《年产15万吨苯酚的工艺流程设计》21000字

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。目前，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。本项目以本科毕业设计为背景，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，再采用AspenPlus软件进行模拟，得出了各装置的物料能量衡算结果，再以物料能量衡算的结果进行设备设计计算，其中主要对精馏塔T201进行了详细设计，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。苯酚作为一种重要的有机原料，用途十分广泛。它主要用于制造酚醛树脂，双酚A，环氧树脂，苯胺胶，烷基酚等，同时也广泛用于医药，染料，农药，合成洗涤剂等行业[1]。近年来，由于我国电子通讯工业、汽车工业和建筑业的发展，我国的苯酚、丙酮市场前景相当不错。苯酚-丙酮下游产品也受到广泛需要。目前，世界上最重要的苯酚、丙酮生产方法就是异苯丙法。异苯丙法生产出来的苯酚、丙酮占了世界苯酚生产总量的90%以上。异丙苯法是以苯和丙烯作为原材料，将它们经过加成反应生产异丙苯，再将反映生产的异丙苯氧化成过氧化氢异丙苯(CHP)，再将过氧化氢异丙苯分解成苯酚、丙酮[2]。苯酚的性质苯酚的物理性质表1-1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，且极易吸收空气中的水分液化。腐蚀性极强。化学反应能力强。可以与醛、酮；水杨酸发生反应。与醛、酮反应可产生醛树脂、双酚A与醋酐；与水杨酸反应可产生醋酸苯酯和水杨酸酯。还可进行卤代、加氢、氧化、烷基化、羧基化、酯化、醚化等反应。苯酚在常温下为固体，加热后为液体[3]。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，这回影响实验的效果。有人在教学中采取下面的方法实验，操作简单，取得了满意的实验效果。在一支试管中加入2-3毫升无水乙醚，取一块用滤纸吸干表面煤油的黄豆粒大小的金属钠，放入试管当中，这时，钠不与乙醚发生反应。在向其中加入少量苯酚，并震荡，这时钠在试管中迅速消失，并伴有大量气体的生成。这是为了让苯酚与钠的反应顺利进行，所以在试管中加入无水乙醚[4]。产品的用途重要的有机化工原料中苯酚就是其中之一，我们可以利用它来制取酚醛树脂、己内酰胺、2,4-D、己二酸、双酚A、水杨酸、苦味酸、五氯酚、酚n-乙酰乙氧基苯胺等化工产品及中间体，在化工原料、合成纤维、合成橡胶、医药、染料、涂料和炼油等工业中有着重要用途。此外，苯酚的水溶液可以使植物细胞内染色体上蛋白质与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[5]。

工艺方法苯酚生产方法的比较磺化法最早合成苯酚的方法是磺化法，早在1923年，美国的孟山都公司就已经开始研制投产。碘化法是将苯在浓硫酸的条件下发生磺化反应，生成苯磺酸，再将生成的苯磺酸与亚硫酸钠反应，此反应会生成苯磺酸钠，再将苯磺酸钠用氢氧化钠碱熔生成苯酚钠，最后苯酚钠经过酸化生成苯酚。下面是最后一个反应的方程式[6]。此种方法适用于中小规模的生产，因为这种生产模式设备简单，产率较高。但需要消耗大量的浓硫酸和烧碱，而且对设备的腐蚀相当严重，且副产大量的亚硫酸钠，利用价值很小，且造成很大的污染。因此，这种方法在国际上已经淘汰，不再发展。氯化法用氯苯水解法合成苯酚的方法在1924年由美国道化公司研制。这种方法是让苯与氯气氧化生成氯苯，再将得到的氯苯在高温高压和催化剂的条件下与稀碱水发生水解反应生成苯酚钠，再将苯酚钠酸化生成苯酚[8]。反应方程式如下：此种方法需要大量的氯，这些氯主要来源于电解食盐水，因此耗能较大：反应中有HCl存在，腐蚀相当严重：水解条件相当苛刻，温度要达到400℃，压强高达30Mpa，能耗大。虽然在污染问题上得到了一定的改善，取代了磺化法，但仍旧没有被广泛采用。拉西法（氧氯化法）这种方法被称为拉西法的原因是这种方法首先由德国的拉西研究。它是对氯化法的改良。这种方法是盐酸、苯、和空气的混合物在固体氯化铜作为催化剂的条件下发生氧化反应，生成氯苯，再将氯苯通过热水蒸汽，水解成苯酚和盐酸。在此反应中，盐酸可以反复利用[9]。反应方程式如下：此种方法操作条件温和，但HCl有水存在时腐蚀性特别严重，温度大于150℃时，用搪瓷材料防腐已经不够了，维修费用较高,所以应用不广泛。环己烷法美国科学设计公司采用苯和氢生成环己烷，环己烷在催化剂的作用下被空气氧化成环己醇，环己醇再脱氢生成苯酚[10]。反应方程式如下：此法所需的氢由脱氢反应生成，并循环使用，原料只需要苯和空气，来源丰富。这种方法如果工业化成功，将是很好的方法。澳大利亚的孟山都公司小试成功，建成了2万吨/年的工厂，但后来又改成了异丙苯法，此法没有实现工业化。苯直接氧化法苯在催化剂作用下直接被氧化生成苯酚[11]。反应方程式如下此法一步完成，反应简单，但催化剂选择性低，中间产品复杂，且产品收率较低。这种方法经过多年的研究依旧未实现工业化。如果能够找到合适的催化剂和反应条件，那么此种方法的工业化将不再是梦。甲苯氧化法1955年，美国开发了甲苯氧化法，这种方法是唯一一个不需要以苯为原材料的方法。这种方法是以甲苯为原材料，以铜盐为催化剂，以空气作为氧化剂生产苯酚[12]。反应方程式如下：1978年美国鲁姆斯公司提出了以甲苯为原料的气相苯甲酸脱羧基法制苯酚的新工艺，它克服了液相法副产焦油和残渣多的缺点。国际上此法与异丙苯法是目前竞争最激烈的。但在理论上，脱羧降解要尽量少用，因为能源利用不合理。在国外，甲苯较便宜，比苯便宜20%~30%，它的成本较低，具有很强的竞争力。而在我国。甲苯和苯价格相当，此法使用较少[13]。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。具体方法是苯和丙烯以AlCl3或固体磷酸为催化剂，进行烷基化反应（工业上又称烃化反应）生成异丙苯，异丙苯在液相加热，通入空气，进行催化氧化而生成过氧化氢异丙苯，再用酸分解成苯酚和丙酮[14,15]。