陈春丽化工原理课程设计.doc

温州大学化学与材料工程学院

化工原理课程设计说明书

设计题目：7200t/a99.8%氯苯精馏工艺设计

设 计 者： 陈春丽
班 级： 06化工
日 期： 2023年6月12
导 教 师： 吴美宁

目录
摘要 3
第一章 产品与设计方案简介 3
1.1产品的简介 4
1.1.2氯苯的理化常数 4
1.1.2氯苯的质量标准 4
1.1.3氯苯的用途 5
1.1.4氯苯健康危害 5
1．1.5急救措施和应急解决 6
1.1.6氯苯的生产方法 6
1.1.7氯苯的储存管理 7
1.1.8氯苯运送的管理 8
1.1.9环境标准 8
1．2设计方案简介 9
第二章 工艺流程草图及说明 10
2.1工艺流程草图 10
2.2工艺流程说明 10
第三章 工艺计算及主体设备设计 11
3.1精馏塔的物料衡算 12
3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 12
3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 12
3.1.3 物料衡算 12
3.2 塔板数的拟定 12
3.2.1理论塔板数NT求取 12
3．3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 15
3．3．1 操作压力计算 15
3．3．2 操作温度计算 15
3．3．3 平均摩尔质量计算 16
3．3．4 平均密度计算 16
3．3．5 液体平均表面张力计算 18
3．3．6 液体平均粘度计算 19
3．4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 20
3．4．1 塔径的计算 20
3．4．2 精馏塔有效高度的计算 22
3．5塔板重要工艺尺寸的计算 22
3．5．1 溢流装置计算 23
3.5.2塔板布置 24
3.6塔板流体力学验算 26
3.6.1塔板压降 26
3.6.2液面落差 27
3.6.3液沫夹带 27
3.6.4漏液 27
3.6.5液泛 28
3.7塔板负荷性能图 28
3.7.1漏液线 28
3.7.2 液沫夹带线 29
3.7.3液相负荷下限线 30
3.7.4液相负荷上限线 30
3.7.5液泛线 30
3.8 塔体结构及示意图 33
3.8.1塔顶空间高度 33
3.8.2塔底空间高度 33
3.8.3封头高度 33
3.8.4塔底裙座高度 33
3.9 精馏塔接管尺寸计算 34
3.9.1 进料管 34
3.9.2回流液管 34
3.9.3 再沸器进塔釜管 34
3.9.4塔底进再沸器管 34
3.9.5 塔顶蒸汽管 35
3.9.6塔顶和塔底测压管选型 35
3.9.7塔顶、塔底、进料口、精馏段和提馏段中间各一个测温管 35
3.9.8塔釜液位自控液位计接管上下各一个 35
3.9.9塔釜液位指示器接管上下各一个 35
3.9.10排空管（塔顶） 35
3.9.11排液管 35
第四章 辅助设备计算及选型 36
4.1原料储罐（V-101a-b） 36
4.2氯苯贮槽（V-107a-b） 36
4.3 苯贮槽（V-112a-b） 36
4.4 原料输送泵（P-102a-b） 37
4.5氯苯输送泵（P-108） 37
4.7换热器(E-103) 37
4.8再沸器(E-105立式虹吸式两只) 38
4.9全冷凝器(E-109固定管板列管式，双程) 38
4.10分派器 38
第五章 能源消耗估算 39
第六章 对设计过程的评述和有关问题讨论 40
6．1相关问题讨论 40
6.2设计感言 40
第七章 参考文献 42
第八章 重要符号说明 43

7200t/a99.8%氯苯精馏工艺设计
陈春丽
325027温州大学化学与材料工程学院0 6化工班

摘要：化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。本设计的题目是7200t/a99.8%氯苯精馏工艺设计，就是将含氯苯为38%的原料液进行精馏，分离出纯度为99.8%的氯苯。根据原料中苯和氯苯之间物性的差别，本设计是采用筛板式精馏塔对其进行分离，采用连续操作方式。

