年产5万吨乙苯的工艺塔顶产品冷却器设计

1、教学单位 宝鸡文理学院 学生学号 200992074113 编 号 本科毕业论文（设计）全套图纸加扣 3346389411或3012250582题目 年产5万吨乙苯的工艺塔顶产品冷却器设计 学生姓名 专业名称 化学工程与工艺 指导教师 2013年5月27日目录摘 要1Abstract.11. 概述21.1形状及用途21.2 乙苯的生产工艺21.2.1 以苯和乙烯为原料的生产工艺21.2.2 以苯和乙醇为原料的生产工艺61.3 国内外生产情况61.3.1 国外苯乙烯主要生产企业产能、发展趋势和预测20-2261.3.2 国内苯乙烯当前生产及进口情况71.4 市场需求及发展前景72 冷凝器的类型及

2、选择82.1 冷凝器概述92.2 冷凝器的类型93. 塔顶产品冷却器设计方案的确定114. 进出口的物料状态参数125. 工艺计算125.1 冷凝器的基本计算及选型135.1.1 流体物性参数及冷却水用量的计算135.1.2 计算流体的平均传热温差145.1.3 估算传热面积145.1.4 选择冷凝器类型规格155.1.5其他附件：155.2 核算压强降165.2.1 管程压强降165.2.2 壳程压强降175.3 核算总传热系数185.3.1 管程对流传热系数185.3.2 壳程对流传热系数185.3.3 污垢热阻195.3.4 总传热系数196.换热器主要结构尺寸和计算结果20结束语21参

3、考文献22谢 辞24 年产5万吨工业级乙苯的工业设计塔顶产品冷却器的设计（宝鸡文理学院 化学化工系 陕西 宝鸡 721007）摘 要：乙苯是重要的化工产品。这篇文章主要介绍了乙苯的性质，用途，主要生产方法、市场前景及发展趋势。本文主要承担冷却器的设计。根据物料衡算和热量衡算结果，确定了冷凝器的工艺参数、类型及特征尺寸。并对冷凝器进行了流体力学和热力学的衡算，结果表明所设计的冷凝器符合要求。关键词：乙苯；工艺设计；冷却器Process design of industrial ethyl benzene of 50,000 tons per year-the design of condense

4、rLin MinQun* (Department of Chemistry and Chemical Engineering, Baoji University of Arts and Sciences, Baoji Shan xi 7210070)Abstract: The ethyl benzene is an important product of chemical industry. Its natures, the uses, the main production methods, the market prospect and the trend of development

5、were mainly introduced in this paper. It is responsible for the design of cooler in this article. According to the material and heat balance calculations, technological parameters, types, and characteristic dimension of cooler were determined. At the same time, the flow resistance and energetic of c

6、ooler were checked. The result showed that the cooler designed could meet requirements. Key words: ethyl benzene; process design; cooler 1. 概述1.1形状及用途 乙苯是一个芳香族的有机化合物，化学式C8H10。又称苯乙烷。英文名称Ethylbenzene 。分子量106.16 。乙苯是有芳香气味的无色液体，有毒，对皮肤和粘膜有刺激作用。易燃，其蒸气与空气可形成易爆物。不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多数有机溶剂。主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，

7、所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。还用于生产甲基苯基甲酮，它也是制药工业的重要原料。1.2 乙苯的生产工艺工业上只有不到百分之四的乙苯来源于重整轻油C8芳烃馏分的提取,其余大部分以苯和乙烯为原料合成。近年来也有少量乙醇和苯直接烃化法来制取乙苯的新工艺。以苯和乙烯为原料按催化剂的不同可分为：AlCl3 催化剂液相反应法、分子筛烃化法（分子筛气相催化法、分子筛液相催化法、CDTech EB、催化裂化干气制乙苯工艺、气一液相法与催化精馏制乙苯工艺）。以苯和乙醇为原料的合成方法为：苯和乙醇直接烃化法。 1.2.1 以苯和乙烯为原料的生产工艺(1)