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。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2-1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。物料衡算目的工艺流程确定后，进行物料衡算是为了计算原料的投入量，根据转换关系，计算产品和副产品的产量及产率，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。对于现有设备，物料平衡可以澄清的插件和原料奏，找出在生产中的薄弱环节，为提高生产和提高管理的可靠基础和明确的方向，并且可以被用作上的利用率的检查原料和三个废物处理甲装置的完整性。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+总消耗在这个公式中，消耗项是有化学反应产生或者消耗的量，累积量可以是正值也可以是负值。物料在体系中的停留量不是零时，该过程是一个不稳定的过程，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以总的质量、组分平衡或是元素平衡来衡量。物料衡算的形式如下表所示：表3-1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：其中，——表示输入设备热量的总和；——表示输出设备热量的总和；——表示损失热量的总和。连续性的系统：Q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。热量的衡算的基准是以单一设备为单位进行相关计算。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，物料流程如下图所示：图3-1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3-2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3-3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，物料流程如下图所示：图3-2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3-4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3-5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，物料流程如下图所示：图3-3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3-6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3-7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，物料流程如下图所示：图3-4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3-8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3-9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，物料流程如下图所示：图3-5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3-10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3-11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，物料流程如下图所示：图3-6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3-12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3-13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，物料流程如下图所示：图3-7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3-14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3-15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，物料流程如下图所示：图3-8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3-16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3-17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。按照定义，标准型设备指的是已经按照根据相关的国家规定，统一按照对应的标准，不用做过多调整，能进行批量生产的设备；而与之相对应的非标准设备，非标准设备是指从设备的实际用途和需求出发，参考目前的工艺条件，再结合物料计算，从而计算出相应的尺寸，或者是专业的设备设计人员对现有的图纸进行修改，再交予生产商按照图纸内容进行制造。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。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。塔器在化工、制药等行业的分离中是常见的设备，也是关键性的设备。