1、年產六萬噸氯苯精制工段工藝流程設計design of 6000t/a of chlorobenzene refining section 目錄摘要iabstractii引言1第1章 緒論21.1設計背景21.2氯苯性質21.3氯苯的市場價值21.4氯苯生產工藝流程簡介31.5氯苯工藝優化4第2章 設計方案52.1設計原則52.2精餾過程設計方案52.2.1精餾方式52.2.2操作壓力52.2.3塔板形式52.2.4進料狀態62.2.5再沸器，冷凝器等附屬設備的安排62.2.6熱能的利用62.3全凝器設計方案62.4再沸器設計方案62.5自動控制設計方案62.5.1自動控制系統的目的62.5.2

2、自動控制系統方案7第3章 精餾塔工藝計算83.1計算任務83.2精餾塔的物料衡算83.2.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率83.2.2原料及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量83.2.3物料衡算83.3塔板數的確定93.3.1理論板數93.3.2實際塔板數113.4精餾塔的工藝條件及有關數據113.4.1操作壓強113.4.2操作溫度113.4.3平均分子量123.4.4平均密度133.4.5液體的平均表面張力143.4.6液體的平液均粘度143.5塔和塔板主要工藝結構尺寸153.5.1塔徑153.5.2操作氣速153.5.3精餾段的塔徑163.5.4精餾塔有效高度163.6塔板工藝結構尺寸173

3、.6.1溢流裝置173.6.2塔板布置183.6.3開孔數和開孔率193.7驗算193.7.1塔板上的流體力學驗算193.7.2液面落差的驗算203.7.3霧沫夾帶量的驗算203.7.4漏液的驗算203.7.5液泛的驗算213.7.6塔板負荷性能圖213.8筒體設計243.8.1計算準備243.8.2液體靜壓力243.8.3筒體厚度243.8.4校核水壓試驗強度243.9封頭設計253.9.1封頭厚度253.9.2應力強度校核253.9.3最大允許工作壓力263.9.4進料管263.9.5塔頂蒸汽出口管263.9.6回流管273.9.7釜液出口管273.9.8氣體進口管27第4章 輔助設備計算

4、304.1塔頂冷凝器設計304.1.1選擇換熱器的類型304.1.2總傳熱面積304.1.3工藝結構尺寸314.1.4換熱器核算324.2塔底再沸器設計354.2.1估算再沸器的尺寸354.2.2校核總傳熱系數36第5章 儀表自動控制415.1化工過程自動控制的目的415.2自動控制系統分類415.3液位自動控制系統415.3.1原料液儲罐液位控制系統415.3.2塔底液位自動控制系統415.4流量自動控制系統425.4.1原料液流量自動控制系統425.4.2釜液流量自動控制系統425.5溫度自動控制系統425.5.1原料液溫度自動控制系統425.5.2塔頂全凝器溫度自動控制系統435.5.3

5、塔底溫度自動控制系統43結論44致謝45參考文獻46年產六萬噸氯苯精制工段工藝流程設計摘要：氯苯作為一種重要的有機合成原料，在生產上應用廣泛。由苯液相氯化法制得的氯苯中含有一定量的苯。本設計為一座連續精餾塔，用來分離易揮發的苯和不易揮發的氯苯。本設計主要完成了工藝計算和設備設計兩個方面的內容，經物料衡算和熱量衡算確定了塔高11.90m、塔徑1800mm、板間距500mm、操作彈性3.647的篩板塔一座。在此基礎上，對輔助設備如全凝器、再沸器進行了簡單計算和核算，并初步選定規格。同時繪制了塔設備圖和帶控制點的工藝流程圖，并設置了控制點合適的自動控制裝置。關鍵詞：氯苯 精餾 篩板塔 design

6、of 6000t/a of chlorobenzene refining section abstract：as a significant synthetic organic raw material,chlorobenzene is widely used in the production.the combination of liquefied-benzene and chlorine produces chlorobenzene,which consists a certain quantity of benzene.this paper was designed for a con

7、tinuous sieve-plate tower which is suitable for separating volatile benzene and less volatile.process calculate and equipment design are completed.we have made material balance and energy balance calculate.furthermore,the tower heights is 11.9m,the tower diameter is 1800mm, bar space is 500mmand ela