8、 AlCl3 催化剂反应法20 世纪50 年代开始使用以AlCl3为催化剂的烷基化法生产乙苯,俗称传统AlCl3液相法，当年在工业生产中占有重要地位。国外多家化学公司都在此基础上开发了自己的技术( Basf、Shell、Monsanto、UCC 等) 。该法苯与乙烯摩尔比低, 反应温度适中,而且工艺流程简单，操作条件要求低，乙苯的转化率高。 但是该工艺反应介质的腐蚀性强, 设备造价与维修费用高以及反应产物有机相经过水洗、碱洗后产生大量含有氢氧化铝淤浆的废水, 加上废催化剂, 造成了严重的环境污染。由于其它烯烃能同样进行烷基化反应而消耗苯, 并给分离造成困难; 硫化物和乙炔能使催化剂失活, 水使

9、AlC13发生水解而生成不溶物A1(OH)3 , 易造成管道堵塞, 因此, 对原料乙烯的要求较高: C2H4>90% ( V) , C3H6、C4H8 < 1.0%( V) , H2S< 5mg/m3 , C2H2<0.5% ( V) 。另外AlC13 用量大, 物耗能耗很高, 副产焦油量大，工艺流程长,因此该工艺目前已被淘汰。1974年Monsanto公司成功开发了均相AlCl3 法工艺技术, 所用催化剂为溶解于反应液中的AlCl3 络合物,形成均相体系, 苯与乙烯的烷基化反应和多乙苯的烷基转移反应分别在两个反应器中进行, 提高了乙苯转化率, 副产物焦油少， AlCl

10、3用量少（仅为传统法的1/3）, 但这种方法也只是使设备腐蚀及环境污染问题有所缓解，并未从根本上得到解决。目前,全球仍有近40% 的乙苯采用AlCl3 液相烷基化工艺1。我国20 世纪80 年代中期, 燕山石化公司和齐鲁石化公司分别引进乙苯/苯乙烯技术, 采用均AlCl3 催化剂液相反应法制乙苯。(2) 分子筛气相催化法（乙苯生产技术及催化剂研究进展）主要采用改性的中孔沸石ZSM 523催化剂,其他高硅沸石4 -6 （如ZSM - 11、ZSM - 23、ZSM - 35、ZSM - 38和ZSM - 12也建议采用,适用于浓乙烯和稀乙烯混合气体为原料。不存在环境污染和设备腐蚀问题,催化剂寿命

11、2年,再生周期1年。分子筛气相法的反应工艺条件: 烷基化温度(380420)，压力(1.22.6)MPa, n (苯) n (乙烯) = 6. 57.0,乙烯质量空速( 2.13.0) h-1 ;烷基转移反应条件:温度(435445) ,压力(0.60.7) MPa,总空速( 27.033.0 ) h-1 , m (苯) m(多乙苯)=24。美孚公司的ZSM - 5催化剂是高活性的烷基化和烷基转移催化剂,装填量仅为相应的液相工艺的十分之一,乙烯转化率达99.8% ,催化剂实行原位再生,使用寿命较长,整个反应的热效率较高,单烷基化反应选择性较高,降低了烷基转移反应的负荷,有效抑制了重组分的产生,

12、焦油的生成量仅为乙苯的0.3%。另一方面,由于较高的反应温度,使部分乙烯裂解产生非选择性的烷基化产物,后经歧化脱烷基生成甲苯和二甲苯等。(3) 分子筛液相催化法液相法采用Y型分子筛催化剂79,其他一些大孔分子筛如MCM 10 、 11 和SSZ - 25 12 等也适合,只能用于浓乙烯的烷基化反应,对原料纯度要求不高,反应条件缓和,投资省,运行周期长。工艺条件: 烷基化温度( 245270 ) ,压力(3.43.6)MPa, n (苯) n (乙烯) = 6. 57.0,乙烯质量空速(0.20.3) h-1 ;烷基转移反应条件:温度(250270) ,压力( 3.5 3.7) MPa,总空速6

13、.0 h-1 ,m (苯)m (多乙苯) = 7.6。该法不产生污染环境的废料,催化剂的运转周期2年。催化剂进行器外再生,再生条件缓和,使用寿命达三年。与气相法相比,是在较低的温度(一般不超过300)和较高的压力下进行,降低了能耗,减少了能量回收系统的设备投资。(4) CDTech EB 该工艺将反应器和精馏塔合二为一,充分利用反应热,降低了能耗。采用分子筛催化剂,可用于新建与老装置的改造,催化剂寿命(25)年,进行器外再生,具有高选择性、高产品纯度、高效率、低能耗和低成本的优势。该工艺特点在于塔内的浓度分布不是靠增大进料苯和乙烯物质的量比,而是靠精馏分离作用建立。适用于乙烯体积分数10% 2