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。在真空精馏的环境下，降低流经的气流的阻力，能使塔顶与塔底的压强差变小，当塔底操作压强减小，塔底溶液的气泡点也随之减小，对塔釜加热剂的要求也随之降低，同时还能缓解塔底物料的分解。(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。塔的类型工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，对于填料塔和板式塔的比较和选择如下。（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。浮阀塔的出现时间较晚，成长潜力很大，目前有很多专家不断对浮阀塔进行改进，因此，新的浮阀塔不断涌出。=2\*GB3②泡罩塔从板式塔的历史来看，泡罩塔是最早出现在工业生产上的，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筛板塔筛板塔是结构最简单的板式塔，它具有降液管，孔径取4~8mm。由于结构简单，在制造上比较方便，具有处理量大、塔体清洗方便、结构件修理、更换方便。但是操作范围相对较小，只适用于粘性较小的物料，以防止堵塞。④波纹穿流板塔波纹穿流塔板是最近几年新研发的一种板式塔，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，我国应用最广泛的浮阀塔类型有F1型、V-4型和T型。其中，F1型浮阀塔的结构最简单，应用也最广泛。而F1型浮阀塔又有重阀和轻阀之分，它们主要区别在重量和厚度上。一般来说，浮阀的重量对操作的稳定性有较大影响，随着阀的重量增加，稳定性也会增强，但是相应的气体阻力也会变大。综合来看，重阀的使用场景更广阔，但是在某些压降比较小的场景，就必须使用轻阀，比如真空精馏。表4-1三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面进行，因此，填料塔的关键在于选择合适的填料。填料塔的类型比较多，从装填的类型来看，可分为散装填料和规整填料，具体原则有以下几条：（1）需要较大的比表面积，通量高，传质效率也比较高；（2）填料塔的压降比较小；（3）较高的操作性能，且流经的液体再分布性能要好；（4）塔体的机械强度合适，造价低廉；填料的选择要以类型、填料规格、填料材料更方面考虑。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4-2:表4-2九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4-3精馏塔的主要类型及特点类型板式塔填料塔结构特点每层板上装配有不同型式的气液接触元件或特殊结构塔内设置有多层整砌或乱堆的填料，如拉西环、鲍尔环、鞍型填料等散装填料，格栅、波纹板等规整填料操作特点气液逆流逐级接触微分式接触，可采用逆流操作，也可采用并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，操作弹性大。空塔气速与塔径成反比，液相的喷淋密度要大，但持液量不宜过大，操作的弹性大，效率低制造与维修直径在600mm以下的塔安装困难，金属材料耗量大新型填料制备复杂，造价高，检修清理困难，可采用非金属材料制造，但安装过程较为困难适用场合处理量大，操作弹性大，带有污垢的物料处理强腐蚀性，液气比大，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。从吸收过程考虑，主要类型有液膜控制和气膜控制，还有介于两者之间的共同控制吸收这三种类型。气膜控制吸收类似于真空精馏，选择高效规整的填料塔；液膜控制类似于加压蒸馏，优先选择板式塔；介于二者之间的按照经验，多数选用散装填料塔。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。对于腐蚀性强的物系，选择填料塔是最合适的，但必须选择板式塔时，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。对于热敏性的物料，应当采取适当的减压操作，以防止温度太高引起物料分解或聚合，因此应该选择压降较小的塔型。对于粘性较大的物系，可以选用大尺寸较大的填料塔。对于含有悬浮物的物料，应选择液相流通道大的塔型，这里优先考虑板式塔。对于操作过程中有较大热效应的系统，优先考虑板式塔。（2）操作条件因素当气相传质阻力较大时，宜采用填料塔。当液体负荷较大时，可选用填料塔。（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。填料塔用于吸收和解吸过程，可以达到很好的传质效果，因为它具有通量大、阻力小、传质效率高等性能。因此实际过程中，吸收、解吸和气体洗涤过程绝大多数都使用填料塔。由于填料塔具有通量大、传质效率高和阻力小的特点，因此它的吸收、解吸过程的物质传递效果很好。塔型的结构与选择塔设备结构主要有：附件、内件、塔体及支座。（1）塔体的结构比较简单，主要由封头和筒节组成。当塔体直径大于800mm时，多节塔体焊接，形成一个整体；当塔体直径小于800mm时，塔体分多段制造，再用法兰连接起来，形成整体结构；（2）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）常用的支座是裙式支座；（4）附件包括手孔、人孔，各种扶梯、平台、吊柱、接管等。同时，还需考虑物料的特殊物性、操作压力的具体范围以及经济成本等因素。塔设计计算本次计算以塔T201计算为例，操作压力为0.15MPa，塔顶温度41.245℃，塔底温度194.127℃，塔板数50块，详细的计算过程如下所述。水力学参数提取Aspenplus各塔板上的物性参数，选取塔板上气液相负荷最大的第1块塔板进行手工计算和校核，然后再用Aspenplus进行塔的设计和校核，通过比较来检查计算的正确性。