8、sticity of operation is 3.67.base on the tower,auxiliary equipments,such as condenser and reboiler,are simply calculated and dimension is selected.additionally,column equipment drawing,as well as process flow diagram,is attached for this project and automatic control system,with a corresponding cont

9、rol point,is set up as well.key words：chlorobenzene; distillation; plate column引言氯苯是一種重要的基本有機合成原料，氯苯在國內的市場需求是非常可觀的，氯苯市場發展空間很大。以氯化苯為原料可以生產上百種化工產品，其中直接消耗氯化苯的主要化工產品有對硝基氯化苯、鄰硝基氯化苯、二硝基氯化苯和二苯醚等。其中80左右產品用于合成硝基氯苯，其余用于二氯苯、農藥等有機合成工業1。隨著我國對、鄰硝基氯化苯工業快速發展，氯苯生產能力迅速提高。目前我國氯苯生產規模、技術水平、質量指標均達到國際先進水平，其中生產能力約占全球總產能的70

10、%左右，因此不僅滿足國內市場需求，還有一定數量的出口，特別是其下游衍生物的大量出口尤其明顯2。本課題以優化分離工藝，確保產品質量，最大限度的降低生產成本，提高產品的市場競爭力為目的，參考了大量文獻，按照生產要求進行精餾塔設計，產品純度可達99.8%。第1章 緒論1.1設計背景氯苯是重要的有機化工產品，是染料、醫藥、有機合成的中間體，用于制造苯酚，硝基氯苯，苯胺以及殺蟲劑ddt，還用于制取溶劑和橡膠助劑、油漆、快干墨水及干洗劑等，用途十分廣泛，已有近九十年的發展歷史了3。在醫藥、染料、農藥、工程塑料等領域是重要的中間體，用途較廣的有機溶劑，合成高分子材料添加劑的重要原料，是有機氯中間體中規模最大

11、、應用領域最廣泛的產品之一，也是氯堿企業進行氯平衡的重要產品之一4。1.2氯苯性質氯苯性質：杏仁味的無色透明、易揮發液體。密度為1.105g/cm3，沸點為131.6，凝固點-45，折射率1.5216(25)，閃點29.4，燃點637.8，粘度(20)0.799mpas，表面張力33.2810-3nm5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多數有機溶劑，不溶于水。易燃，蒸氣與空氣形成爆炸性混合物。溶于大多數有機溶劑，不溶于水。常溫下不受空氣、潮氣及光的影響，長時間沸騰則脫氯。有毒，在體內有積累性，逐漸損害肝、腎和其他器官，對皮膚和粘膜有刺激性，對神經系統有麻醉性，工作場所最高容許濃度為350mg/m3

12、。遇高溫、明火、氧化劑有燃燒爆炸的危險，與氯酸銀反應劇烈6。1.3氯苯的市場價值1905年首先報道用苯直接氯化制得氯苯。1909年由英國的united alkali公司開始工業化生產。1915年hooker電化公司的第一個8200t/a裝置在美國投入運行。同年dow化學公司在美國也開始工業化生產氯苯7。因此可以說在主要有機化工產品中氯苯是第一個大規模生產的產品。1920年dow化學公司開發了兩個大量使用氯苯的工藝。一是氯苯在溶解銅催化劑存在下用氫氧化銨水解生成苯胺，另一個是用氫氧化鈉溶液在高溫高壓下水解氯苯制苯酚8。在之后30年中，這一直是制備苯酚及苯胺的主要生產方法。另外，氯苯經硝化制得硝基

13、氯苯和經磺化后制得氯苯磺酸等均是較重要的有機化工中間體。到40年代末期，用異丙苯法生產苯酚實現工業化。由硝基苯加氫法制苯的工藝也于1954年建成大規模生產裝置，到80年代基本穩定在一定水平上。目前世界上氯苯的主要生產國家和地區有美國、西歐、中國、日本和俄羅斯。90年代初世界總生產能力為500kt/a左右，其中美國170kt/a、西歐125kt/a、中國120kt/a、俄羅斯40kt/a、日本28kt/a9。中國氯苯生產主要有10家左右工廠，其中錦西化工廠規模最大，1989年全國消費量為78kt左右，主要用于生產有機化工原料、中間體及農藥10。我國從1950年開始生產氯化苯，多年來一直供不應求，