14、5%的原料,乙苯收率99.5% ,乙苯和多乙苯的选择性大于99.75% ,反应中没有其他工艺副产物甲苯和二甲苯,对提高产品质量具有显而易见的优越性。该工艺简单,塔底出料中基本不含苯,可减少后处理设备的投资。反应条件缓和,过程操作容易,所需设备压力等级低,投资设备少,操作费用低,发展前景广阔。(5) 气相烷基化法（Mobil/Badge气相法）采用ZSM-5分子筛催化剂，气相烷基化法所采用反应器为多层固定床绝热反应器。新鲜苯和回收苯与反应物换热后进入加热器气化并预热至400420。先与已加热气化的循环二乙苯混合，再与原料乙烯混合后进入烷基化反应器各床层。各床层的温升控制在70以下。由上一床层进入

15、下一床层的反应物流经补加苯和乙苯骤冷至进料温度，使每层反应床的反应温度相接近。典型的操作条件为：温度370425，压力1.372.74MPa，质量空速35kg乙烯/kg催化剂·h。烷基化产物由反应器底部引出，经换热器后进入初馏塔，蒸出的轻组分及少量苯，经换热器后至尾气排出系统作燃料塔釜物料进入苯回收塔，在该塔内将物料分割成两部分，塔顶蒸出苯和甲苯进入苯、甲苯塔；塔釜物料进入乙苯塔。在苯、甲苯塔分离得到回收的苯循环使用，甲苯作为副产品引出。在乙苯塔塔顶蒸出乙苯成品送入贮罐区；塔底馏分送入多乙苯塔。多一本塔在减压下操作，塔顶蒸出二苯、返回烷基化反应器；塔釜引出多乙苯残液送入贮槽。该法的主

16、要优点有：无腐蚀无污染，反应器可用低铬合金钢制造，尾气及蒸馏残渣可作燃料；乙苯收率高，以ZSM-5为催化剂时乙苯收率达98%；以HZSM-5为催化剂（Si/Al=67,=120）时乙苯收率达99.3%；能耗低，烷基化反应高有利于热量的回收，完善的废热回收系统使装置的能耗少；催化剂价廉，寿命两年以上，每千克乙苯耗用的催化剂较传统三氯化铝法低廉1020倍；以及装置投资较低、生成成本低，装置不需要特殊合金设备和管线等。但该法由于催化剂表面积焦，活性下降快，需频繁进行烧焦再生。(6) 气一液相法与催化精馏制乙苯工艺 除气相法和液相法外, 也有烷基化反应在气一液一固三相条件下进行的, 采用的催化剂主要有

17、分子筛、Y型分子筛和SSZ-25分子筛等。气一液一相法主要有两类反应器 : 气一液一固三相鼓泡固定床和催化精馏塔。气一液相法的反应温度更低, 一般为150220 , 反应压力0.751.8MPa, 苯与乙烯摩尔比则根据反应器的不同而差别较大, 在气一液一固三相鼓泡固定床反应器中, 一般为610 在催化精馏塔内则为16。在气一液一固三相鼓泡固定床反应器中, 在乙烯转化率100% 条件下, 乙苯选择性可达92.5%95.5%。在催化精馏塔内, 乙苯的选择性可大于95%19。1.2.2 以苯和乙醇为原料的生产工艺(1) 苯和乙醇直接烃化法。江苏省丹阳市化工医药设计研究所研发成功采用分子筛为催化剂,气

18、相法直接由乙醇与苯烃化制乙苯的新技术,并在江苏省建成15 kt/ a 乙苯的工业化生产装置。该所开发的乙醇与苯直接烃化生产乙苯工艺,能够在一台绝热床反应器内同时完成乙醇脱水生成乙烯与乙烯烃化两个反应。开发的专用纳米级分子筛双功能催化剂同时具有乙醇脱水、乙烯与苯烃化两个功能,且催化剂活性高、选择性好、再生周期长,可使乙醇转化率接近100% ,乙苯收率达99.6%。与传统的乙醇脱水技术相比,该技术简化了生产过程,反应相对平稳,脱水副反应与烷基化副反应相对较少;所用反应器体积大大缩小,节省了大量投资;不含腐蚀性物质,无残渣和废气污染;热能回收率高,超过95%的反应热和工艺过程中产生的热量被回收利用;