表4-1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—塔径的计算塔板间距HT的选取与塔高、塔径、物性性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表4-2列出的塔板间距的经验数值选取。表4-2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4-1史密斯关联图查图4-1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）溢流装置计算塔径D=2.400m，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降液管尺寸取堰长：l由弓形降液管的几何关系图如下所示：结构参数图查得：图4-2弓形降液管的几何关系图结构参数查图得：A因此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4-3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，气体动能因数F0的数值常在8~20之间。阀孔直径d0初取动能因数F0u每层塔板上阀孔个数n=（3）阀孔排列可将塔板分为四个区域，分别为：①溢流区降液管及受液盘所占的区域：W②安定区溢流区与鼓泡区之间的面积安定区宽度一般在60-70mm，本设计取WS③无效边缘区靠近塔壁的一圈边缘区域，主要供支持塔板的边缘之用。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取降液管中泡沫层相对密度∅=0.5，则φ（HT可见，Hd＜∅（H停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于5s，才能使得液体所夹带气体的释出。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4-4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，两式均小于80%，故雾沫夹带量能够满足eV严重漏液校核当阀孔的动能因数F0＜5时，会发生严重漏液，前面已计算出F0=精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，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在降液管中停留时间不低于3s，取τ=5s作为液体在降液管中的停留时间的下限，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4-5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，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在降液管中停留时间不低于3s，取τ=5s作为液体在降液管中的停留时间的下限，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4-6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。随着不可再生资源的消耗，不可再生资源的价格上涨，是人们意识到了资源利用率的重要性。换热器是节能技术的关键，正因如此更高效的换热器的开发显得越来越重要。换热器的使用普遍性，适用范围广，换热效率微小的提升就会节约大量的能源。换热器在工业中的主要作用是回收生产中的热量，进行下一能级的加热，或者进行发电。因为金属材料优秀的导热性能，换热器的主材料多由金属构成。中低高压和特种散热器的工作条件不同，构成材料也不同。目前非金属换热器也用在一些特种工作环境中。选型依据表5-1换热器选型依据名称标准号《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《固定管板式换热器型式与基本参数》JB/T4715-92《U形管式换热器型式与基本参数》JB/T4717—92《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。对于专业的工程技术从业人员，换热器类型的合理选择应当得到足够的重视，综合考虑经济因素和成本因素，再三分析，得出实际条件下的最佳、最合理的设计方案。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。壳管式换热器的可靠性很高，适应性相比其他类型的换热器广，已经在工业领域得到广分应用。虽然近几年换热器的种类日新月异，技术也有较大的突破，但是管壳式换热器仍然处于主导地位。（1）管壳式换热器管壳式换热器主要由换热管、封头、挡板、壳体和管板组成。其中，不锈钢、铜或普通碳钢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。壳管式换热器兼具适应性强、取材广泛、加工能力大、成本低廉以及制造简单的特点，它的设计工艺相对完善，运行的可靠性也优于其他换热器。壳管式最关键的部件是换热管束，安装在换热器壳体内部，它的两端分别于管板两端固定在一起，具有结构性强、可选范围较广的结构材料、单位传热面积大的特点，但是，相比于其它换热器，壳管式的传热效率比较低。壳管式换热器细分之下，又有固定管板式，填料箱式，浮头式以及U形管这四种之分。要想选择合适的换热器，应当充分考虑流体的各种理化性质：流速，温度，腐蚀性、压降范围、操作温度等因素。但若从经济层面考虑，在允许的工艺条件下，固定管板式是优于其它类型的。（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。内部的管束固定在管板端面，再将管板焊接到换热器外壳的两侧端面，而顶盖与顶部板相连接。流体流经顶盖和外壳，都配有出入口。与管束垂直的一系列挡板被安置在管外，管束、管板和外壳三者之间的连接是刚性连接，因此，管的内部和外部是两种温度不同的流体。当两侧温差足够大时，会产生可观的热膨胀差，从而形成较大的热应力，导致管束弯曲甚至扭曲，从而损坏换热器。