【异丙苯法生产苯酚的工艺设计18000字（论文）】

异丙苯法生产苯酚的工艺设计TOC\o"1-3"\h\u第一章绪论 11.1概述 11.2苯酚的性质 11.2.1苯酚的物理性质 11.2.2化学性质 21.3产品的用途 2第二章工艺方法 32.1苯酚生产方法的比较 32.2本设计工艺流程介绍 3第三章物料与能量衡算 53.1概述 53.1.1物料衡算总论 53.1.2物料衡算目的 53.1.3物料衡算任务 63.1.4能量衡算概述 63.1.5热量衡算原理 63.1.6热量衡算任务 63.21B9 73.2.1流程模拟 73.2.2物料衡算 73.2.3能量衡算 83.3E101 83.3.1流程模拟 83.3.2物料衡算 83.3.3能量衡算 93.4R0201 103.4.1流程模拟 103.4.2物料衡算 103.4.3能量衡算 113.5T101 113.5.1流程模拟 113.5.2物料衡算 123.5.3能量衡算 133.6T0102 133.6.1流程模拟 133.6.2物料衡算 133.6.3能量衡算 143.7T0201 153.7.1流程模拟 153.7.2物料衡算 153.7.3能量衡算 163.8T0202 163.8.1流程模拟 163.8.2物料衡算 173.9能量衡算 183.10V104 183.10.1流程模拟 183.10.2物料衡算 183.11能量衡算 19第四章塔设备设计 214.1设计概述 214.2塔设备选型 214.2.1概述 214.2.2塔设计要求 214.2.3塔的类型 224.2.4填料塔 234.2.5填料塔和板式塔的比较 244.2.6塔型的结构与选择 254.3塔设计计算 264.3.1水力学参数 264.3.2塔径的计算 264.3.3工艺尺寸的计算 284.4流体力学验算 324.4.1降液管液泛 324.4.2停留时间 344.4.3雾沫夹带量校核 344.4.4严重漏液校核 354.5精馏段塔板负荷性能图 354.5.1漏液线 354.5.2过量雾沫夹带线 354.5.3液相负荷下限线 354.5.4液相负荷上限线 354.5.5液泛线 364.5.6负荷性能图 364.6提馏段塔板负荷性能图 374.6.1漏液线 374.6.2过量雾沫夹带线 374.6.3液相负荷下限线 384.6.4液相负荷上限线 384.6.5液泛线 384.6.6负荷性能图 39第五章换热器设备设计 405.1概述 405.2选型依据 405.2.1选型原则 405.2.2换热器类型 415.2.3换热管规格选择 435.2.4换热面积 445.2.5折流板 445.3流股条件 445.4计算传热面积 455.5换热管选取 455.5.1换热管规格及流速选定 455.5.2管程流通截面积 465.5.3单程管数 465.5.4管程数 465.5.5换热管排列方式 475.6再沸器壳体内径计算 475.7再沸器进口管径选取 485.8直流板的选取 485.9总传热系数校核 49第六章泵和管道的计算 516.1概述 516.1.1泵的选型要求 516.1.2选型原则 526.2T101出料泵计算 526.3T102出料泵计算 546.4管道计算 566.4.1T101进料管 566.4.2E102进料管 576.4.3T101塔顶出料管 576.4.4T101塔底出料管 58总结 59致谢 60参考文献 61摘要苯酚是一种重要的有机化工原料，被广泛地应用于树脂、医药、染料以及农药等行业。现如今，生产工艺方法有多种：磺化法、氯化法、拉西法、环己烷法、苯直接氧化法、甲苯氧化法以及异丙苯法。本次毕业设计，采用异丙苯法，年产15万吨苯酚，采用异丙苯、氧气原料生产苯酚，项目中首先进行了工艺流程的设计，得出了生产苯酚的反应工段和分离工段，然后，为了模拟，使用AspenPlus软件，获取每个设备的能量衡算结果，并以能量衡算结果进行设备设计的计算，主要对精馏塔T201进行详细设计。得出了其尺寸和负荷性能图。还对换热器、泵和部分管道进行详细的选型计算。最后采用CAD软件进行了流程图的绘制。关键词：苯酚；毕业设计；异丙苯；精馏塔；换热器第一章绪论概述苯酚是重要的化工原料。在我国，苯酚的市场非常好。苯酚作为重要的有机原料，被广泛使用。它主要用于酚醛树脂、双酚A以及环氧树脂、苯胺胶和烷基酚等的制造，还广泛应用于医药、染料、农药、合成洗涤剂等行业。近些年，由于中国电子汽车工业、通信产业和建筑业的发展，中国苯酚、丙酮市场前景相当好。苯酚丙酮产品也是广泛需要的。当今，在世界上最重要的苯酚、丙酮生产方法就是异苯丙法。由此法生产出来的苯酚丙酮的生产总量占到了世界总产量的90%以上。苯酚的性质苯酚的物理性质表1苯酚的物理性质中文名苯酚外文名Phenol别名石灰酸化学式C6H5OH分子量94.11CAS登入号108-95-2熔点℃43沸点℃181.9闪点℃85密度(g/ml)1.071折射率1.54饱和蒸气压(kPa)0.13(40.1℃)燃烧热(kJ/mol)3050.6临界压力（MPa）6.13临界温度(℃)419.2辛醇/水分配系数的对数值1.46爆炸上限%（V/V）8.6爆炸下限%（V/V）1..7引燃温度（℃）715溶解性混溶于醚、甘油、乙醇等物质化学性质（1）苯酚苯酚具有特殊的臭味，但其稀溶液有甜味，而且很容易吸收空气中的水分。非常具有腐蚀性。强大的化学反应能力。可与醛、酮、水杨酸相互作用。与醛和酮的反应可以产生树脂醛，BPA和醋酐，与水杨酸的反应可以产生醋酸苯酯和水杨酸酯。卤化、氢化、氧化、烷基化、羧基化、酯化、醚化等反应也可以进行。苯酚在常温下为固体，加热后为液体。常温下，苯酚与钠不能发生完全反应，将加热后的苯酚与钠反应，苯酚会被还原，且随着苯酚加热温度的不同，其衍射也不一样，这会影响实验的有效性。产品的用途重要的有机化工原料中苯酚就是其中之一，这可以用它来生产己二酸，水杨酸，五氯酚，酚醛树脂以及2,4-D，己内酰胺和苦味酸还有酚n-乙酰乙氧基苯胺等化工产品和中间体，在化工原料、合成纤维、合成橡胶、医药、印染、涂装和炼油等工业具有重要的用途。此外，苯酚的水溶液将植物细胞染色体中的蛋白质与DNA分离。人们利用这个特点现将植物用苯酚肉业浸泡，后对DNA进行染色。