14、需從國外進口相當數量的硝基氯苯來滿足國內市場的需求，由于市場需求迫切，90年代初國內各地紛紛建設或擴建氯化苯裝置，目前生產廠家近20家，總生產能力達31萬t/a左右11。我國氯化苯的快速發展實際上是與下游產品硝基氯苯的不斷擴建和新建有關系，目前國內氯化苯消費量的80%用于合成硝基氯苯12，所有硝基氯苯生產企業都要配套建設氯化苯裝置，可以說硝基氯苯市場及變化與氯化苯休戚相關。近年來，氯苯衍生物系列產品在燃料、醫藥、等行業中不斷拓展。且近兩年氯化苯國內生產業穩步增長，行業地位不斷加強，位居世界生產大國地位。據行業數據統計，國內目前供需仍保持平衡，且總產能仍略低于下游總需要（下游實際生產滿負荷開工前

15、提下），并沒有出現過剩現象。作為氯化苯的上游產品焦化苯在國際市場已有獲利空間，未來焦化苯出口增加，將形成對氯苯行業的有效支撐13。并且據各外貿企業反饋的信息顯示，氯苯出口也有進一步增長趨勢。因此，氯苯行業基礎穩固，發展空間大。1.4氯苯生產工藝流程簡介氯苯主要生產工序有苯干燥、氯化、水洗中和、粗餾、精餾、尾氣吸收及多氯化物回收。其工藝路線為干燥苯與氯氣在氯化鐵催化下連續氯化14，得到氯化液經水洗中和、粗餾、精餾，除去其中的氯化氫、苯、多氯苯而制成氯化苯成品。氯化反應放出的尾氣經冷卻噴淋除苯后，用水吸收制成副產鹽酸。精餾殘液經多氯化物工序回收苯、氯化苯，返回生產用，回收的二氯苯作為副產品出售。生

16、產工藝流程見下 圖1.1氯苯生產工藝流程圖1.5氯苯工藝優化氯化苯對干整個氯堿生產，尤其是平衡氯氣，起著舉足輕重的作用15。過去，由于跑、冒、滴、漏現象嚴重，生產環境惡劣污染嚴重，原材料消耗居高不下，產品純度低一直成為制約生產發展和效益提高的難點。幾年來，通過引入清潔生產的思想，干燥過程使用固體燒堿作干燥劑氯化槽前增加苯冷卻器，氯化反應后增加氯化液冷卻器，氯化尾氣吸收沖入氮氣保護等16，使氯化苯的整個生產面貌一改往日被動局面，促進了形勢的好轉。通過清潔生產實踐17，改變落后的生產工藝和設備，注重生產過程中物料的循環利用，使污染物排放總量大幅度下降，環境質量得到改善，而且取得了較好的經濟效益18

17、，同時也為環保工作提供了一種全新的方法：從被動的末端治理轉向主動的源頭控制19。為了滿足市場的需求，對氯苯的生產不斷地加以改進并擴大生產能力，產品質量得到了極大的提高，在節能降耗上取得了一定成效20。隨著氯化苯系列產品的開發及應用范圍的不斷擴大，氯化苯系列產品在化工生產中起著越來越重要的作用。產品質量要求也越來越嚴格。由苯液相氯化法21制得的氯苯后，苯和氯苯互溶，為了提高氯苯產品的質量，需設計一連續精餾塔，用來分離易揮發的苯和不易揮發的氯苯。本設計主要是氯苯精制工段工藝流程設計，氯苯純度可達99.8%。第2章 設計方案 2.1設計原則工程設計本身存在一個多目標優化問題，同時又是政策性很強的工作

18、。在進行工程設計時應綜合考慮諸多影響因素，使生產達到技術先進、經濟合理的要求，符合優質、高產、安全、低能耗的原則，具體考慮以下幾點：滿足工藝和操作的要求，即流程與設備需要一定的操作彈性，可方便地進行流量和傳熱量的調節。滿足經濟上的要求，即要節省熱能和電能的消耗，設計時應全面考慮，盡量減少設備與基建的費用保證生產安全，生產中應防止物料的泄露，生產和使用易燃物料車間的電器均應為防爆品。2.2精餾過程設計方案2.2.1精餾方式 本設計采用連續精餾方式，原料液連續加入精餾塔中，并連續收集塔頂、塔底產物。精餾優點是集成度高，可控性好，產品質量穩定。由于所涉濃度范圍內苯與氯苯的揮發度相差較大，因而無須采用