19、C9C10 重质芳烃杂质能进行烷基化转移或裂解,不会积累在反应器中造成堵塔现象;绝热式固定床反应器可使气流分布均匀,易于控制,脱水反应与烷基化反应能够在最佳工艺条件下进行。目前,除镇江15 kt/ a 乙醇与苯烃化制乙苯工业化装置建成投产外,正在常州建设的50 kt/a 乙苯装置和山东新建的一套200kt/a 苯乙烯装置也采用了乙醇与苯烃化制乙苯的新技术。1.3 国内外生产情况1.3.1 国外苯乙烯主要生产企业产能、发展趋势和预测全球苯乙烯产能现已达2849.9万t。装置平均开工率为90%, 尤其是中东及亚太地区开工率更高, 超过或接近100%。20012006 年间全球产量平均增长率达4.6

20、%, 略高于生产能力的增长。从地区供需状况看, 亚太地区仍是最主要的净进口地区, 中南美洲及非洲也是苯乙烯的净进口地区, 但数量较少。中东及北美地区仍是最主要的净出口地区, 西欧也略有出口, 但出口量不大。预计20062011 年, 将随着亚太及中东地区苯乙烯新建装置的不断投产, 拉动全球苯乙烯装置产能增速达5.4%, 产量增速为4%, 需求增长为3.9%。预计2011年,全球苯乙烯生产能力将达3709万t/a,产量及需求量均为3147万t,而装置平均开工率将降至84.8%。据悉,20072011 年世界主要苯乙烯新增产能主要在中东及亚太地区, 而北美及西欧地区因PS产品市场正受替代品的挤压而

21、需求下降, 增速减缓, 尤其近年随着国际原油价飙升, 所以使北美、西欧等地SM生产企业利润急剧下滑, 促使其加快合并重组步伐, 如北美6 大PS 生产商很快变为4 家等。纵观全球苯乙烯的供需来看, 日后其增速将明显低于前5 年, 预计20112016 年, 能力增速会降至1.3%, 而产量及需求的增速亦不会超过2%, 至2016年, 预计全球苯乙烯的生产能力将达3959万t/a, 产量及需求量均为3476 万t, 装置平均开工率升至87.8%。1.3.2 国内苯乙烯当前生产及进口情况我国苯乙烯生产特别是近年来得到了快速发展。由于国际上跨国石油公司投资的东移和国内市场需求的强力拉动, 使我国苯乙

22、烯的发展步入了一个新阶段。2005 年我国苯乙烯的总生产能力达193.5 万t, 约占世界苯乙烯总能力的7.05%, 占亚洲地区总能力的18.27%, 2006 年又有多套苯乙烯装置建成投产。因此2006 年国内苯乙烯的生产能力已经达到285.5万t, 比2005 年增长约为47.5%。预计至2015 年我国SM总年产能将进一步超过700多万t, 但由于有些属计划拟建项目而在实施进程中会有一些增、减变化。国内对苯乙烯工厂建设正呈现纷纷争建现象, 但应注意防止产能增长过快及过热现象。1.4 市场需求及发展前景据美国化学市场协会( CMAI) 负责苯乙烯业务人士称, 现北美洲聚苯乙烯产品需求不畅是

23、由于产品价格高( 因油价飙升) 和聚合物内部竞争替代所造成, 加之全球苯乙烯产能的增长已远远超过预期需求的增长。未来几年苯乙烯市场将呈现供过于求的态势。国内近年SM需求的高速增长, 刺激苯乙烯不断上新项目, 截至2006 年, 国内生产苯乙烯主要企业有20 多家, 总产能约290万t/a。约占世界总产能的12%, 其中11 套装置为引进, 产能约为210万t/a,占国内总产能的73.2%左右。而且我国苯乙烯的消费结构已从过去主要用于生产PS 而逐步转向ABS 及PS 的替代品。预计未来几年, 随着国内苯乙烯产能的进一步增加, 进口依存度也会不断降低,从2004 年依靠进口约75%到2006 年