工艺方法苯酚生产方法的比较异丙苯法虽然异丙苯法发展时间比较晚，几十年就得到了迅速的发展。这种方法的苯和丙烯以AlCl3或固体磷酸为催化剂，通过烷基化反应（工业上也称为烃化反应）产生异丙苯，异丙苯在液相加热，之后通入空气、经过催化氧化产生过氧化氢异丙苯，再用酸分解成苯酚和丙酮。具体反应方程式如下：①烃化反应②氧化反应③酸分解此种方法腐蚀明显减轻，污染也减轻，技术也相当成熟。原材料可以来原十分丰富，可以来自于石油炼制的副产物。磺化法：此法对设备腐蚀严重，且副产物利用价值小，污染严重。氯化法：此法腐蚀相当严重，能耗大，也未被采用。拉西法：此法虽操作条件温和，但唯独过高时，防腐材料仍不够用。环己烷法：此法未实现工业化。苯直接氧化法：没有合适的催化剂，仍未实现工业化。甲苯氧化法：能源利用不合理，且甲苯与苯价格相当，使用较少。综上所述，异丙苯法具有众多优点，技术成熟，因此本设计采用异丙苯法。本设计工艺流程介绍本设计采用异丙苯法生产苯酚，以异丙苯和空气（主要含氧气和氮气）为原料生产苯酚。原料异丙苯用异丙苯原料泵P101增压后，经过E101产物原料换热器，E102原料预热器后与富氧空气（O225%）通入氧化反应器R101，发生氧化反应生成过氧化氢异丙苯、二甲基苄醇等。反应器设有气液相两个出口，反应气经过E103反应气冷凝器水冷后去闪蒸罐V104气液分离，气相送往尾气吸收工段，液相送往异丙苯回收工段，反应液换热后进入异丙苯回收塔T101,塔顶回收异丙苯并排除不凝气，塔底进入T0102脱重塔，脱除副反应产生的二甲基苄醇等重组分，塔顶过氧化氢异丙苯经冷凝器E0201换热后，由泵P0201送往反应器R0201，反应生成苯酚和副产物丙酮，反应产物，送至分离塔T0201，塔底分离出苯酚产品，待冷却后送至储罐，塔顶馏出丙酮混合液并排除不凝气，混合液送往精馏塔T0202,在塔顶得到丙酮副产物，并排除不凝气体，塔底馏出废液送去废水处理站。图1工艺流程图

物料与能量衡算概述物料衡算总论本项目拟建一套年产15万吨异丙苯法制苯酚氧化工段工艺设计。查找文献得出工艺路径，经过化工软件模拟得出工艺数据，由工艺设计转为设备设计，根据工艺数据确定设备类型，再结合工艺数据和设备类型计算得出设备尺寸。首先对整个生产系统中主要反应器和换热器尺寸计算，得出数据算出输送物料所需泵的功率和管道的尺寸。通过工艺路线来确定主产品和副产品以及三废的组成。通过工艺路线与原料性质确定产品成分，废水，废液，废气成分。根据最终数据评估项目经济性，工艺路线先进性，生产方法合理性。物料衡算目的确定工艺流程后，进行物料衡算，计算原材料总投入，根据转换关系，计算产品和副产品的产量和产率，还有就是中间产物的量。物料衡算的结果也是能量和设备选型的基础。物料衡算的过程是通过已知的物流产生的化学过程相对应的平衡或物料分离过程的物料条件来确立其他未知的流量或者是物料组成。该过程的计算通式如下所示：累积在系统中=输入输出+总消耗在此公式中，所消耗物质是化学反应产生或消耗的量，累计量可为正或负。当系统中剩余的物料量不是零时，过程是不稳定的。若停留量为零时，那该过程被认定是一个稳定的过程：进量=出量+消耗稳定过程中无化学反应：进料量=出料量物料衡算的方式可以通过物料的总质量、元素平衡或组分平衡来衡量。物料衡算的形式如下表所示：表2物料衡算形式类别衡算方式是否有化学反应无有总式以总物料质量为基准符合符合以总物质的量为基准符合不符合组分式以组分质量为基准符合不符合以组分物质的量为基准符合不符合元素原子式以原子质量为基准符合符合以原子物质的量为基准符合符合物料衡算任务本项目设计的苯酚生产工艺的操作方式、操作时间、主要任务如下：（1）操作方式：连续性操作（2）操作时间：8000h（3）主要任务：以顺推法计算原料到产品的物料投入量、转化量、产品产量。能量衡算概述本项目拟建一套年产15万吨异丙苯法制苯酚和丙酮氧化工段工艺设计。工业操作过程中，物料的转移也会带动能量的改变，转移的过程中，难免会在物料和能量上有所损失，一般物料损失和工艺的技术先进程度有关，也和人员操作有关，损失一般比较小，能量的损失一般根据能量的大小而改变，过程中能量越大，损失越多。能量衡算的目的是确定生产过程中能量的转移和损失，以及设备热负荷。根据能量衡算的结果以及设备的计算数据选择合适的设备。热量衡算原理热量衡算的总方程式：式（3-1)在此公式中，——是输入设备热量的总值；——表示输出设备热量的总值；——表示损失热量的总值。连续性的系统：Q+W=Hout−Hin其中，Q——设备的热负荷。W——输入系统的机械能。∑Hout——离开设备的各物料焓之和。∑Hin——进入设备的各物料焓之和。热量衡算的基准是以单个设备计算。能量衡算的点主要是物理进出的变化和过程中发生的化学变换带来的能量差异。计算出各个部分的能量变化或储蓄的能量，再根据热量衡算的总方程式做平衡计算。计算过程中，会了解各个部分的能量变化量，根据计算结果调整设备能量输入和输出，做到节能减耗。热量衡算任务本次苯酚的设计生产工艺。需要进行热量衡算的有以下几个任务：（1）在运输的设备方面，需要确定设备具体的运转功率等参数，为后面的设备选型提供参考依据。（2）围绕单元操作计算的方面上，比如某个塔的热量衡算，需要确定它的具体热负荷数值，并以此来计算冷热工程的用量。（3）在反应器的反应温度设计上，需要计算额外的加热量或者冷却量，并以此来确定冷热工程的工程用量数值。1B9流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图2流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表3进出料流股表单位111011121113质量流量kg/hr89715.282869900.724919814.5579O2kg/hr309.0707309.07070.0000N2kg/hr1707.09441707.09440.0000YBBkg/hr67929.962367862.032367.9300GYHQYBBkg/hr18978.233118.978218959.2549BYTkg/hr13.64230.000013.6423EJJBCkg/hr773.73070.0000773.7307H2Okg/hr0.00000.00000.0000CH3OHkg/hr3.54933.54930.0000BFkg/hr0.00000.00000.0000ACETONEkg/hr0.00000.00000.0000A-JJBYXkg/hr0.00000.00000.0000质量分率O20.00340.00440.0000N20.01900.02440.0000YBB0.75720.97080.0034GYHQYBB0.21150.00030.9568BYT0.00020.00000.0007EJJBC0.00860.00000.0390H2O0.00000.00000.0000CH3OH0.00000.00010.0000BF0.00000.00000.0000ACETONE0.00000.00000.0000A-JJBYX0.00000.00000.