第一章 产品与设计方案简介

苯和氯苯是两种重要的基本化工原料，根据其物理性质之间的差别，本设计采用筛板精馏方式进行分离。

1.1产品的简介
1.1.2氯苯的理化常数
标编号
33546
CAS号
108-90-7
中文名称
氯苯
英文名称
chlorlbenzene；monochlorobenzene
别    名
一氯代苯
分子式
C6H5Cl
外观与性状
无色透明液体，具有不快乐的苦杏仁味
分子量
112.56
蒸汽压
1.33kPa/20℃：
熔    点
-45.2℃ 沸点：132.2℃
溶解性
不溶于水，溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂
密    度
相对密度(水=1)1.10；相对密度(空气=1)3.9
稳定性
稳定
危险标记
7(易燃液体)
闪点
28℃
1.1.2氯苯的质量标准
Q/(HG)SJ 519-92
项目Item                             分析纯　　  化学纯　　　
　　　　　　　　　　　　　　　　 (AR)       (CP)        
密度(20℃) g/ml                 1.1060～1.1070  1.1060～1.1075  
沸程℃                   131.0～132.0    130.5～132.5    
不挥发物%                     ≤ 0.001           0.001        
水分%                        ≤ 0.05            0.05        
酸碱度                    合格　　　　　  合格        
硫化合物%     ≤ 0.0005          0.001        
易碳化物质 合格　　　　　  合格        
1.1.3氯苯的用途

医药
其他产品的
合成原料
其他
…….
塑料
炸药
氯苯

1.1.4氯苯健康危害
侵入途径：吸入、食入、经皮吸取。
健康危害：对中枢神经系统有克制和麻醉作用;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;初期有头痛、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
1．1.5急救措施和应急解决
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。建议应急解决人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽也许切断泄漏源。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取。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，减少蒸气灾害。用防爆泵转至槽车或专用收集器内，回收或运至废物解决场合处置。
废弃物处置方法：用焚烧法。废料同其他燃料混合后再焚烧，燃烧要充足，防止光气生成。焚烧炉排出的卤化氢通过酸洗涤器除去。
1.1.6氯苯的生产方法
直接氯化法：

有气相法和液相法两种。①气相法，反映温度400～500℃，成本高于液相法，故已被淘汰。②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，如能在反映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映器连续操作。氯化是放热反映，可用载热体移出反映热。但更好的方法是使反映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，可使反映器的生产能力增长。反映产物中具有氯化氢，在蒸馏前要用氢氧化钠溶液中和。
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。为了克制多氯苯的生成，所用的苯需大大过量。尽管如此，还会生成5％～8％的二氯苯，而氯化氢被所有用完。
1.1.7氯苯的储存管理
储存于阴凉、通风的库房。远离火种、热源。库温不宜超过30℃。保持容器密封。应与氧化剂分开存放，切忌混储。采用防爆型照明、通风设施。严禁使用易产生火花的机械设备和工具。储区应备有泄漏应急解决设备和合适的收容材料。
1.1.8氯苯运送的管理
本品铁路运送时限使用钢制公司自备罐车装运，装运前需报有关部门批准。运送时运送车辆应配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急解决设备。夏季最佳早晚运送。运送时所用的槽（罐）车应有接地链，槽内可设孔隔板以减少震荡产生静电。严禁与氧化剂、食用化学品等混装、混运。运送途中应防曝晒、雨淋，防高温。半途停留时应远离火种、热源、高温区。装运该物品的车辆排气管必须配备阻火装置，严禁使用易产生火花的机械设备和工具装卸。公路运送时要按规定路线行驶，勿在居民区和人口稠密区停留。铁路运送时要严禁溜放。严禁用木船、水泥船散装运送。
1.1.9环境标准 
中国(TJ36-79)
车间空气中有害物质的最高允许浓度
50mg/m3
前苏联(1977)
居民区大气中有害物最大允许浓度
0.1mg/m3(最大值，昼夜均值)
中国(GB16297-1996)
大气污染物综合排放标准
①最高允许排放浓度(mg/m3)：
60(表2)；85(表1)
②最高允许排放速率(kg/h)：
二级0.52～29(表2)；0.67～34(表1)
三级0.78～44(表2)；0.92～52(表1)
③无组织排放监控浓度限值：
0.40mg/m3(表2)；0.50mg/m3
中国(待颁布)
饮用水原中有害物质的最允许浓度
0.03mg/L
中国(GHZB1-1999)
地表水环境质量标准(I、II、III类水域)
0.03mg/L
中国(GB8978-1996
污水综合排放标准
一级：0.2mg/L
二级：0.4mg/L
三级：1.0mg/L

