化工原理课程一氯代苯项目设计方案.doc

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1.1产品简介 一氯代苯，简称一氯苯或氯苯，英文名称为Mouochlorobenzene (or Chlorobenzene).1.1.1理化性质分子式：C6H5Cl,结构式：，分子量：112.56，无色透明易挥发液体，有杏仁味，比重 =1.107，沸点131.6，凝固点为-45，闪点为85，自燃点1180，折射率 =1.5216。易燃，空气中爆炸极限为1.8%9.6%。可溶于大多数有机溶剂，不溶于水。其它性质如表1-1所示。表1-1 苯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80.11.865g/L(25)69.25(101.3kPa)苯91.16% ,水8.84%氯苯无色透明液体1320.049g/(100g水)(30)90.2氯苯71.6%,水28.4% )1.1.2质量指标 根据HG2-810-75,其产品质量标准如表1-2所示。表1-2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 1.14621.10761.10571.1.82氯苯含量 %99.2098.70笨 含 量 %0.150.30多氯苯含量 %0.651.00酸 度对甲基橙指示剂反应呈中性1.1.3 用途 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DDT等； （3）用于合成MDI,TDI和杀虫剂农药等的溶剂。1.1.4国内外生产技术概况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3.75万吨，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17.5万吨，超过美国，居世界第一位。我国一氯苯产，销量和生产厂家分别如表1-3和1-4所示。表1-3 我国一氯苯产，销量年份19701980198519901991199219931994生产能力14.017.5产量（万吨）3.755.104.998.399.1011.5310.35消费量（万吨）5.094.768.359.2011.50表1-4 我国一氯苯生产厂家、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1.803.501.721.72天津化工厂1.801.801.731.71南京化工厂1.801.801.291.58河南化工厂1.801.801.211.38扬州农药厂1.501.500.801.25太原化工厂0.600.700.650.73长寿化工厂0.600.600.36停产衢州化学工业公司0.800.800.550.68葛店化工厂0.600.800.430.41邵阳化工厂0.450.450.360.29其他2.253.750.60合计14.017.509.1010.35同时期国外生产能力和产量如表1-5、6、7所示。 表1-5 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16810.02.1.1.501.031.41989年16810.02.81.501.032.11992年16810.05,21.501.034.5 表1-6 美国，西欧和日本氯苯产量（万吨）美国西欧日本1985年10.17.63.71990年10.87.13.31991年9.56.73.7表1-7 国外主要生产公司及生产能力国外公司美国Monsato德国Bayer美国Standard chlorine日本三井东压生产能力（万吨）8.08.56.83.01.1.5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75ppm。为此，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1.1.6急救措施和应急处理 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。1.1.7氯苯的生产方法（1）直接氯化法：有气相法和液相法两种。气相法，反应温度400500，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，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-氧化铝。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58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99.8%，苯中含氯苯不能高于2%。1.2设计方案简介（1）根据任务书中的要求，我们要进行的是7200 T/a 99.8% 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 99.8% 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F1型、V-4型及T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，孔径一般为38mm。