19、特殊精餾。2.2.2操作壓力精餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。采用減壓操作有利于分離相對揮發度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態的物料，則應在加壓下進行精餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當地提高操作壓力可以提高塔的處理能力。有時應用加壓精餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少精餾的能量消耗。對于本設計中要求分離的苯-氯苯物系，應采

20、用常壓操作，常壓操作對設備要求低，操作費用低，適用于苯和氯苯這類非熱敏沸點在常溫（工業低溫段）物系分離。2.2.3塔板形式根據生產要求，選擇結構簡單，易于加工，造價低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降較低，在苯和氯苯這種黏度不大的分離工藝中有很好表現。2.2.4進料狀態進料狀態與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯系。在實際的生產中進料狀態有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。因此，本設計中采用泡點進料，由于蒸汽質量不易保證，采

21、用間接蒸汽加熱，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔。2.2.5再沸器，冷凝器等附屬設備的安排塔底設置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝至泡點后一部分回流入塔，其余部分經塔頂產品冷卻器冷卻后送至儲灌。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至產品儲罐。2.2.6熱能的利用精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。2.3全凝器設計方案塔頂溫度為81，采用泡點回流。兩流體溫度變化情況為：熱流體進口為81的苯（含有少量氯苯）蒸氣，出口為81的液體苯（含有少量氯苯）；冷流體（循環水）進口

22、溫度30，出口溫度40。該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節的固定管板式換熱器。循環水較易結垢，為便于水垢清洗，應使循環水走管程，管子選，熱流體走殼程。2.4再沸器設計方案塔底再沸器選用熱虹吸立式再沸器，加熱介質進口為790kpa，169.83的飽和水蒸氣，出口為790kpa，169.83的液體水，走殼程；釜液進口為138的液相氯苯（含少量苯），出口為138氣相氯苯，走管程。2.5自動控制設計方案2.5.1自動控制系統的目的化工生產中，大多是連續性生產，各個設備相互關聯著，當其中某一設備的工藝條件發生

23、變化時，都可能引起其他設備中某些參數或多或少的波動，偏離正常的工藝條件，為此，就需要用一些自動控制裝置，對生產中某些關鍵性參數進行自動控制，使它們在收到外界干擾（擾動）的影響而偏離正常狀態時，能自動的回到規定的數值范圍內，為此目的需要設置自動控制系統。常用的自動控制系統液位、流量、溫度、壓力自動控制系統。2.5.2自動控制系統方案當干擾作用使被控變量（流量）發生變化偏離給定值時，控制器發出控制信號，通過調節閥門開啟度來控制流量，使流量回到給定值。溫度自動控制系統依據傳熱的兩側有無相變來控制不同變量，如控制載熱體流量、控制被加熱流體自身流量、控制蒸汽流量、控制冷卻劑流量等，以保證工藝介質在換熱器

24、出口的溫度恒定在給定值上。當被控變量（液位）偏離給定值時，控制器發出控制信號，從而調節進入設備管道上閥門的開度來調節液位高度，使液位回到給定值。第3章 精餾塔工藝計算3.1計算任務 本設計采用連續精餾分離苯-氯苯二元混合物的方法，連續精餾塔在常壓下操作，被分離的苯-氯苯二元混合物連續由精餾塔中部進入塔內，要求年產純度不低于99.8%的氯苯6萬噸，塔頂產品苯純度不低于98%，原料液含氯苯為38%（以上均為質量%）。 設計每天24小時不停工，年工作時間為300天。3.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 ma=78.11kg/kmol氯苯摩爾質量 mb=112.