嗅觉或浓度
0.21ppm

 1．2设计方案简介

苯和氯化苯的重要物理性质
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
80.1℃
1.865g/L(25℃)
69.25℃(101.3kPa)
苯91.16% ,水8.84%
氯苯
无色透明液体
132℃
0.049g/(100g水)(30℃)
90.2℃
氯化苯71.6%,水28.4% )

根据任务书中的规定，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规定，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，采用连续操作方式。精馏塔涉及板式精馏塔和填料精馏塔。板式精馏塔内设立一定数量的塔板，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。虽然生产能力、分离效率填料塔较高，压力降板式塔较高，操作弹性板式塔较小，但是板式塔造价便宜，持液量大，可使塔的操作平稳，不易引起产品的迅速变化，并且更容易实现侧线进料和出料等等，所以综合考虑，本设计采用筛板式精馏塔对其进行分离。

第二章 工艺流程草图及说明

2.1工艺流程草图
（1）流程示意图
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）工艺流程草图

2.2工艺流程说明
一方面，38%的苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。由于被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断反复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完毕苯与氯苯的分离。

第三章 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
氯苯的摩尔质量

3.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

3.1.3 物料衡算
产品氯苯产量 ： W==8.89 kmol/h
总物料衡算 ：
苯物料衡算 ： F
联立计算得到： F=30.92kmol/h
D=22.03kmol/h
3.2 塔板数的拟定
3.2.1理论塔板数NT求取
1、由手册查得苯-氯苯的饱和蒸汽压数据，绘出x-y图
温度 ℃
80
90
100
110
120
130
131.8
kPa
苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
表一
以t=90℃为例，计算过程如下：

其它温度下的计算结果
温度℃
80
90
100
110
120
130
131.8
x
1.000
0.679
0.444
0.266
0.133
0.020
0.000
y
1.000
0.913
0.787
0.614
0.393
0.075
0.000
a
5.14
5.00
4.61
4.40
4.14
3.95
3.82
表二
平均相对挥发度am:

2、理论塔板数的求解
该溶液是饱和液体进料，故xq=xf,则

取 R=3.2Rmin=3.2×0.348=1.1136

解得 Nmin=5.77

解得 N=9.75=10块（不涉及再沸器）
精馏段：

解得 Nmin=1.28

解得精馏段 N=2.96
第三层是进料板
3、实际板层数：
精馏段实际板层数：
提溜段实际板层数：
实际第六层是进料板
4、相关参数的求解

理论塔板图

塔板局部放大图
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
塔底操作压力
每层塔板压降
进料板压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
3．3．2 操作温度计算
根据表二数据作t-x-y图得