筛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2.1工艺流程草图（1）工艺流程方块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（2）工艺流程图2.2工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，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3.1精馏塔的物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量： MA=78.11 Kg/kmol； 氯苯的摩尔质量：MB=112.56 Kg/kmolXF=(0.62/78.11)( 0.62/78.11)+(0.38/112.56)=0.7016 XD=(0.98/78.11)( 0.98/78.11)+(0.02/112.56)=0.9860 XW=(0.002/78.11)( 0.002/78.11)+(0.998/112.56)=0.00293.1.2原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量 3.1.3物料衡算 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 苯物料衡算 ，即 联立解得 ； 3.2 塔板数的确定 3.2.1理论版层数NT的求取 （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3-1。 表3-1 苯和氯苯纯组分饱和蒸汽压及气液平衡数据温度8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760x1.0000.6770.4420.2650.1270.0190.000Y1.0000.9130.7850.6130.3760.0720.0005.004.614.404.143.95(2)采用图解法求理板层数 根据苯-氯苯物系的气液平衡数据，作出如下图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(0.7016,0.7016)做垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 =0.923, =o.702故最小回流比 取操作回流比为3，则 R=3Rmin=30.285=0.855求精馏塔的气液相负荷 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 NT=9(不包括再沸器) 进料板位置 NF=33.2.2实际板层数的求解 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=3/0.457 提留段实际板层数 N提=（9-3）/0.4514所以实际进料板 NF=7 (第7块板数)3.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.3.1操作压力计算 塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3KPa 每层塔板压降 P=0.7KPa 进料板压力 PF=105.3+0.77=110.2KPa 精馏段平均压力 塔底操作压力 PW=110.2+0.714=120.0KPa 提留段平均压力 3.3.2操作温度计算 根据表1中温度与液相组成x的数据作图tx图 从图中可知，塔顶温度 tD=80.5进料板温度 tF=88.5塔底温度 tW=131.5精馏段平均温度 tm精=（80.5+88.5）2=84.5提留段平均温度 tm提=（88.5+131.5）2=110 3.3.3平均摩尔质量计算 （1）塔顶平均摩尔质量计算： xD=y1=0.986 查平衡曲线可知 x1=0.935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： xF =0.540 yF=0.855进料气体平均摩尔质量： 进料液体平均摩尔质量：(3)塔底平均摩尔质量计算： XW =0.0029 yW=0.01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：3.3.4平均密度计算（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tD=80.5, 查手册得 =815kg/m3 =1033 kg/m3 进料板液相平均密度计算 tF=131.5, 查手册得 =815kg/m3 =1042 kg/m3 进料板液相的质量分数 塔底液相平均密度计算 tW=88.5, 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 3.3.5液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tD=80.5, 查手册得 =21.27mN/m =25.96 mN/m =0.98621.27+0.01425.96=21.34 mN/m 进料板液体平均表面张力tF=88.5, 查手册得 =20.24mN/m =25.02 mN/m =0.56720.24+0.43325.02=22.31 mN/m 塔底液体平均表面张力tW=131.5, 查手册得 精馏段液体平均表面张力 =（21.34+22.31）2=21.82 mN/m 提馏段液体平均表面张力 =（20.33+22.31）2=21.32 