24、已降至50%以下。2006年国内苯乙烯的表观消费量为472.3 万t/a,同比增长16.6%, 产量达到238.6万t/a, 产品市场占有率提高到约50%以上。2007 年国内对苯乙烯的总需求量超过480万t/a,而2010年达到580万t/a,届时我国苯乙烯产能将超过600万t/a,市场供需矛盾将得到根本缓解。我国消费苯乙烯的结构领域将由终端产品的合理化和PS 替代产品出现, 因此国内主要的苯乙烯下游行业PS 和EPS 消费增速将有所缓慢, 而ABS 树脂和丁苯橡胶(SBR) 等的需求增长将会迅速, 这将成为推动苯乙烯消费增长的新动力。预计SBR 消费将以两位数速率增长,年增长率将超过25%

25、; ABS的市场需求增长率将达8.6%。2006年我国SBR对苯乙烯消费量约20万t, 预计2010年将增加到25万t; 2006年ABS对苯乙烯消费量约63万t,预计2010年接近100万t。但全球苯乙烯能力过剩, 国外SM产品及产能会逐步向中国涌入及转移, 因此国内一方面将保持静观其变采取稳中以求缓慢增长, 而避免过快增长, 因国外产品一旦涌入将使今后国内苯乙烯生产企业, 面临越来越大的挑战, 如20072008年中东有3 套SM装置投产, 到时将有超过100万吨SM会出口到亚洲, 而我国是其重点目标市场, 因此必将对国内SM市场形成严峻挑战和强大压力。 2 冷凝器的类型及选择2.1 冷凝

26、器概述冷凝器是将工艺蒸汽冷凝为液体的设备，在冷凝过程中将热量传递给循环水等冷却剂。列管式冷凝器中所用的换热表面可以是简单的光管、带肋片的扩展表面或经开槽、波纹或其他特殊方式处理过的强化表面。2.2 冷凝器的类型(1)卧式壳程冷凝器 这种冷凝器在壳程上除设有物流进出口接管外，还设有冷凝液排出口和不凝气排出口。壳程蒸汽入口处装有犯冲板，以减少蒸汽对管束的直接冲击。壳程中的横向弓形折流板或支撑板圆缺面可以水平或垂直安装，对于水平安装的折流板，为了防止流体短路，切去的圆缺高度不宜大于壳体内径35%，折流板间最小间距为壳体内径的35%，最大间距不宜大于壳体内径的2倍。为了便于排出冷凝液，折流板的下缘开有

27、槽口。这种水平安装方式可以造成流体的强烈扰动，传热效果好。对于垂直安装的折流板，为了便于排出冷凝液，应切去的圆缺高度为壳体内径的50%。不论弓形折流板的圆缺面是水平安装还是垂直安装，当被冷凝工艺蒸汽中含有不凝气时，折流板间距应水蒸汽冷凝而减小，以增强传热效果。当冷凝表面传热系数小时，在管外使用可以使用低翅管，翅高12mm。若要使冷凝液过冷，可以使用阻液形折流板。卧式壳程冷凝器的优点是压降小，冷却剂走管程便于清洗；缺点是蒸汽于凝液产生分离，难于全凝宽沸程范围的混合物。(2)卧式管程冷凝器 这种冷凝器的管程多是单程或双程。其中传热管长度和直径的大小，以及传热管的排列方式取决于管程和壳程传热的需要。

28、管程采用双程时，冷凝液可以在管程之间引出，这样可以减少液相的覆盖面积也可以减少压降，同时，用减少第二管程数的方法使其保持质量流速不变。在这种冷凝器中，蒸汽与冷凝液的接触不好，因此对宽沸程蒸汽的完全冷凝是不适宜的。(3)立式壳程冷凝器 这种冷凝器的冷却水以降膜的形式在管内向下流，因而冷却水侧要求的压力低；由于水的传热系数大，故耗水量少，但水的分配不易均匀，可在管口安装水分配器。(4)关内向下流动的立式管程冷凝器 这种冷凝器是管内及其冷凝液均向下流动的立式管程冷凝器，是一带有外部封头和分离端盖的管壳式换热器。蒸汽是通过径向接管注入顶部，在管内向下流动，在管壁上以环状薄膜的形式冷凝，冷凝液在底部排出