对于上述情况，必须予以消除。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）管子的规格总的来说，换热管的直径越小，换热器的结构越紧凑，相应的价格也越便宜。而换热管的直径和换热器的压降参数之间是负相关的。为了满足压降的合适范围，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。由于外径大，壁厚也会增加，能承受更大的压力。相应的，小管径的换热管的管壁较薄，更有利于热量交换。因此，应合理选择换热管径（2）换热管的外形换热管的外形主要有光滑管和螺纹管之分。一般采用光滑管。若壳程膜系数较低，采取惯常的措施影响不大时，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5-2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）壳程数的确定若温差校正系数ϕ∆t小于0.8时，应该优先采用多程壳程。安装互相平行的挡板能实现壳侧数量，那么，流体通过管的次数就称为壳程数。但从安装和维护方面考虑，它不适用于壳侧隔板。一般用使用几个换热器串联的方式来解决这个问题。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的回流汽和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5-3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在此，选用Ø19×2的碳钢管，采用无缝焊接工艺。管程内的流体流速选用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=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。管程数按单程管计算，所需换热管长度：L=Sπ按单管程计算，传热管过长,宜采用多管程结构。工程上常用的有：1.5m、2m、3m、4.5m、6m、9m，现取管束长度为：l=9.000m。换热管程数为：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5-1管子的排列方式本次设计的换热器的管程数为3，根据图5-1选取正三角形排列为换热管的排列方式。表5-4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壳体内径可以用下述公式粗估：当管子按正三角形排列时，可以按上述公式计算：DD式中：Ds——表示壳体内径；nt——表示传热管根数；s——表示管中心距；η——管板利用效率，一般取0.6-0.8，本设计取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连续性方程，经简化可以用以下公式：d2将结果圆整到最接近的标准管径，取Ø131mm×3。直流板的选取折流板除了改变流体流动外，还具有支撑管束、防止管束发生振动和弯曲的作用。在安装上，它没有安装纵向隔板那么困难，并且，安装后，可以令流体横穿流过管束，因此在换热器上得到广泛应用。常见的折流板有盘环形折流板和弓形折流板两大类，。在弓形折流板中，具有结构简单的特点，流体流动的死角较小，因而使用场景最为广泛。相对的，盘环形的结构比较复杂，而且不容易清洗干净，一般只用于物料比较干净、工作压力较高的场合。综合考虑本次的设计，换热器的折流板类型选择弓形折流板。弓形折流板的传热效果和压降受到折流板的缺口高度和板间距的影响较大，在缺口高度的选择上，应当保证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。为了防振并能够承受拆换管子时的扭拉作用，折流板须有一定厚度，该值在GB-1999中具体规定见表5-5。表5-5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折流板厚度取4mm。材料取用14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：ℎ折流板间距的选择：表5-6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5-7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。最早的泵结构十分的简单，随着科学的不断发展，生产技术日新月异，泵的型号也越来越多，性能也越来越强大，应用范围也越来越广，由单一简单的泵，发展成大小不同型号、不同速度、自动化式的泵，特殊情况下还有特殊的泵。泵的技术特性不断更新发展，但其结构易燃十分的简单，对维修和制造都很方便，可批量性生产。泵属于通用机械，在国民经济各部门中用来输送液体的泵类型多种多样，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，属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两点选择泵的型号：（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特殊的泵：①对于一些特殊的物质，需要采用特殊的泵，例如有毒物质、易燃易爆物质等，要求采用的泵是要由可靠的轴封的，或是采用屏蔽泵、隔膜泵等无泄漏的泵。②对于腐蚀性介质，泵体的材料需具有耐腐蚀的性能。③对于含有固体的介质，泵的材料一定要具有耐磨性。（3）根据实际的安装场所选择合适的泵：①当作业现场存在腐蚀性气体时，必须采取一系列防腐措施保护泵不被腐蚀；②当室外环境比较恶劣，影响到泵的正常运转，比如气温低于零下21℃时，需要考虑泵的低温冷脆现象，必须用耐低温材料；③当工作场所有爆炸危险时，通过预测的爆炸等级，必须使用具有防爆性能的电动机。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。在泵的