塔顶温度
塔底温度
进料板温度
精馏段平均温度
提馏段平均温度
3．3．3 平均摩尔质量计算
1、塔顶平均摩尔质量计算
由平衡曲线查得
当0.935

2、塔底平均摩尔质量计算
由平衡曲线查得
当39

3、进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板，得
查平衡线，得

4、精馏段平均摩尔质量

5、提馏段平均摩尔质量

3．3．4 平均密度计算
1、气相平均密度计算
由抱负气体状态方程计算，即

2、液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算，即

（1）塔顶液相平均密度的计算
由，查苯和氯苯的温度---密度曲线得

（2）塔底液相平均密度的计算
由，查苯和氯苯的温度---密度曲线得得

（3）进料板液相平均密度的计算
由，查苯和氯苯的温度---密度曲线得

进料板液相的质量分率

（4）精馏段液相平均密度为

（5）提馏段液相平均密度为

3．3．5 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力由下式计算，即

1、塔顶液相平均表面张力计算
由，查苯和氯苯的温度---张力曲线，得

2、塔底液相平均表面张力计算
由，查苯和氯苯的温度---张力曲线，得

3、进料板液相平均表面张力计算
由，查苯和氯苯的温度---张力曲线，得

4、精馏段液相平均表面张力为

5、提馏段液相平均表面张力为

3．3．6 液体平均粘度计算
液体平均粘度依下式计算，即

1、塔顶液相平均粘度的计算
由，查苯和氯苯的温度---粘度曲线得

解出
2、塔底液相平均粘度的计算
由，查苯和氯苯的温度---粘度曲线得

解出
3、进料板液相平均粘度的计算
由，查苯和氯苯的温度---粘度曲线得

解出
4、精馏段液相平均粘度为

5、提馏段液相平均粘度为

3．4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
3．4．1 塔径的计算
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

取安全系数为0.7，则空塔气速为

提馏段的气、液相体积流率为

由

式中C由 计算，其中的 由史密斯关联图查取，图的横坐标为

取板间距 ，板上液层高度 ，则

查得

取安全系数为0.7，则空塔气速为

按标准塔径圆整后为
塔截面积为
实际空塔气速为
3．4．2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在对于D≧1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般会设人孔。本设计中D=800mm，故不需要开设人孔。
故精馏塔的有效高度为

3．5塔板重要工艺尺寸的计算
3．5．1 溢流装置计算
因塔径，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
取
(2)溢流堰高度
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 =0.48m ， h

取板上清液层高度
故
(3)弓形降液管高度
由

查弓形降液管的参数，得

故

验算液体在降液管中停留时间，即

保存时间
(4)降液管底隙高度

取
=

所以降液底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度=46.6mm
3.5.2塔板布置
（1） 塔板的分块
因D=800mm,故采用整块式
（2） 边沿区宽度拟定
边沿区宽度为, 破沫区宽度
(3) 开孔区面积计算
开孔区面积Aa按式计算，即

其中 R=
X=
故

解得 Aa=0.3433
（4）筛孔计算及其排列
本设计解决的物系无腐蚀性，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
故 =0.051 = 0.0312m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
=
= = = 0.759
=0.759 = 1.288
查图，
故 =

（3） 液面表面张力的阻力计算

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：

=
故

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规定

苯和氯苯属一般物系，取，则

而
板上不设进口堰，可由下式计算

符合防止淹塔的规定

3.7塔板负荷性能图
3.7.1漏液线
由

=4.40.101

整理得
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出，计算结果列表如下
LS, m3/s
0.0004
0.0008
0.0012
0.0016
0.0020
0.0025
Vs, m3/s
0.207
0.211
0.215
0.218
0.221
0.224
由以上表格即可作出漏液线1
3.7.2 液沫夹带线
以=0.1kg液/kg气为限，求LS--- Vs关系如下：
由

=0.0466

所以

整理得

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出，计算结果列表如下
LS, m3/s
0.0004
0.0008
0.0012
0.0016
0.0020
0.0025
Vs, m3/s
0.658
0.631
0.610
0.590
0.572
0.551
由上表数据即可作出液沫夹带线2

3.7.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准。
由 =E
取E=1,则

据此可以画出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3
3.7.4液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，即
θ==4
故 =0.00245
据此可作出与气体流量无关的垂直相负荷上限线4
3.7.5液泛线
令
由； ； ；
联立得
整理得

故
或

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出，计算结果列表如下
LS, m3/s
0.0004
0.0008
0.0012
0.0016
0.0020
0.0025
Vs, m3/s
0.658
0.665
0.646
0.627
0.606
0.577
由上表数据即可作出液泛线5

根据以上各线方程，可作出塔板的负荷性能图，如图所示：

在负荷性能图上作出操作线。由图可看出，该筛板塔的操作上限为液沫夹带线，下限为漏液控制。由图查得

故操作弹性为

筛板塔的工艺设计计算结果总表

项目
符      号
单   位
精馏段
各段平均压强
Pm
kPa
107.05
各段平均温度
tm
℃
85.265
平均流量
气相
Vs
m3/s
0.360
液相
Ls
m3/s
0.000679
实际塔板数
N
块
23
板间距
HT
m
0.35
塔的有效高度
Z
m
7.35
塔径
D
m
0.8
空塔气速
u
m/s
0.717
塔板液流形式