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表4能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr766.3690766.36900.0000质量kg/hr89715.282889715.28280.0000焓kW(8887.2253)(1700.7521)(0.8086)E101流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图3流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表5进出料流股表单位1219110111质量流量kg/hr155993.7119150242.8500155993.7119150242.8500O2kg/hr0.00030.00000.00030.0000N2kg/hr0.00170.00000.00170.0000YBBkg/hr122541.7802150242.8500122541.7802150242.8500GYHQYBBkg/hr32113.84040.000032113.84040.0000BYTkg/hr23.07410.000023.07410.0000EJJBCkg/hr1309.04330.00001309.04330.0000H2Okg/hr0.00000.00000.00000.0000CH3OHkg/hr5.97200.00005.97200.0000BFkg/hr0.00000.00000.00000.0000ACETONEkg/hr0.00000.00000.00000.0000A-JJBYXkg/hr0.00000.00000.00000.0000质量分率O20.00000.00000.00000.0000N20.00000.00000.00000.0000YBB0.78561.00000.78561.0000GYHQYBB0.20590.00000.20590.0000BYT0.00010.00000.00010.0000EJJBC0.00840.00000.00840.0000H2O0.00000.00000.00000.0000CH3OH0.00000.00000.00000.0000BF0.00000.00000.00000.0000ACETONE0.00000.00000.00000.0000A-JJBYX0.00000.00000.00000.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表6能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr2490.52822490.52820.0000质量kg/hr306236.5620306236.56200.0000焓kW(28393.6240)(28393.6240)0.0000R0201流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图4流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表7进出料流股表单位117118质量流量kg/hr32181.909132181.9091O2kg/hr0.000033.7583N2kg/hr0.00000.0000YBBkg/hr61.318461.3184GYHQYBBkg/hr32112.3394160.5617BYTkg/hr2.12342.1234EJJBCkg/hr6.12806.1280H2Okg/hr0.000038.0118CH3OHkg/hr0.00000.0000BFkg/hr0.000019559.7398ACETONEkg/hr0.000012070.9146A-JJBYXkg/hr0.0000249.3533质量分率O20.00000.0010N20.00000.0000YBB0.00190.0019GYHQYBB0.99780.0050BYT0.00010.0001EJJBC0.00020.0002H2O0.00000.0012CH3OH0.00000.0000BF0.00000.6078ACETONE0.00000.3751A-JJBYX0.00000.0077能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表8能量衡算表总计单位入出生成相对差摩尔kmol/hr211.5702422.5676210.99740.0000质量kg/hr32181.909132181.90910.0000焓kW-8178.6111-23157.48990.6468T101流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图5流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表9进出料流股表单位110112113114质量流量kg/hr155993.7119122480.928633500.564112.2191O2kg/hr0.00030.00000.00000.0003N2kg/hr0.00170.00000.00000.0017YBBkg/hr122541.7802122468.254061.318412.2078GYHQYBBkg/hr32113.84040.725732113.11470.0000BYTkg/hr23.07412.188020.88600.0001EJJBCkg/hr1309.04333.79821305.24510.0001H2Okg/hr0.00000.00000.00000.0000CH3OHkg/hr5.97205.96280.00000.0092BFkg/hr0.00000.00000.00000.0000ACETONEkg/hr0.00000.00000.00000.0000A-JJBYXkg/hr0.00000.00000.00000.0000质量分率O20.00000.00000.00000.0000N20.00000.00000.00000.0001YBB0.78560.99990.00180.9991GYHQYBB0.20590.00000.95860.0000BYT0.00010.00000.00060.0000EJJBC0.00840.00000.03900.0000H2O0.00000.00000.00000.0000CH3OH0.00000.00000.00000.0008BF0.00000.00000.00000.0000ACETONE0.00000.00000.00000.0000A-JJBYX0.00000.00000.00000.