29、，为使出口排气中携带的冷凝液量最少，下面的分离端盖可设计成挡板式或漏斗式。 由于冷却器属于换热器的一种，因此本设计主要考虑管壳式换热器，管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围广泛，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上采用管壳式换热器。管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温度相差较大（50以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑到这种热膨胀影响。根据热补偿的不同，管壳式换热器主要有以下几种形式

30、： (1) 固定管板式换热器固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。(2)U型管换热器U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；由

31、于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。(3)浮头式换热器浮头式换热器的结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽出，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。3. 塔顶产品冷却器设计方案的确定冷却器是将工艺蒸汽冷凝为液体的设备，在冷凝过程中将热量传递给循

32、环水等冷却剂，是在各行业中广泛应用的热量交换设备，冷凝器是有相变的换热器。列管式换热器主要有固定管板式、浮头式、U型管式和填料函式；又有卧式与立式两种类型，其中卧式壳程冷凝和立式管程冷凝是最常用的。本设计采用循环水将液体冷凝下来的过程应选用冷却器。本设计中冷凝剂用水，入口温度为25，出口温度为40。热物料进口温度为82，出口温度40。由于被冷却流体走管间可以利用外壳向外散热作用，增强冷却效果，所以选热流体走壳程，冷凝水走管程。由于采用逆流操作，传热推动力较大，可以减少冷却水的用量及传热面积所以本设计采用逆流操作。列管式换热器是目前化工生产应用最广泛的传热设备，结构简单、制造的材料范围较广、操作

33、弹性也较大等。本设计中，由于Tm-tm<70，故选用固定管板式换热器。 4. 进出口的物料状态参数表1进出口的物料组成组分名称苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯焦油水摩尔分数0.973860.009770.006461.30E-102.57E-128.08E-340.00989质量流量/(kg/h)7393.922摩尔流量(kmol/h)94.992热物料的进出口温度依次为82和40冷物料的进出口温度依次为25和405. 工艺计算5.1 冷凝器的基本计算及选型5.1.1 流体物性参数及冷却水用量的计算壳程热流体定性温度为 T=(82+40)/2=61管程冷流体的定性温度为 t=(25+40)/2=3

34、2.5根据定性温度，分别查找管程和壳程流体的有关物性数据。对混合物料来说，最可靠的物性数据是实测值。若不具备条件，则分别查取混合物各组分的有关物性数据，然后按相应的线性加和求出混合物的物性数据。热流体物性数据：平均比热容为 进出口温度 T1=82 T2=40 T=（82-40）=42热流体质量流量 Wh=7393.992/h黏度 密度 导热系数 冷流体水的物性数据：平均比热容为 Cpc=4.178kJ/(kg·K)进出口温度 t1=25 t2=40 t=（40-25）=15密度 黏度 导热系数 冷却水用量计算：由于 Q=WhCphT=WcCpct；由Q=7393.992kg/h

35、15;1.887771kJ/(kg·K)×(82-40) = 586242.87kJ/h=163KW 因此Wc=Q/(Cp×t)=(WhCphT)/(Cpct)=586242.87/(4.178×15)=9354.442/h 5.1.2 计算流体的平均传热温差 假设选用单壳程、多管程的列管卧式冷凝器，按逆流过程其温度为：热流体：8240冷流体：4025 而 ， 由图4-19查得所以=26.2230.85=22.285.1.3 估算传热面积根据冷流体和热流体的具体情况，在忽略管壁厚度及其本身和污垢热阻的情况下，参考换热器的总传热系数K的经验值（280850

36、），假设总传热系数K为：700w/(m2.K) 则传热面积为：S= 5.1.4 选择冷凝器类型规格由管壳式换热器系列标准选定固定管板式换热器，有关参数表2。表2 选定冷凝器的性能参数参数名称参数参数名称参数壳径，mm公称压强，MPa管程流通面积m2管程数中心排管数4002.50.0148211管子尺寸，mm管长，m管子总数管子排列方式管心距，mm25×2.54.594三角形排列32则实际传热面积 5.1.5其他附件：(1)拉杆 根据选取的冷凝器型号确定拉杆的数量为4个，拉杆直径可选16mm。(2)防冲挡板 为了防止壳程进口处流体直接冲击传热管，产生冲蚀，在壳程物料进口处设置防冲挡板。