单溢流

溢流装置
溢流管形式

弓形
堰长
lw
m
0.48
堰高
hw
m

溢流堰宽度
Wd
m

管底与受液盘距离
ho
m

板上清夜层高度
hL
m
0.055
孔径
do
mm
5.0
孔间距
t
mm
15.0
孔数
n
个
1763
开孔面积
A0
m2
0.3433
筛孔气速
uo
m/s
10.38
塔板压降
hp
kPa
0.5613
降液管内清夜层高度
Hd
m
0.123
液沫夹带
Ev
kg液/kg气
0.0159
负荷上限

液沫夹带控制
负荷下限

漏液控制
气相最大负荷
Vs，max
m3/s
0.613
气相最小负荷
Vs，min
m3/s
0.219
操作弹性

2．80

3.8 塔体结构及示意图
3.8.1塔顶空间高度
为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5～2.0）。本设计取：
=2
3.8.2塔底空间高度
1.塔底清液空间
VO=LS’3
2.塔底储液高度
h=VO/AT=0.60/0.5024=1.19 m
塔底液面值在下层塔板之间有 1.31 m，故
HB=1.19+1.31=2.50 m
3.8.3封头高度
采用1：2的标准椭圆封头，故
H1=0.8/4=0.2 m
3.8.4塔底裙座高度
H2=4 m
再沸器高度=3m+0.5m+0.2m≈4m
塔高：

3.9 精馏塔接管尺寸计算
计算接管口的直径根据：
D=
已知=V,故可以知道
D=
3.9.1 进料管
取u=0.5m/s，则进料管直径为

DF===0.047 m=47mm
取D=（DN=50）
3.9.2回流液管
取u=0.3m/s，则回流液管直径为
DL===0.0533 m=53.3 mm
取D=77（DN=70mm）
3.9.3 再沸器进塔釜管
取u=15m/s,则再沸器进塔釜的蒸汽管直径为
==0.188m=188mm
取D= （DN=188）
3.9.4塔底进再沸器管
取u=0.4m/s，则塔底进再沸器管直径为
DL‘==0.0749 m=74.9mm
取D=(DN=75)
3.9.5 塔顶蒸汽管
取u=15m/s，则塔顶蒸汽管的直径为
DV==0.173m=173mm 取D=(DN=173)
3.9.6塔顶和塔底测压管选型
取D=（DN=25）
3.9.7塔顶、塔底、进料口、精馏段和提馏段中间各一个测温管
五个测温管取D=DN=25）
3.9.8塔釜液位自控液位计接管上下各一个
两个液位计取D=（DN=25）
3.9.9塔釜液位指示器接管上下各一个
两个指示器取D=（DN=25）
3.9.10排空管（塔顶）
取D=（DN=50）
3.9.11排液管
取D=(DN=25)

第四章 辅助设备计算及选型

4.1原料储罐（V-101a-b）
按照8小时备料计算，储放体积

取装料系数

由于原料为易燃易爆流体，故最低设计该储罐设计压力为0.98 Mpa，选用材质为16MN的卧式椭圆封头储罐，规格见表。

4.2氯苯贮槽（V-107a-b）
按照8小时备料计算，储放体积

取装料系数

由于氯苯易燃易爆，故最低设计该储罐设计压力为0.98 MPa，选用材质为16MN的卧式椭圆封头储罐，规格见表。

4.3 苯贮槽（V-112a-b）
按照8小时备料计算，储放体积

取装料系数

由于苯易燃易爆，故最低设计该储罐设计压力为0.98 MPa，选用材质为16MN的卧式椭圆封头储罐，规格见表。

4.4 原料输送泵（P-102a-b）
从原料储罐里出来的流体流量
V=25/8=3.125m3/h
根据进料板的高度取H=20-30 m，查化工设计手册，初步确认所选泵为2JB-DQ4000-6.3/3KW，该泵Q=4M3/h, H=63M.可以满足规定。

4.5氯苯输送泵（P-108）
氯苯的流体流量
Q=8.146/8=1.02 m3/h
选取50YG60/3KW , Q=12M3/h, H=30M.