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表10能量衡算表总计单位入出相对差摩尔kmol/hr1240.52821240.52820.0000质量kg/hr155993.7120155993.71200.0000焓kW(15206.2559)(13741.9710)(0.0963)T0102流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图6流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表11进出料流股表单位113115116质量流量kg/hr33500.56411318.655032181.9091O2kg/hr0.00000.00000.0000N2kg/hr0.00000.00000.0000YBBkg/hr61.31840.000061.3184GYHQYBBkg/hr32113.11470.775232112.3394BYTkg/hr20.886018.76262.1234EJJBCkg/hr1305.24511299.11716.1280H2Okg/hr0.00000.00000.0000CH3OHkg/hr0.00000.00000.0000BFkg/hr0.00000.00000.0000ACETONEkg/hr0.00000.00000.0000A-JJBYXkg/hr0.00000.00000.0000质量分率O20.00000.00000.0000N20.00000.00000.0000YBB0.00180.00000.0019GYHQYBB0.95860.00060.9978BYT0.00060.01420.0001EJJBC0.03900.98520.0002H2O0.00000.00000.0000CH3OH0.00000.00000.0000BF0.00000.00000.0000ACETONE0.00000.00000.0000A-JJBYX0.00000.00000.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表12能量衡算总计单位入出相对差摩尔kmol/hr221.2702221.2702(0.0000)质量kg/hr33500.564133500.5641(0.0000)焓kW(7681.1434)(7675.7393)(0.0007)T0201流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图7流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表13进出料流股表单位118121125BF质量流量kg/hr32181.909173.648312542.501319565.7595O2kg/hr33.758331.79621.96210.0000N2kg/hr0.00000.00000.00000.0000YBBkg/hr61.31840.015261.30320.0000GYHQYBBkg/hr160.56170.0000159.62640.9353BYTkg/hr2.12340.00000.00002.1234EJJBCkg/hr6.12800.00000.00006.1280H2Okg/hr38.01180.096337.91550.0000CH3OHkg/hr0.00000.00000.00000.0000BFkg/hr19559.73980.00003.169719556.5701ACETONEkg/hr12070.914641.716212029.19840.0000A-JJBYXkg/hr249.35330.0244249.32610.0028质量分率O20.00100.43170.00020.0000N20.00000.00000.00000.0000YBB0.00190.00020.00490.0000GYHQYBB0.00500.00000.01270.0000BYT0.00010.00000.00000.0001EJJBC0.00020.00000.00000.0003H2O0.00120.00130.00300.0000CH3OH0.00000.00000.00000.0000BF0.60780.00000.00030.9995ACETONE0.37510.56640.95910.0000A-JJBYX0.00770.00030.01990.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表14能量衡算总计单位入出相对差摩尔kmol/hr422.5676422.56760.0000质量kg/hr32181.909132181.9091(0.0000)焓kW(23157.4899)(21202.1694)(0.0844)T0202流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图8流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表15进出料流股表单位125124126ACETONE质量流量kg/hr12542.5013544.537810.967511986.9961O2kg/hr1.96210.00001.27720.6849N2kg/hr0.00000.00000.00000.0000YBBkg/hr61.303261.30320.00000.0000GYHQYBBkg/hr159.6264159.62640.00000.0000BYTkg/hr0.00000.00000.00000.0000EJJBCkg/hr0.00000.00000.00000.0000H2Okg/hr37.915527.57100.006310.3382CH3OHkg/hr0.00000.00000.00000.0000BFkg/hr3.16973.16970.00000.0000ACETONEkg/hr12029.198443.54159.683911975.9729A-JJBYXkg/hr249.3261249.32610.00000.0000质量分率O20.00020.00000.11650.0001N20.00000.00000.00000.0000YBB0.00490.11260.00000.0000GYHQYBB0.01270.29310.00000.0000BYT0.00000.00000.00000.0000EJJBC0.00000.00000.00000.0000H2O0.00300.05060.00060.0009CH3OH0.00000.00000.00000.0000BF0.00030.00580.00000.0000ACETONE0.95910.08000.88300.9991A-JJBYX0.01990.45790.00000.