25、56kg/kmol 3.2.2原料及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量3.2.3物料衡算釜殘夜流量為 由 得：3.3塔板數的確定3.3.1理論板數nt的求取苯-氯苯理想物系，可采用圖解法求理論版層數查得苯-氯苯的氣液平衡數據，如表3-1，繪出x-y圖，見圖3-1表3-1 苯-氯苯的氣液平衡數據溫度xy808588909598100105108110115118120125128130131.876087795810251170127213501535166017601981213222502518269928402900148173192205246272293342376400466

26、51054362467971976010.8340.7420.6770.5560.4880.4420.3500.2990.2650.1940.1540.1270.0720.0400.019010.9620.9350.9130.8560.8170.7850.7080.6530.6130.5060.4320.3760.2380.1420.07求最小回流比及操作回流比塔內壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數據，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對平衡關系的影響完全可以忽略。采用作圖法求最小回流比。在圖3-1中對角線上，自點e(0.702,0.702)作垂線。

27、 圖3.1 圖解法求理論板層數 故最小回流比為： （3-1）考慮到精餾段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即： （3-2） 求精餾塔的汽、液相負荷求操作線方程精餾段操作線方程： （3-3）提餾段操作線方程： （3-4）圖解法求理論板層數 采用圖解法求理論版層數，如圖3-1所示，求解結果為：總理論板層數（包括再沸器）進料板位置3.3.2實際塔板數全塔效率 選用公式計算式中的為塔頂與塔底平均溫度下液體的平均粘度為：實際塔板數（近似取兩段效率相同）精餾段： 塊，取6塊提餾段： 塊，取13塊總塔板數：塊 3

28、.4精餾塔的工藝條件及有關數據3.4.1操作壓強 取每層塔板壓降為0.7kpa塔頂操作壓力： 加料板： 塔底操作壓力： 精餾段平均壓強：提餾段平均壓強：3.4.2操作溫度操作溫度范圍內苯和氯苯的安托尼方程分別為： （3-5）依據操作壓力，由泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，計算結果如下：塔頂溫度 進料溫度 塔底溫度 精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 塔頂塔底平均溫度 ，查得此溫度下苯氯苯的飽和蒸氣壓，求得此溫度下 3.4.3平均分子量塔頂： ，（查平衡曲線） 加料板： （查平衡曲線,見圖3-1） 塔底：查平衡曲線，見圖3-1得： 精餾段平均摩爾質量： 提餾段平均摩爾質量：3.4.4平均密度苯（a

29、）、氯苯(b)在各個溫度下的密度計算式為： (3-6)液相平均密度 塔頂： （3-7） 進料板： （3-8）式中進料板液相的質量分率：塔底： （3-9）精餾段： 提餾段： 汽相平均密度氣體平均密度可由理想氣體狀態方程計算得出精餾段氣體平均密度為： （3-10）提餾段氣體平均密度為： （3-11）3.4.5液體的平均表面張力塔頂： ，（81.00） 進料板： ；（91.55） 精餾段： 精餾段液相平均表面張力：3.4.6液體的平液均粘度液相平均粘度依公式 (3-12)塔頂： （81.00） 進料板： （91.55） 精餾段： 3.5塔和塔板主要工藝結構尺寸3.5.1塔

30、徑精餾段的氣相體積流率為： （3-13）提餾段的氣相體積流率為：精餾段的液相體積流量為：提餾段的液相體積流量為：按smith法求取允許的空塔氣速（即泛點氣速）由 （3-14）式中c由公式 （3-15）其中的由圖3-2的smith通用關聯查取的，圖中橫坐標為：初選塔板間距及板上液層高度，則：查smith通用關聯圖得負荷因子 m/s3.5.2操作氣速取安全系數為0.7，則空塔氣速為3.5.3精餾段的塔徑 （3-16）圓整取 塔截面積為： （3-17）實際空塔氣速為：表3.2 塔板間距與塔徑的關系塔 徑/d，m4.0板間距/ht.mm200300

31、2503503004503506004006003.5.4精餾塔有效高度精餾段有效高度為： （3-18）提餾段有效高度為： （3-19）在進料板上方、塔的中部，下部各開一人孔，其高度為0.45m。塔底空間22塔底空間指塔內最下層塔板到塔底間距，其值由如下因素決定：塔底儲液空間依儲存液量停留3-8min（易結焦物料可縮短停餾時間）而定；再沸器的安裝高度及安裝方式；塔底液面至最下層塔板之間要餾1-2m的距離。取儲存液量停餾5min則塔底空間高度為： （3-20）塔頂空間 塔頂空間指塔內最上層塔板與塔頂的間距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高