4.7换热器(E-103)
F=3.125 t1=-5℃ t1’=40℃
苯:Cp=31.65 kcal/(kmol℃) 10℃ Cp= 35.77 kcal/(kmol℃)
氯苯:Cp=35.42 kcal/(kmol℃) 90℃ Cp=38.99kcal/(kmol℃)
进口:
Cp苯=(31.65+35.77)/2=33.71 kcal/(kmol℃)
Cp氯苯=(35.42+38.99)/2=37.21 kcal/(kmol℃)

℃

取固定管板式换热器 规格见表

4.8再沸器(E-105立式虹吸式两只)
蒸发量kmol/h 在130℃左右，氯苯汽化热r=8469kcal/kmol=35425.827kJ/kmol
热损失按5%计算
Q=r/(1-5%)=
=158.7-131.5=27.2℃
总传热系数k取600W/m2℃

S取40 m2
查化工手册，换热器→再沸器→热工吸→得型号（8002023）规格见表。

4.9全冷凝器(E-109固定管板列管式，双程)
蒸发量V=kmol/h M= 在80℃左右，苯汽化热r=480 Kj/kg
热损失按5%计算 Q=V’r/(1-5%)=*78.11*480/3600/0.95=469.6 kw
冷却水从20℃升到30℃,所以
= 总传热系数k取600W/m2℃

S取 15 m2
查<化工设计手册>，得型号15M2(φ400×2023)规格见表。

4.10分派器
分派器取0.8m2（700×1800）卧式椭圆封头
设备一览表参考格式
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(φ2200×7600)
2
A3F
卧式椭圆封头
P-102a-b
原料输送泵
2JB-DQ4000-6.3/3KW
2
组合件
Q=4M3/h,H=63M
E-103
预热器
5M2(φ273×2023)
1
10＃
固定管板列管式，单程
T-104
筛板塔
φ800×10550
1
10＃
23块筛板，其中精馏段5块
E-105
再沸器
45M2(φ800×2023)
1
10＃
立式热虹吸，GCH800-10-45
E-106
氯苯冷却器
5M2(φ273×2023)
1
10＃
固定管板列管式，单程
V-107a-b
氯苯贮槽
10M3(φ1600×4400)
2
A3F
卧式椭圆封头
P-108
氯苯输送泵
50YG60/3KW
1
组合件
Q=12M3/h,H=30M
E-109
全冷凝器
15M2(φ400×2023)
1
10＃
固定管板列管式，双程
A-110
分派器
0.8M3(φ700×1800)
1
A3F
卧式椭圆封头
E-111
苯冷却器
5M2(φ273×2023)
1
10＃
固定管板列管式，单程
V-112a-b
苯贮槽
20M3(φ2023×5800)
2
A3F
卧式椭圆封头
P-113
苯输送泵
50YG60/3KW
1
组合件
Q=12M3/h,H=30M

第五章 能源消耗估算

单耗（T/T）
单价(元/t)
金额(元)
汽（0.5MP）
0.9544
500
477.2
水25℃
71.23
2
142.46
电
4.105
1.5
6.2
合计

625.9

第六章 对设计过程的评述和有关问题讨论

6．1相关问题讨论
问题讨论一：进料板组分的拟定
第三章中在求解“精馏塔的工艺条件及有关物性的数据”时，平均摩尔质量、平均密度、平均表面张力、平均粘度都是通过由已知温度查图而得，温度又是由t—x(y)图查到的，其中进料温度到底是由原料液的组分去查还是用进料板上由图查到的组分去查呢，这个问题曾经困扰着我。后来问过老师，老师说这两者都没有关系，由于用两者查到的数据相差不大，而工程设计中误差在±30%之内都是没有关系的。
问题讨论