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表16能量衡算总计单位入出相对差摩尔kmol/hr212.9824212.98240.0000质量kg/hr12542.501312542.50130.0000焓kW(14260.0981)(14260.1427)0.0000V104流程模拟本次设计采用aspenV11.0进行模拟，物料流程图如下：图9流程模拟图物料衡算经过模拟计算后，得到如表所示的物料衡算结果：表17进出料流股表单位161718质量流量kg/hr26159.9312836.327425323.6037O2kg/hr1884.00930.00001884.0093N2kg/hr23111.12100.000023111.1210YBBkg/hr1145.9466817.6539328.2927GYHQYBBkg/hr16.782216.76520.0169BYTkg/hr0.05500.05090.0041EJJBCkg/hr1.82091.76720.0537H2Okg/hr0.00000.00000.0000CH3OHkg/hr0.19610.09020.1059BFkg/hr0.00000.00000.0000ACETONEkg/hr0.00000.00000.0000A-JJBYXkg/hr0.00000.00000.0000质量分率O20.07200.00000.0744N20.88350.00000.9126YBB0.04380.97770.0130GYHQYBB0.00060.02000.0000BYT0.00000.00010.0000EJJBC0.00010.00210.0000H2O0.00000.00000.0000CH3OH0.00000.00010.0000BF0.00000.00000.0000ACETONE0.00000.00000.0000A-JJBYX0.00000.00000.0000能量衡算经过模拟计算后，得到如表所示的能量衡算结果：表18能量衡算总计单位入出相对差摩尔kmol/hr893.5418893.5418(0.0000)质量kg/hr26159.931226159.93120.0000焓kW(161.9061)(161.9057)(0.0000)

塔设备设计设计概述设备选型在项目建设中具有极其重要的地位。从工艺设备上来看，化工设备具体可分为两大类，其一是标准型设备，其二就是非标准性设备。本项目拟建一套年产15万吨异丙苯法制苯酚和丙酮氧化工段工艺设计。本次设备设计对部分的主要设备进行选型设计，过程中主要确定设备的直径、高度等基本尺寸，部分设备的制造材料、接口尺寸。为设备的制图做基础。塔设备选型概述精馏塔以气液或液液等形式来进行质量交换，从而达到物质分离的的目的。塔器是化学、制药和其他工业分离的常见和关键设备。塔设计要求(1)确定具体的分离效率，并核算出与之对应的塔高。(2)从设计选型中选出兼顾生产能力和单位塔截面积处理量的设计。(3)实际生产中，传质分离的效果与操作弹性系数有着息息相关的联系。对于实际的气液负荷曲线来说，把分离效率最高的点所处的位置下调15%的，与之对应的最大负荷和最小负荷，它们的比值称为操作弹性。通常，在这一区间，操作趋于平稳。(4)从流体力学的角度来看，通过的气体阻力越小，它的输送功率就越低。(5)造型简单，造价相对低廉，设备的原材料来源丰富，在加工、维修和制造上方便快捷，能应对多种场景。塔的类型（1）板式塔常见的板式塔如下。通常，把塔内有多层塔板的塔称为板式塔。每一层塔板上都能进行热量传递和物质传递，再通过辨别塔板的形状、塔板的结构或者气液两相在塔板上的表现，就能大致确定这个塔的类型。例如筛板塔、波纹型板塔、喷射塔等。=1\*GB3①浮阀塔浮阀塔的具有效率高、产量大的特点。同时，由于结构设计，它的传递物质的效率也优于其他塔，也具有雾沫夹带量少、液面梯度较为平缓、塔设计结构简单的特点。=2\*GB3②泡罩塔泡罩塔由于结构设计，气相与液相能充分接触，有较大的操作弹性，但这也导致了它的分离效率较低，而且，需要使用较多的金属来保证塔体的强度，加工相对复杂，在应用层面处于劣势地位。=3\*GB3③筛板塔筛板塔是板式塔最简单的结构，它有一个降液管，孔径取4至8毫米。由于结构简单，制造方便，具有强大的加工能力，塔体清洁方便，结构部件的维修，更换方便。但是，操作范围相对较小，仅适用于粘度较低的物料，以防止堵塞。④波纹穿流板塔波纹流板塔是近年来开发的一种新型板式塔，从气液两相流经路径来看，它们从塔板上穿流通过，不具有降液管，具有制造方便、生产能力强的特点。同时，由于雾沫夹带量较小，塔内压强小，塔体内方便清洁，不容易堵塞。目前来看，中国使用最广泛的浮阀塔类型是F1、V-4和T型，其中F1型浮阀塔结构最简单、应用最广泛。表19三种阀主要尺寸阀的类型F1型（重阀）V-4型T型筛孔直径/mm393939阀片直径/mm484850阀片厚度/mm21.52最大开度/mm8.58.58静止开度/mm2.52.51.0-2.0阀片质量/mm32-3435-2630-32填料塔填料塔的外形呈圆筒状，能填充一层或者多层填料。气相从塔底进，液相从塔顶进，热量传递和物质传递主要在填充物料的表层进行，因此，选择正确的填料是填料塔的关键地方。填料塔有很多类型，从装填类型，可以分为标准散装填料和规整填料，其原则有以下几方面：（1）对比表面积、通量、传质效率有相当高的要求：（2）填料塔压降较小：（3）操作性能高，流动流体的再分布性能较好：（4）塔体机械强度适宜，成本低：要从类型、填料规格、填料材料多方面考虑填料的选择。填料的主要几种类型有拉西环、鲍尔环以及阶梯环等。包装形式又有波纹、网格以及缠绕等方式。九种常用填料的性能评价见表20:表20九种常用填料性能对比排序填料名称评价评估值1丝网波纹填料效果很好0.862孔板波纹填料效果非常好0.613金属Intalox效果非常好0.594金属鞍形环效果非常好0.575金属阶梯环效果不错0.536金属鲍尔环效果不错0.517瓷Intalox效果还行0.418瓷鞍形环效果差0.389瓷拉西环效果差0.36填料的选择既要满足工艺条件，也要满足生产条件，还要节约成本，使设备等投资费用达到最低。填料塔和板式塔的比较表21精馏塔的主要类型及特点类型板式塔填料塔结构特点不同类型的气液接触元件或者特殊结构被安装在每一层板上有鲍尔环、鞍型填料、拉西环等乱堆的散装填料，以及波纹板、格栅等整砌的规整填料在塔内设置操作特点气液逆向流动，并且一层一层接触微分式接触，可以使用并流操作，也可以使用逆流操作设备性能空塔速度（亦即生产能力）高，效率高而且稳定；塔压降大，液体量大，可操作范围大。塔径高则空塔气速低，反之亦然，液相的喷淋密度要大，但持液量不宜过大，可操作范围大，效率低制造与维修安装直径在600mm以下的塔比较困难，消耗金属材料数量大制做新型填料比较复杂，检查修理困难，制造价格昂贵，因此可以使用非金属材料制做，但会造成安装艰难麻烦适用场合处理数量大，可操作范围大，带有污垢的物料处理液气比值较大，腐蚀性强，真空操作要求压力降小的物料确定塔的参数选型需要综合各种因素，例如操作物质的物性，操作的条件，塔的适应性，同时还要为塔的制造，安装以及维修的难度，还有塔体的材料和成本。