mN/m3.3.6液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tD=80.5,，查苯和氯苯的温度-粘度曲线得 =0.308mPas =0.428 mPas 10=0.986100.308+0.014100.428 =0.309 mPas（2）进料板液相平均粘度的计算tF=88.5， 查苯和氯苯的温度-粘度曲线得=0.283mPas =0.399mPas10=0.567100.283 +0.433100.399 =0.328 mPas (3）塔底液相平均粘度的计算 tW=131.5, 查苯和氯苯的温度-粘度曲线得 (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 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1 塔径的计算(1)精馏段塔径计算精馏段的气、液相体积流率为 由 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 室塔气速计算 取安全系数为0.7，则空塔气速为 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=0.7m塔截面积 空塔气速 3.4.2精馏塔有效高度计算 （1）精馏段有效高度 (2）提馏段有效高度为 (3)进料板间距为0.4m精馏段有效高度：3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算因塔径D=0.8m，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 lw取 (2)溢流堰高度 hw, 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 =0.5m ， 取hL=0.06mhw=hL-how=0.06-0.0074=0.0526m(3) 弓形降液管高度 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。（4）降液管底隙高度取液体通过降液管底隙时流速 =0.05m/s所以 0.025m ,基本符合要求。而 0.006m, 所以降液底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=53mm3.5.2塔板宽度（1）塔板的分块 因D=800mm,所以板分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Aa按式计算，即 =Aa=0.325（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=5mm,筛孔按正三角形排列，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3.6塔板流体力学验算3.6.1塔板压降（1） 干板阻力计算干板阻力，按式计算如下 =0.051由 =1.67,查图5-10得，=0.772 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： =0.600.06=0.036m液柱 (3) 液面表面张力的阻力计算液柱。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3.6.2液面落差 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。3.6.3液沫夹带 液沫夹带量按下式计算如下，即：则在本设计中液沫夹带量在允许范围内3.6.4漏液对于筛板塔，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。3.6.5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，Hd可由下式计算 液柱。 液柱。 符合防止淹塔的要求3.7塔板负荷性能图 3.7.1漏液线3.8 塔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 塔顶储液高度 塔底液面值在下层塔板之间有1.43m 故（3） 塔顶封头高度 由于塔径D=0.8m，查化工工艺设计手册下册P881椭圆封头，得曲面高度为200mm和折边高度为50mm，容积V=0.0921.则 （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3.0m。塔底封头0.25m，加上底部出料高度大约0.45m，自由空间高度3.3m，故=4.0m。（5） 塔顶气相出口管高度选为0.15m。（6） 由于塔径D=0.81.0m，所以不设人孔。塔板结构为整块式。 图7 筛板塔塔高示意图3.9 塔接管尺寸计算（1） 进料管 已知F=30.92kmol/h， 故进料流量 取进料管内流速，则 进料管径 取进料管尺寸为 （即公称直径DN50）。（2） 回流管 已知 取管内流速为，则 （ 用上述计算误差不大）取回流管尺寸为（DN50）（3） 釜液产品出口管 W=8.892kmol/h=8.892*112.5/985=1.016=0.000282 取管内流速，则 取釜液出料管（即DN32）（4） 塔顶蒸汽管 已知 取，则 取塔顶蒸汽管为（DN175）（5） 加热蒸汽管 已知 取，则 取塔底加热蒸汽管为（DN175）（6） 塔顶和塔底测压管 各一个，测压接管（DN25）（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，（DN25）（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，（DN25）（9） 塔釜液位指示接管上、下各一个 共2个指示液位接管，（DN20）（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（DN80）（11） 排空管（塔顶）取（DN50）（12） 排液管（接在出液下部）（DN25）四 .