32、度應大于板間距，設計中通常取塔頂間距為（1.5-2.0）ht。取塔頂空間hd=1.1m。 故精餾塔的有效高度為；z=z精+z提+0.13+2.00+1.1=11.90m3.6塔板工藝結構尺寸3.6.1溢流裝置 因塔徑故采用單溢流弓型形降液管，平形受液盤，設有進口內堰。溢流堰長 取溢流堰高 （3-21）對平直堰 （3-22）近似取，于是： 降液管的寬度和降液管的面積由查弓形降液管參數圖得：，即：m液體在降液管內的停餾時間為：（滿足要求） （3-23）降液管的底隙高度取 （3-24）（大于0.02-0.025m，本結果滿足要求） 選用平形受液

33、盤，深度。3.6.2塔板布置塔板分塊因d800mm，故塔板采用分塊式，查表得塔板分為5塊，如圖3.2所示。 圖3.2 塔板分塊示意圖 邊緣區寬度與安定區寬度 本設計取mm，mm。開孔區面積 （3-25）式中： （3-26） （3-27）3.6.3開孔數和開孔率取篩孔的孔徑，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度，且取。故孔心距。每層塔板的開孔數為：（孔） （3-28）每層塔板的開孔率為：（應在5-15%，故滿足要求）每層塔板的開孔面積為：氣體通過篩孔的孔速為： （3-29）3.7驗算3.7.1塔板上的流體力學驗算氣體通過干板的壓降 （3-30

34、）式中孔流系數由查干篩孔的流量系數圖得出， 氣體通過板上液層的壓降 （3-31）式中充氣系數的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速，對單流型塔板有： （3-32）動能因子 查充氣系數關聯圖得（一般可近似取）。氣體克服液體表面張力產生的壓降 （3-33）氣體通過篩板的壓降（單板壓降）和 （3-34）（滿足工藝要求）3.7.2液面落差的驗算 對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.7.3霧沫夾帶量的驗算 （3-35）式中：m驗算結果表明不會產生過量的霧沫夾帶。3.7.4漏液的驗算漏液點的氣速 （3-36）實際孔速

35、為：篩板的穩定性系數為：（不會產生過量液漏） （3-37）3.7.5液泛的驗算為防止降液管發生液泛，應使降液管中的清液層高度 （3-38） 液注液注苯氯苯屬一般物系，取=0.5，故：成立，故不會產生液泛。通過流體力學驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結構尺寸合適。3.7.6塔板負荷性能圖霧沫夾帶線 以 式中 （3-39） （3-40） 由式（3-41）可做出霧沫夾帶線（1）。液泛線 由 聯立得 忽略，將的關系式代入上式，并整理得：式中 故 （3-41）由式（3-42）可做出液泛線（2）。液相負荷上限線 以作為液體在降液管中停餾時間的下限，則： （3-4

36、2）據式（3-43）可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線（3）。漏液線漏液點氣速 （3-43） 整理得： (3-44)由式(3-45)可做出漏液線（4）。液相負荷下限線取平直堰堰上液層高度m作為最小液體負荷標準，。 （3-45）據式（3-46）可做出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線（5）。根據以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖，如下圖所示：: 圖3.3 塔板負荷性能圖在負荷性能圖上做出操作點a（）即（0.0034，2.340）連接oa,即操作線。由圖看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液相線控制。操作彈性定義為操作線與界限曲線交點的氣相最大負荷與氣相

37、允許最小負荷之比，查圖得=4.5698m/s，=1.2530m/s即：操作彈性=。3.8筒體設計3.8.1計算準備23查腐蝕數據與選材手冊知本設計介質腐蝕速度為0.2mm/a，設計壽命為15年，得腐蝕裕量為c2=0.215=3mm16mnr在工作溫度即115下的許用應力為采用雙面對接焊，局部無損傷，故焊接系數為3.8.2液體靜壓力 (3-46)得 （3-47）設計壓力取提餾段壓力，即0.114mpa液注靜壓力可忽略不計。3.8.3筒體厚度筒體厚度計算式為 （3-48）許用應力則對于低合金鋼制容器，規定它不包括腐蝕裕量的最小厚度應不小于3mm，故設計厚度 對于鋼板標準為gb6654-1996的鋼