在精馏段，若是真空精馏或常压精馏，由于填料塔的塔内空间利用充分，能提供更大的传质面积，导致气相与液相能充分接触，因此，填料塔的效率比板式塔的效率更高，这时能优先考虑填料塔。当考虑加压精馏的场景时，由于填料塔的投资大，且耐波动能力较弱，此时便不推荐填料塔。总的来说，具体选型应着重考虑以下几个方面：（1）物性因素物料容易起泡，处理的量又比较小时，选择填料塔比较好，若选择板式塔容易出现液泛现象。对于腐蚀性较强的物系，最好选择填充塔，但当必须选择板塔时，可以考虑筛板塔，筛板塔的结构简单，制造成本低，结构件更换更方便。对于热敏材料，应选择压降较小的塔类型。对于较大的粘性材料系统，可以选择更大的填料塔。对于含有悬浮物质的材料，应选择液相流通道大的塔类型，优先选择板式塔。对于在运行过程中具有较大热效应的系统，优先考虑板式塔。（2）操作条件因素当液体负荷较大时，可以选择使用填料塔。当气相传质阻力较大时，适合使用填料塔。（3）其他因素通常，当塔体直径大于800mm时，优先考虑板式塔最优，否则选择填料塔。填料塔采用吸收和解吸，能达到良好的传质效果，因为它具有通量大、阻力小、传输效率高等性能。因此，在实践中，大部分过程的吸收，解吸和气体清洗多使用填料塔。塔型的结构与选择主要有这几个塔设备结构：塔体，附件，支座，及内件。塔体的结构相对来说比较简单，主要是由筒节和封头组成的。多节塔体会焊接成为一个整体当塔体的直径大于800毫米时；反之则塔体会分成多个被制造，之后再用法兰将它连接在一起，成为一个整体的结构；板式塔的塔内件主要是塔盘，填料塔的内件主要是填料制支承，同时也是物料经过的区域；（3）裙式支座则是平常比较多为使用的支座；（4）附件则包含各种扶梯、手孔、接管、吊柱、人孔、平台等。并且同一时刻，要考虑经济成本、物料的特殊物性以及操作压力的具体范围等因素。塔设计计算本次计算以塔T201为例，塔顶温度41.245℃，塔底温度194.127℃，塔板数50块，操作压力为0.15MPa，计算过程具体如下。水力学参数选取塔板上气液相负荷最大的第1块塔板进行校核和手工计算，提取Aspenplus各塔板上的物性参数，然后再用Aspenplus进行塔的校核和设计，确保计算的正确性可以经过对比来实现。表22塔板物性数据物性参数符号液体L气体V温度/℃T41.245102.085质量流率/（kg/h）-31508.00031581.600体积流率/（m3/h）-40.59511669.400密度/（kg/m3）ρ776.1472.706表面张力/（dyne/cm）σ21.631—塔径的计算物性性质、操作弹性、塔高、分离效率、塔的安装、检修以及塔径等因素与塔板间距HT的选取有关。在进行设计的时候可以根据塔径的大小，由表23列出的塔板间距的经验数值中进行选择。表23塔板间距和塔径的关系塔径Di/m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.02.0～2.4>2.4板间距HT/mm200～300300～350350～600450～600500～800≥800初选塔板间距HT=500mm板上液层高度hL=60mmHT-hL=440mm气液两相流动参数：L图10史密斯关联图查图10得C20矫正到表面张力为21.631mN/m时C=u取安全系数为0.600，则空塔气速为u=0.600D=按标准塔径圆整后为：D=2.400m塔截面积为：A实际空塔气速为：u=安全系数u在0.5~0.8 范围间，合适。工艺尺寸的计算以精馏段计算为例。（1）溢流装置计算当塔径D=2.400m，单溢流弓形降液管可以被选择，使用凹形受液盘。计算具体如下：①降液管尺寸取堰长：l弓形降液管的几何关系图如下所示：结构参数图查得：图11弓形降液管的几何关系图结构参数查图得：A由此得弓形降液管所占面积：A弓形降液管宽度：W验算：液体在降液管的停留时间：τ=合适。②溢流堰尺寸因为受液盘为凹形受液盘，所以没有内堰。L图12液流收缩系数由《化工原理》（夏清、贾绍义编制）图液流收缩系数计算图查得：E=1.02由弗朗西斯公式，堰上液层高度ℎ溢流堰高：hw=hL-③降液管底隙高度h计算公式：h一般u0'=（0.06-0.25）m/s，本设计取u0选用凹形受液盘，深度hw（2）阀孔数选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，气体动能因数F0的数值一般在8～最开始可以取动能因数F0u每层塔板上阀孔个数n=（3）阀孔排列塔板可以被分为四个区域，如下：①溢流区受液盘及降液管所占的区域：W②安定区鼓泡区与溢流区之间的面积安定区宽度一般在60-70mm，此次设计可以选取WS③无效边缘区环绕塔壁边缘区域，主要支撑塔板边缘。无效边缘区宽度一般在50-60mm，取WC④鼓泡区塔板上气液接触的有效面积开孔区面积AaAx=r=所以A采用等腰三角形错列，底边长L0=75mm，排间距t=取t=180mm阀孔排数：n阀孔气速u动能因数F0=u（4）开孔率φ=Aφ=开孔率在10-15%之间，满足要求。流体力学验算降液管液泛降液管内清液层高度：H（1）降液管阻力ℎ（2）塔板压降ℎ①干板阻力临界孔速:u阀全开前（u0ℎ阀全开后（u0ℎ所以ℎ②板上充气液层阻力取充气系数ε0hl=ε所以：hP=hc+计算H当选取降液管中泡沫层相对密度∅=0.5时，则φ（HT可见，Hd＜∅（HT+hw停留时间有必要确保液体在管中停留超过5s，以便允许液体中所含气体的排放。τ=可见，所夹带气体可以释出。雾沫夹带量校核泛点率计算公式：F=板上液体流经长度：ZL=D-2W板上液流经面积：Ab=AT-2A泛点负荷系数CF由泛点负荷系数图查得CF=0.130图13泛点负荷系数并取物性系数K=1.5，将以上数据代入得到F=0.346及F=0.398可见两者均低于80%，因此雾沫夹带量可满足<0.1千克（液体）<0.1千克（气体）的要求。严重漏液校核阀门孔的动能系数<5时，严重泄漏将会发生，而先前计算得到F0=u精馏段塔板负荷性能图漏液线对于F1重型阀门，由于动能因子F0＜5时，严重漏液将会发生，所以采用F0=5V过量雾沫夹带线根据雾沫夹带校核可知，对于本塔，取泛点率F=0.8，那么0.8=化简得：VV液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度how必须要大于0.006m。取howh取E=1.00，代入lw，求得（液相负荷上限线液体的最大流量应该保证停留在不少于3s在降液管中，并选择液体在降液管中的停留时间的下限为τ=5s，则（液泛线液泛线计算公式aV其中，a=1.91×b=∅c=d=(1+ε（取∅=0.5，整理得V负荷性能图将以上五条线标绘在同一VS−LS直角坐标系中，塔板的操作负荷性能图如图所示。将设计点（LV图14负荷性能图提馏段塔板负荷性能图漏液线对于F1重阀，因动能因数F0＜5时，会发生严重漏液，故取FV过量雾沫夹带线根据雾沫夹带校核可知，对于本塔，取泛点率F=0.8，那么0.8=化简得：VV液相负荷下限线对于平直堰来说，其堰上液层高度how必须要大于0.006m。取hh取E=1.00，代入lw，求得（液相负荷上限线液体的最大流量应保证停留时间不低于3s在降液管中，液体在降液管中的停留时间的下限可以选择τ=5s，则（液泛线液泛线计算公式aV其中，a=1.91×b=∅c=d=(1+ε（取∅=0.5，整理得V负荷性能图将上述五条线描绘在同一VS−LS直角坐标系中，塔板的操作负荷性能图如图所示。将设计点（LS，VS）如p点所示标绘在图中，根据V图15提馏段负荷性能图

