏段气相平均密度： )07 提 留 段 气 相 平 均 密 度 ： mT /14 （ 2）液相平均密度计算 塔顶液相平均密度计算 , 查手册得 =815kg/ =1042kg/ 进料板液相平均密度计算 , 查手册得 A=815kg/ B =1033 kg/料板液相的质量分数 kg/ 8891 0 42/ L 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 532 8 7 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 18 =mN/m 进料板液体平均表面张力 , 查手册得 =m =mN/m =984 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=m 提馏段液体平均表面张力 =（ 2=21mN/m 体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算 （ 1）塔顶液相平均粘度的计算 , ，查苯和氯苯的温度 = = 10 = 19 = 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 P (5）提馏段液相平均粘度的计算 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 m3/s m3/s 气相摩尔流率 2 ( 质量流率 质量流率 20 由 式中 C 由 计算，其中的 由附图一查取，图的横坐标为 取 板 间 距 ， 板 上 液 层 高 度 ，则 查附图一得 m a 2 . 2 2 . 9 3 20 . 0 6 9 1 . 1 7 m /2 . 9 3 2 s 室塔气速计算 取安全系数为 空塔气速为 精馏段塔径计算 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 21 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 (11 3)进料板间距为 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=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 采用平直堰，堰上液层高度 按下式计算，即 = E 近似取 E=1， 其中 = 3600 h hw=045=3) 弓形降液管高度 查弓形降液管的参数，得 =22 所以 =算液体在降液管中停留时间，即 s 故降液管设计合理。 （ 4）降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙时流速 =s 所以 =以降液底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 =53 塔板宽度 （ 1）塔板的分块 因 D=700以板分 5 块，采用整块式。 （ 2） 边缘区宽度确定 边 缘 区 宽 度 为 , 破 沫 区 宽 度 为； （ 3） 开孔区面积计算 开孔区面积 23 = （ 4）筛孔计算及其排列 本设计处理的物系无腐蚀性，可选用 碳钢板，取筛孔直径=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 m/s 塔板布置图 板流体力学验算 板压降 （ 1） 干板阻力 计算 干板阻力 ，按式计算如下 = 24 由 =图 5， =液柱。 (2 ) 气体通过液层的阻力 计算 气体通过液层的阻力 ，按式计算，即 插图得： = = = (3) 液面表面张力的阻力 计算 气体通过每层塔板的液柱高度为 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： 25 则在本设计中液沫夹带量 在允许范围内 液 对于筛板塔，漏液点气速 由下式计算，即 实际孔速为 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 满足下列要求 苯和氯苯属不易发泡物系，取 ，则 而 板上不设进口堰， 由下式计算 符合防止淹塔的要求 26 板符合性能图 液线 体结构及塔高示意图 （ 1） 塔顶空间 取 （ 2） 塔底空间 塔底储液空间 6 顶储液高度 m 塔底液面值在下层塔板之间有 （ 3） 塔顶封头高度 由于塔径 D=化工工艺设计手册下册 圆封头，得曲面高度为 200折边高度为 50积 V=则 27 （ 4） 塔底裙座高度 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 = （ 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。 