38、板，鋼板負偏差c1=0.25，因而名義厚度。3.8.4校核水壓試驗強度根據 所以名義厚度取7mm合適。3.9封頭設計3.9.1封頭厚度標準橢球形封頭厚度計算式為： （3-49） 則 ，腐蝕余量為c=3mm；設計厚度，故名義厚度為。3.9.2應力強度校核應力強度校核計算公式為： （3-50） 故筒體厚度選用7mm合適。3.9.3最大允許工作壓力最大允許工作壓力計算式為： （3-51）封頭尺寸如表3-4表3.3封頭尺寸mmdi曲面高度h1直邊高度h2厚9.4進料管 （3-52）取w=0.8m/s (強制流動)，則:表3.4進料管參數名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出直

39、徑規格100mm1084mm100mm3.9.5塔頂蒸汽出口管 （3-53） （3-54）取w=30m/s,則圓整后取出口管直徑250mm。表3.5蒸汽出口管參數名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長度規格250mm2738mm100mm3.9.6回流管自然回流，取w=1.8m/s圓整后取公稱直徑50mm。表3.6回流管參數名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長度規格50mm573.5mm80mm3.9.7釜液出口管 （3-55）自然流動w=1.8m/s 則圓整后取公稱直徑100mm。表3.7釜液出口管參數名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長度規格100mm1084mm100mm3.9

40、.8氣體進口管 （3-56）取w=30m/s圓整后取公稱直徑400mm。表3.8塔底氣體進口管名稱接管公稱直徑接管 外徑厚度接管伸出長度規格400mm4268mm100mm表3.9精餾塔的設計計算結果匯總一覽表序號項目數值1平均溫度tm，109.502平均壓力pm，kpa114.953氣相流量vs，(m3/s)2.3404液相流量ls，(m3/s)0.00345實際塔板數np196有效段高度z，m11.907塔徑d，m1.88壁厚，mm79板間距ht，m0.510溢流形式單溢流11降液管形式弓形12堰長lw，m1.1913堰高hw，m0.04714板上液層高度hl，m0.0615堰上液層高度h

41、ow，m0.0045316降液管底隙高度ho，m0.035717安定區寬度ws，m0.0718邊緣區寬度wc，m0.0519開孔區面積aa，m21.87120篩孔直徑d0，m0.00621篩孔數目n667022孔中心距t，m0.01823開孔率，%10.124空塔氣速u，m/s0.92325篩孔氣速u0，m/s12.3826穩定系數1.98527每層塔板壓降pp，pa70028負荷上限液泛控制29負荷下限漏液控制30液沫夾帶ev，（kg液/kg氣）0.0074131氣相負荷上限vs,max，m3/s0.02332氣相負荷下限vs,min，m3/s0.0010233操作彈性3.647第4章 輔助

42、設備計算4.1塔頂冷凝器設計4.1.1選擇換熱器的類型塔頂餾分含有大量苯和少量氯苯蒸汽，由于氯苯含量很少，塔頂餾分可看成純苯。81苯的汽化熱4.1.2總傳熱面積計算冷凝器熱負荷 圖4.1 冷凝器負荷體系選取示意圖 （4-1） 平均傳熱溫差冷卻水用量 （4-2）總傳熱系數查表可取總傳熱系數 (kg) 傳熱面積 （4-3）4.1.3工藝結構尺寸管徑和管內流速選用192mm傳熱管（碳鋼），取管內流速u=1.5m/s。管程數和傳熱管數根 （4-4）按單程管設計傳熱管長度為： （4-5） 管程傳熱管總根數n=2802=5

43、60根所以n=613根24。傳熱管排列和分程方法可采用組合排列法，即每程均按正三角形排列。隔板兩側采用正方形排列。取管心距t=1.25d0 ，則t=1.2519=23.75mm=24mm橫過管束中心的線的管數 根 （4-6） 殼體內徑采用多管程結構，取管板效率=0.7。則殼體內徑為： （4-7）圓整可取d=800mm，則拉桿直徑10mm，拉桿數8個15 。折流板采用方形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度h=0.25800=200mm取折流板間距b=0.3d=0.3800=240mm，可取b=250mm。則折流板的最小厚度為4mm23。折流板數 nb=傳熱管長/折流板間距-1=3000/250-1=11塊折流板圓缺面水平裝配