换热器设备设计概述两个或多个温度不同的物体温度趋向于相同温度的装置叫做换热器。换热器的本质是把热量相对较高的物体温度转移到温度较低的物体身上。换热器是作为不同温度物体之间的桥梁。换热器是日常生活中都会接触到的事物，在各个领域中占有重要地位。选型依据表24换热器选型依据名称标准号《U形管式换热器型式与基本参数》JB/T4717—92《固定管板式换热器型式与基本参数》JB/T4715-92《立式热虹吸式重沸器型式与基本参数》JB/T4716-92《浮头式换热器和冷凝器型式与基本参数》JB/T4714-92《管壳式换热器》GB151-1999《管壳式换热器用缠绕垫片》JB/T4719—92选型原则在换热器的实际选型上，需要综合考虑各种因素，如：物料的压力、温度等因素，还有允许的物料压力下降范围、设备的清洗便捷性、制造成本和使用寿命等。不同的工艺条件和操作条件，根据实际的机械设计需求，因地制宜，选择最适合的换热器类型，就能有效降低能耗。实际选型过程，要符合一下几个要求：（1）在工艺和操作上首先要保证的是设计出来的换热器和工艺要求上一致，质量必须达标，并且操作稳定。还需配备阀门和计量相关的仪表，并能对实时变化的流体的流量、压力、温度等参数做出反应，以控制换热器处于稳定状态。其次，当换热器发生故障时，还需及时检修。（2）在经济上达到设计要求后，还需考虑一定的经济因素。比如结构件安装简单，材料获取途径丰富、成本低廉实惠等。同时，尽量做到节能环保，充分利用已有的资源，比如利用废热等。（3）在安全上考虑极端的生产状况，若生产流程或操作不当引起的爆炸、毒害气体时，要及时采取安全措施。例如在设备的材料强度验算上，除了规定一定的安全系数外，还需考虑因故障导致的压力极端变化造成的超高压或者真空，因此，还需加装安全阀来应对这种情况。换热器类型换热器类型多，根据传热方式的不同，主要有三种类型：壁间型、蓄热型以及混合型。其中，间壁型换热器又有板式、夹套式和管式之分。管壳式交换器的可靠性很高，与其他种类繁多的换热器相比，适应性强，已广泛应用于工业领域。（1）管壳式换热器挡板、换热器、壳体、封头和管板是管壳式换热器的主要组成部分。当中，普通碳钢、不锈钢或铜这些材料在工业上被广泛地运用到换热器的材料上。管程的流体一般从封头连接管进入，充分换热后，从另一头流出；而壳程流体从壳程直接进入接管，充分换热后流出。（2）固定管板式换热器这类型的换热器结构简单，造型紧凑，成本低廉。由于结构限制，换热管的外侧的清洗方式比较特殊，不能直接进行机械清洗。对于此换热器出现的问题，解决办法是合理地利用温差补偿装置，尽量减小温度差的影响。通常情况，管壁和外壳之间的温差在50℃以内不会产生危害，若超出50℃，就必须使用温差补偿装置。若外壳的压力大于0.6MP，装置的补偿环可能会特别厚，导致扩张或收缩困难。（3）浮头式换热器当管板的一端固定，而另一端能自由膨胀或收缩的换热器，称之为浮头式换热器。它的管束能直接被拉出，从而方便清洁，并且，由于两侧温差存在，浮头能自由膨胀，温差应力大大减小，结构不容易损坏。但是，它的结构比较复杂，生产制造成本也相对较高。（4）填料函热交换器和浮头式类似，它的一端也能自由膨胀，但结构没有浮头式复杂，相应的成本也比浮头式的成本低廉。但是，壳程的流体存在泄漏的可能，这导致它的使用压力和使用温度受到限制。（5）U型管式换热器U型式的管束两端固定在同一块板，但中间段能自由膨胀收缩。它的管程至少是二，由于自由段较长，管束能直接拉出清洗。但是内壁不容易清洗到，容易凝结水垢。具有结构简单重量轻的特点，比较适合工作在高温高压的条件。换热管规格选择（1）管子的规格一般来说，换热器的直径越小，换热器的结构越密集，相应的价格越便宜。热交换器的直径与热交换器的压降参数之间呈负相关关系。为了满足适当的压降范围，通常使用外径为19mm的换热管。当流经的流体容易结构，为了方便清洗，应当使用25mm外径的换热管。（2）换热管的外形换热器形式主要有一个光滑的管子和一个螺纹的管子。平滑管是常用的。如果壳膜系数较低，通常采取的措施影响不大的时候，可以试试螺纹管。由于螺纹管具有较大的表面积，因此传热效果优于光滑管。（3）管子的排列方式壳径相同时，正三角形的排列方式的容积率最大，能排布更多的换热管，从而单位传热面积，消耗金属的质量较低。当流体不易结垢或者能方便进行化学清洗的情况下，优先采用正三角形排列。若需要较频繁机械清洗，则应当采用正方形排列。（4）管长管长的选取，主要从管子的基础标准以及清洗难度来考虑。同时，按照我国的标准钢管长6m，一般能取9m，6m，3m，2m，1.5m五种规格。（5）管间距的确定管间距是指相邻两根管子中心的距离。当管间距较小时，有利于提高传热系数，导致设备的结构更为紧凑。常见的管间距取值见下表：表25常用的d0与t的对比关系换热管外径do/mm1014192532384557换热管中心距t/mm1419253240485772（6）管程数的确定当换热器核算的换热面积较大时，且管长有限，这时需要布置更多的换热管来满足换热面积。考虑到管中流体的流速，则管束被分割成多个区域。管程数在管壳式换热器的标准一般取1,2,4和6。管程数有如下公式计算：式中，L总——换热管的总长度，m；L——单程换热管长度，m。（7）壳程数的确定如果ϕ∆t小于0.8时，应优先考虑使用多程壳程。安装平行的挡板可以实现壳侧数量，那么，流体通过管的次数就称为壳程数。但是，在安装和维护方面，它不适合外壳侧隔板。通常使用该系列中的几个热交换器串联来解决这个问题。换热面积当换热面积较大时，为避免流经压力过大，影响传热系数，一般能采用多个换热器并联的方式来分摊换热面积。折流板安装挡板时，能增加壳侧流体的流速，同时也能增加湍流的程度，用以改善壳侧对流热的传递系数。通常，两个相邻隔板间距是壳体内径的0.2到1倍。当板间距比较小，对制造和修理造成巨大的困扰，因此，应当取合适的板间距。其次，当板间距过大时，难以对流经的流体加以管束，这会导致对流热传递系数垂直流动。以上可以看出，挡板的设置对管外的供热系数有着增幅的作用。综上所述，必须按照实际情况，参考设计手册，合理选择最合适的参数。