37、(3)接管 壳程流体进出口接管：取接管内冷却水的流速为:u=0.0015m/s圆整后可取管内径为：1400mm. 管程流体进出口接管：取接管内循环水的流速为：u=10m/s d= 圆整后可取管内径为：18mm.(4) 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为： 取折流板间距为： 折流板数为： 所以折流板数取11个。 5.2 核算压强降5.2.1 管程压强降其中 管程流通面积：m2管程流速为：管程雷诺数：设管壁粗糙度，由-Re关系图中查得： 局部阻力系数一般情况下取3 则i=（1+P2）FtNp=(11921+4674.9) ×1.4×

38、;2=46468.5Pa由于 ，故管程压强降能满足要求。5.2.2 壳程压强降用埃索法计算壳程压强降： 其中 对于正三角形排列，F=0.5，当Re0>500时，壳程流通面积为： 壳程流速为： 壳程雷诺数： 壳程流体摩擦因子： 故 则 由于 ，所以壳程压强降能够满足要求。5.3 核算总传热系数5.3.1 管程对流传热系数应用迪特斯和贝尔特关联式计算管程的对流传热系数。45860(湍流) 则 5.3.2 壳程对流传热系数 该换热器的管心距t=32mm。则流体通过管间最大截面积为： 壳程烃化液被加热，取。所以 5.3.3 污垢热阻参考附录，管内外侧污垢热阻分别取为： 5.3.4 总传热系数总传

39、热系数K0 管壁热阻可忽略时，总传热系数K0为K0=W/(m2·) （1.15<K0,/K0<1.25）故所选换热器是合适的。安全系数为： 6.换热器主要结构尺寸和计算结果表3 换热器的主要结构尺寸和计算结果名称管程壳程物料名称冷却水热物料烃化液操作压力，MPa0.9操作温度，25/4082/40流量，kg/h9354.4427393.922流体密度，kg/m3994.8831流速，m/s1.770.37传热量，kW163总传热系数，W/m2.K817对流传热系数，W/m2.K62681598.59污垢系数，m2.K/W0.000171970.00017197压强降，kP

40、a46.468513.281程数21使用材料碳钢碳钢表4换热器的主要结构尺寸参数名称参数参数名称参数壳径，mm换热面积m2管程流通面积m2管程数安全系数换热器类型折流板间距mm40032.470.0148218.5%固定管板式400管子尺寸，mm管长，m管子总数管子排列方式管心距，mm中心排管数切口高度mm25×2.54.594三角形排列3211100结束语 本文主要介绍了苯与乙烯烷基化法生产乙苯设计中冷却塔的工艺设计和选型，这是一个相当成熟的工艺，具有广阔的市场前景及发展趋势。但是在设计的整个过程中仍有很多不足之处，由于时间仓促，手头的资料欠缺再加上经验缺乏，为了简化运算，在物料衡

41、算和热量衡算过程中，忽略了副产物的影响。还有计算时的数据取的是经验值和估计值，因而计算出的结果和实际有些偏差，仍需要进一步改进。24 参考文献1史建公等.当代石油化工M,2003,11（9）：20232Kresge Charles T, McWilliams John P, Vartuli James C, et al.Catalyst for alkylation of aromatic hydrocarbons: US, 4547605 P, 1985.3Haag Werner O, Olson David H. Alkylation in p resence of thermally m

42、odified crystalline aluminosilicate catalyst: US,4016218P, 1977.4Chu Yungfeng, Marler David O. Alkylation of aromatics: EP,0308099 P,1989.5Chu Yungfeng, Marler David O, McWilliams John P. Alkyla2tion of aromatics:US, 5157185 P, 1992.6Chu Pochen, KlockeDonald Joseph. Two stage synthesis of zeo2lite: EP, 0306181P,1989 .7 John W Ward. Ammonia2stable Y zeolite compositions: US,3929672 P,1975.8Wight Carlyle G. Manufacture of ethylbenzene: US, 4169111 P, 1979 .9 Inwood TexasV, Wight Carlyle G, Ward JohnW. L iquid -phase alkylation