塔辅助设备的计算及选型4.1 原料储罐 数量2只，流程号为 连续精馏，贮放一个班（8小时）的料，则 贮放体积 查常温（即40）下，得 原料质量分数 装料系数%，则 选择立式平底锥盖容器，规格为：32（），公称容积，计算容积，工作容积，直径D=3000mm，高度H= 4400mm，壁厚8mm，材质A3F，重量3700kg，图号R22-00-11。实际装料系数4.2 原料输送泵 数量2只，流程号为进料板高度=3.0+2.5+4.55=10.05m。塔内压力为110.2kPa，原料密度为931.9，考虑安全系数，确定泵的扬程为H=15m，流量为。选择计量泵2JB-DQ4000/6.3，所配电机为3kw，材质：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6.3。也可以选择F25-16泵。，所配电机1.1KW，重量60kg。也可以选择KCB-55齿轮泵，进、出管经为DN25，流量，排出压力为3.3，转速为1500r/min，电机2.2KW（Y100L-4）。一般选择KCB-55齿轮泵。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2.2KW足够。4.3 预热器 数量一只，流程号为E-103原料流量，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-5，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-5时苯和氯苯比热分别为31.65（10时）和35.42。查90时苯和氯苯比热分别为35.77和38.99。则苯的平均比热，氯苯的平均比热。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0.5MPa（表压），即0.6MPa绝对压力，该蒸汽的温度为158.7，汽化热为2091.1。传热热量损失按传热量的5%计，则需要传热的热量查教材上册P229管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/()。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/()。换热器流向为逆流式，平均温度为故传热面积根据化工工艺设计手册上册（修订版）P138，选择列管式固定管板换热器JB1145-73，型号规格为5()，为单管程，公称传热面积为5，计算传热面积为5.66，管长为2m，管数为38根，管子规格为。公称压力为25，材质为10# 碳钢。传热面积裕度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，其计算传热面积为4.18。4.4 筛板塔数量1只，流程号为T1044.5再沸器数量1只，流程号为E105 选用立式热虹吸式再沸器蒸发量V=40.87Kmol/h因为在130是氯苯的汽化热r=8469Kcal/kmol,再沸器的热损失按5%计算，则所传热量Q=Vr/(1-5%)=40.878469/0.95=364300 Kcal/h=423.7kw选择再沸器的总传热系数K=600w/m2平均温度差tm=158.7-131.5=27.2 传热面积S=Q/Ktm=423.7103/60027.2=26.0m2 根据化工工艺设计手册上册P144，立式热虹吸式再沸器，选择规格为45m2（8002000）直径为800mm,管长为2m,公称传热面积45 m2，计算传热面积为46.6 m2 ，管数205根，公称压力为10Kgf/cm2,材质为碳钢10。水蒸汽走壳程，氯苯走管程。设备总高大约2.8m。 根据塔弹性系数，气相Vs,max=0.52m3/s,是正常操作的Vs=0.310 m3/s的1.68倍。则最大气相负荷时所需传热面积为261.68=43.6 m2，所以能保证任务完成。4.6产品（氯苯）冷却器数量1只，流程号为E106产品流量是W=8.892kmol/h。出料氯苯从131.5冷却到50，平均比热 Cp=(41.79+36.68)/2=39.24kcal/kmol ,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。则传热量Q=8.89239.244.188(131.5-50)=33.1KW根据教材上册P229，水为冷流体，有机溶剂为热流体时，总传热系数K=280-850W/(m2 ),取K=350 W/(m2 )，则 传热面积S= Q/（Ktm）=33.1103/（35054.6）=1.73 m2选择5M2(f2732000)。与预热器一样，可以减少设备备用。4.7氯苯储槽数量2只，流程号为V107a-b氯苯流量W=8.892Kmol/h，50密度为1075Kg/m3, 则 W=8.892112.5/1075=0.9206 m3/h体积:V=8W=80.9306=7.44m3装料系数：=85% 则 选用卧式椭圆封头（JB1428-74），公积压力为10Kg/cm3，公积面积Vg=10M2，计算体积V计=10.4m2，直径D=1800mm，长L=3400mm,壁厚为8mm,重量为2280kg,材质为16Mn，图为R28-10-16。