流股条件本次再沸器的热流股为T0201塔的塔底液相出料，塔底馏出流率F馏出=207.868kg/h，质量再沸比R=2.815，再沸器的进口质量流率F液=793.016kg/h，出口包含585.148kg/h的回流气和207.868kg/h塔底馏出物的。再沸器的进口热流股压力规定为0.14MPa，进料温度为194.127℃，热负荷为7278.270kW。出料温度也为194.127℃。热公用工程采用热介质为1.7MPa蒸汽，温度为230.000℃。计算传热面积假设总传热系数为2100.000W/(m2℃)。热公用工程的热量利用完后变为饱和液相。逆流换热，热工程走管程，冷流股走壳程，计算平均换热温差∆再沸器的热负荷为7278.270kW，计算换热面积S=计算热公用工程的用量：查得饱和水蒸气在温度230.000℃下的焓值，液体为990.120kJ/kg，气体为2804.000kJ/kg，则热蒸汽的用量为：G=换热管选取换热管规格及流速选定换热管构成了换热器的传热面，按照实际环境的流体腐蚀性、毒性、工作压力、流体对材料的脆化作用、温度等因素，选取相应的材料以能承受相应的工况。通常选取的材料有石墨、铜、合金钢以及碳钢等。管壁相同时，管径较小的换热管能承受较大的工作压力；同时，当壳径一定时，换热管径小能排列更多的换热管，因此，具有更大的单位体积的传热面积，那么，单位传热面积所消耗的金属也更少。总而言之，在外部条件允许的情况下，应优先选用直径较小的换热管。表26换热管的规格及排列方式换热管外径×壁厚排列形式mm管心距mm碳素钢，低合金钢mm不锈耐酸钢mm25×2.525×2正三角形3219×219×225所以，可以选择碳钢管的规格为Ø19×2，它使用的工艺是无缝焊接。可以选择管程内的流体流速为ω2=25.000m/s。管程流通截面积由以上计算结果可以算出管程所需流通截面:At=这个公式中：At——表示管程流通面积；G——表示蒸汽量；ρ汽——表示蒸汽的密度；ω2——表示管程内水流速。单程管数根据传热管的内径和管程所需流通截面积，求单程管数：n=4式中：At——表示管程所需流通面积；di——表示传热管的内径。管程数如果按照单程管来计算则所需换热管长度为：L=Sπ如果按照单管程计算，传热管会出现过长的情况,适合使用多管程结构。工程上常用的有：9m，6m，4.5m，3m，2m，1.5m，选择管束长度为：l=9.000m。如下为换热管程数：24.914则传热管总根数为nt则换热器的传热面积为：S换热管排列方式下图是换热管常见的四种排列方式。当管程数较多时，可以考虑采用组合排列的方式。图16管子的排列方式此次设计的换热器的管程数为3，根据图16选取正三角形排列为换热管的排列方式。表27换热管中心距换热管外径19202225303235s25262832384044l38404244505256选取管中心距s=25mm，分程隔板槽两侧相邻管中心距lE=38mm。再沸器壳体内径计算以下公式可以大概估计壳体内径：可以使用上述公式计算当管子的排列形式为正三角形时：DD上述公式中：Ds——壳体内径；nt——传热管根数；s——管中心距；η——管板利用效率，一般取0.6-0.8，此次设计可以选择0.8。计算得到的内径应圆整到标准尺寸，按照钢制压力容器标准可确定：壳体内径=500.00mm。再沸器进口管径选取确定连接管直径的基本公式仍可用于连续性方程，简化之后可用以下公式：d2将结果圆整到最接近的标准管径，取Ø131mm×3。折流板的选取常见的折流板主要有两大类：盘环形折流板和弓形折流板。对于弓形折流板，具有结构简单、流体流动死角小等特点，因此场景应用最广。相对而言，盘环形的结构比较复杂，而且不容易清洗干净，一般来说物料比较干净、工作压力较高的场合比较适合使用。考虑到本次设计，热换器折流板的类型选择弓形折流板。折流板的板间距以及缺口高度会严重影响到弓形折流板的压降和传热效果，选择缺口高度时，应该确保流体通过缺口时与管束时的流速相对接近，缺口高度一般取壳体内径的0.25倍。折流板必须得有一定厚度是为了防振而且能够承受拆管子时的扭拉作用，该值在GB-1999中具体规定见表5-5。表28折流板和支持板的最小厚度公称直径DN换热管无支撑跨距㎜≤300>300～600>600～900折流板或支撑板最小厚度㎜<400400～≤700344556折流板厚度可以选择4mm。材料可选用14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：ℎ=0.25折流板间距的选择：表29折流板间距公称直径mm管长mm折流板间距mm≤500≤30001002003004506004500～6000—600～8001500～6000150200300450600折流板间距取ls=0.6m折流板数目：Nb式中：Nb——表示折流板数目。总传热系数校核根据实际换热面积，求传热系数。则选定K值为KK满足设计的1.05~1.25的范围要求。经上计算，得到的再沸器如下表：表30再沸器参数表换热面积/m2104.703管长L/m9管程数5管子直径Φ19mm×2mm壳径/mm500管数N65流通面积A/m20.018管子排列方式正三角形排列

泵和管道的计算概述泵在化工液体输送中是常见的设备，被使用的很早。泵属于通用机械，在全国各个部门用于运输的液体泵类型多种多样，实际用途也特别广泛，各个领域都能看到泵的影子，下至采矿、石油，上至航天，泵在这些领域都发挥着重要作用，其中，化工行业对泵的需求量最高。涉及的种类也十分的多，一些介质具有腐蚀性，或是介质温度高，压力大，因此对泵的要求往往会比普通泵要求高。常用的泵是离心泵，其型号种类多，流量和扬程的适应性强，结构简单，易操作，稳定性高。泵的选型要求从以下三点选择泵的型号：（1）选择的泵的流量、扬程等参数必须能应对实际场所。（2）对于特殊物性的介质必须选择相对应特殊的泵：（3）根据实际的安装场所选择合适的泵：选型原则泵的选择依据主要看五个方面，分别是：输送能力、液体性质、扬程、运行条件和管道布置。（1）流量对整体的产能和输送能力都有决定性的作用，是确定泵的型号的重要参数之一。（2）泵输送液体的化学性质一般有一定的腐蚀性和毒性。（3）扬程也是泵的主要选型参数，一般根据当时的需求扬程，对其进行放大，取一定的裕量，一般以5%-10%计。（4）运行条件主要看各项温度、压力、液位高度、泵的安装形式等。（5）管道布置主要看说是输送的高度与距离、进料和出料的最低和最高的液位高度、管道的规格等。T101出料泵计算扬程计算公式：式中：H—扬程，m；—两截面位头差，m；Δpρｇℎf1ℎf2ℎf3QUOTE—密度，kg/m3。泵位于地面，把流体输送初始位置到目标位置的高度设为11.000m，根据Aspen模拟参数的结果，如下表所示。进料管的流速取为1.900m/s。表31泵的流体参数流量/m3/h密度/kg/m3粘度/Pa·s流速/m/s37.138902.0600.0009951.900则进口管的管径为：d=根据计算的管道直径，圆整至标准的管径取DN=100，相应的管道壁厚为DE=4.0mm，钢管型