接管尺寸计算 （ 1） 进料管 已知 F=h， 94 故进料流量 取进料管内流速 ，则 进料管径 进料管尺寸为 （即公称直径 （ 2） 回流管 已知 取管内流速为 ，则 取回流管尺寸为 （ 28 （ 3） 釜液产品出口管 W=h=85=取管内流速 ，则 取釜液出料管 （即 （ 4） 塔顶蒸汽管 已知 取 ，则 取塔顶蒸汽管为 （ （ 5） 加 热蒸汽管 已知 取 ，则 取塔底加热蒸汽管为 （ （ 6） 塔顶和塔底测压管 各一个，测压接管 （ （ 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，（ （ 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， （ （ 9） 塔釜液位指示接管上、下各一个 29 共 2 个指示液位接管， （ （ 10） 釜液进再沸器加热出料管（产品出料管在该管上接出） 取流速 ，则 取 （ （ 11） 排空管（塔顶）取 （ （ 12） 排液管（接在出液下部） （ 四 料储罐 数量 2 只，流程为01V 连续精馏，贮放一个班（ 8 小时）的料，则 贮放体积 38 3 0 . 9 2 8 9 . 58 2 4 . 9 6 /8 8 6 . 9V F m h 查常温下（即 40） 33A /1 0 8 6,/ 7 原料质量分数 3/ 11 0 8 6/ 7/1 装料分数 85 %，则 30 32 4 . 9 6= 2 9 . 3 60 . 8 5原 选择立式平底锥形容器，规格为： 32 3m （ 44003000 ），公称容积332V ，计算容积 m计 ，工作容积 m工 ，直 D=3000度 H=4400厚 8质 量 3700号 实际装料分数 2 4 . 9 6= = 7 9 . 0 %3 1 . 6 计 料输送泵 数量 2 只，流程为102P 进料板高度 =内压力为 虑质量分数，原料密度 ，确定泵的扬程为 H=15m，流量为 选择计量泵 2选 电机为 3质：组合体。 型号证明：该计量泵，防爆炸，大机座，常气动控制，流量为 4000 ，。 也可以选择 。 ， ，所以电机 量 60 也可以选择 出泵，进出管为 量 5Q l ，排出压力为 ，转速为 1500r/机 ，一般选择 出泵（油）。要求高时选择计量泵，但排出压力不高于安全高度，把所配电机功率调整为 够。 热器 数量一只，流程为 31 原料流量 3. 12F 3 ，其中苯占 62%，质量流量苯为 1800kg/h，氯苯为 1105kg/h。 设计地选为杭州市，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）( 查 90时苯和氯苯比热分别为 ( ( 选室温为进料温度，苯的平均比热 )/( k m c 苯的平均比热 )/( k m c 选择管式冷却器作为预热器，立式，原料从下进上出，加热蒸汽去壳程，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 32 03 3 8 5 8() 8(故传热面积 23 mt m 根据化工工艺设计手册 择列管式固定管板换热器 号规格为 5 2m ( 2000273 )，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 % 能完成生产任务需要，但传热面积裕度过大。然而 K 值为管孔值，其次排液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 。 料塔 数量 1 只 沸器 数量 1 只，流程于 T 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沸器的热换度按 5%计算，则所传热量 Q=1=8469/64300 h=择再沸器的总传热系数 K=600w/ 33 平均温度差 传热面积 S=Q/K 103/600 据化工工艺手册上册 式热虹吸式再沸器，选择规定为 45800 2000） 直径为 800长为 2m,传热面积 45 算传热面积为 46.6 管数 205 根，面积压力为 10质为碳钢 10 经查表整理，设备总高度为 根据塔特性系数，气相 Vs,s,是正常操作的 m3/s 。则最大气相存在时传热面积为 26 3.6 以能保证任务完成。 品（氯苯）冷却器 数量 1只，流程于 E 106 产品流量是 W=h 出料氯苯从 冷却到 50，平均比热 2= ,冷热逆流，热损失不计 产品走管城，冷却水走壳程，冷却水温度从 25上升到 30 。则 0 1 . 5 5 0 5 0 2 5t 5 4 . 61 3 1 . 5 5 05 0 2 5 传热量 Q=(据 教材上册 为冷流体，有机溶剂为热流体是，总传热系数K=280 ),去 K=350 W/( ) 则传热面积 S= Q/K 103/350 择 5273 2000) 34 苯储槽 数量 2 只，流程于 V 107苯流量 W=h,50密度为 1075Kg/则 W= 38 . 8 9 2 1 1 2 . 5 0 . 9 3 0 6 /1075W k g m 体积 :v=8w=8 料系数： =85%