规格型号为：10m2(f18003400)4.8氯苯输送泵数量1只，流程号为P108设计流量Q=10M3/h，扬程H=25m。选择50YG60立式管道油泵，机座号312，所配电机功率为3000瓦，转速n=2950r/min。4.9全冷凝器数量1只，流程号为E109V=40.87Kmol/h,苯在80的汽化潜热为r=7353Kcal/kmol。冷却水走管程，苯蒸气走壳程，热损失小计。则传热量Q=Vr=40.8773534.186=1.258106 kJ/h=349.4kw冷却水温度从25到30.，苯蒸气由80.5冷凝为80.5的苯液体。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P229，得K=455-1140w/(m2.)，取。 则 传热面积 S= Q/（Ktm）=349.4103/（60053）=11.0 m2根据化工工艺设计手册上册P138，选择列管式固定管板换热器（JB1145-73），公称直径为DN=400mm，管长为2m，管程数为，管数为102根，管子规格为252.5，材质为10#碳钢，公称传热面积为15，计算面积为15.2。型号为15（4002000）。流程为自流式卧式冷凝器。设计压力为:10kgf/cm2。传热面积裕度 :H=(15.2-11)/11=38.2%，能保证任务。4.10分配器数量1只，流程号为A110分配器取0.8m2（7001800）卧式椭圆封头容器。设计压力为10kgf/cm2。4.11苯冷却器数量1只，流程号为E111苯流量 D=22.03kmol/h。从80.5冷却到45，在该温度范围内苯的平均比热 Cp=(33.22+35.10)/2=34.16kcal/(kmol)，故传热量 Q=22.0334.164.186（80.5-45）=1.118105kJ/h=31.1kw冷却水从25上升到30，逆流进行传热，则总传热系数 K=280-850 w/(m2)，取K=350 w/(m2)，则传热面积 S= Q/（Ktm）=31.1103/（35032.9）=2.7 m2选择与预热器一样冷却器，可以减少设备备用。即规格型号为：5M2(f2732000)。4.12 苯贮槽 数量2只，流程号为V-112a-b已知D=22.03Kmol/h,苯在45的密度为rA=852kg/m3贮放一个班8小时的料，所需容积为V=822.0378.59/852=16.3m3装料系数：f=85%，则V=16.3/0.85=19.2m3选择卧式椭圆封头容器（JB1428-74）公称压力为10kgf/cm2，公称容积20m3，计算容积为20.6 m3，直径为D=2.2m，长度L=4.6m，壁厚为10mm，材质16Mn，重量为4130Kg。图号R-28-10-22。规格型号为：20m3（22004600）实际装料分数。4.13苯输送泵 数量1只，流程号为P113选择与氯苯一样的管道油泵50YG60/3Kw.。4.14精馏系统设备一览表精馏系统设备一览表见表4-1表4-1 设备一览表流程号设备名称规 格 型 号数量材质备 注V-101a-b原料贮槽32M3(30004400)2A3F立式平底锥形P-102a-b原料输送泵2JB-DQ4000-6.3/3KW2组合件3Kw电机E-103预热器5M2(2732000)110立式椭圆封头T-104筛板塔8001020011021块筛板E-105再沸器45M2(8002000)110GCH800-10-45E-106氯苯冷却器5M2(2732000)110立式椭圆封头V-107a-b氯苯贮槽10M3(18003400)216Mn卧式椭圆封头P-108氯苯输送泵50YG60/3KW1组合件3Kw电机E-109全冷凝器15M2(4002000)110卧式椭圆封头A-110分配器0.8M3(7001800)1A3F卧式椭圆封头E-111苯冷却器5M2(2732000)110立式椭圆封头V-112a-b苯贮槽20M3(22004600)216Mn卧式椭圆封头P-113苯输送泵50YG60/3KW1组合件3Kw电机五能源消耗估算5.1 加热蒸汽消耗量加热蒸汽规格为0.5MPa(表压)的水蒸气，汽化热r=2091.1KJ/Kg(1) 预热加热蒸汽消耗量（2）再沸加热蒸汽消耗量 （3）总蒸汽消耗量5.2 冷却水消耗量 （1）氯苯冷却水消耗量（水的比热） （2）全冷凝冷却水消耗量 （3）苯冷却水消耗量 （4）总冷却水消耗量 5.3动力泵消耗量（1）原料泵消耗量一只泵连续开，电机功率3KW，即每小时耗电3度。（2）氯苯输送泵消耗电每班开1小时，电机功率3KW，即耗电3/8=0.375度（3）苯输送泵消耗电 每班开2小时，电机功率为3KW，则耗电2*3/8=0.75度（4）动力总消耗电 3+0.375+0.75=4.125度5.4 动力单耗和总耗每小时设计生产氯苯1吨，则每生产一吨氯苯消耗能源单耗如表5-1。表中0.5MPa（表压）的水蒸汽价格按500元/吨计，冷却水价格按2元/吨计，电的价格按1.5元/吨计，则动力成本见表5-1。表5-1 动力单耗动力名称规格单耗（T/T）单价（元/T）全额（元/T）备注汽0.5MPa0.9544500477.2水25，0.3MPa71.232142.5电度4.1251.56.2合计625.9每年7200吨氯苯动力能耗72006259=4506480元=450.65万元；每班动力费用为5007.2元；每天15021.6元；每月45.065万元。六对设计过程的评述和有关问题讨论6.1相关问题讨论讨论一：进料板组分的确定第3章 中在求解“精馏塔的工艺条件及有关物性的数据”时，平均摩尔质量、