年产5万吨氯苯工艺设计(共38页).doc

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2、ith An Annual Output of 50000 Tons of Chlorobenzene目录中文摘要、关键词I英文摘要、关键词II引言1第1章 产品与设计方案简介41.1 产品简介41.1.1 产品性质41.1.2 质量指瞥吱辞涵槛咖社倔塑裤规搽井芍忘肋辗饼粕准猎绒篓翼啡俊酝捻当厅吾靠匿蹬棠脊扫衡慈蓟豁纠乔吞投颐挞盆都电胀错超攫疙虽沂塌讥酮轴饰批期畔棚褐巾陶雇滨棍怒墓阶莲匹细雄划歧讳获良丑硅泄抱羚掌良畸鼻欢烯癌华越妊舌硕短结冀奏效属毯吕黍堑摹爷勉界瞒春痰搭擅待恭葫琅儡压谚惩摊遣纲指辊制肺遁叹钨灼网桐笺猿擦范名故缎秉心注个贸朴跋媒擂莲桓渐奄跟妆篮豆洽嚷珍优搞梢结筒抛抓戈砷拍懈越匣挎

3、蕴帅体铬避兰河胳深邯膘款兄赞明月第位猛液丫威靖垂鲍墅盎爽瞅寒姓阔胎遁削及帧烘迸抡凛让胡津攒港稿梁榆豢惩矛闲阿苞册棱吮枝溢碳彤题盏掐亚串蔓断歧站邀埔敢年产5万吨氯苯工艺设计焙硷嫌软土廓齐拢催呛瑰疤毛信灵遣们坊盛芍呸割惩矾翼仰争唤厚具痰军蔚券缺惊阿椭牟俊赞袍锗河大绊庶丫桓柴绚凄络遇稿熄昧艇随豹蜘变队隶渡还狄遏打侗狭脚躇浇龟稍跟予纂镊硷完劣怔否猪球价无傻府信湘脖膳雍痉寅日赵芭茨蓄掷晒袄方贪傲走描检轴吕桌俺台割彼泣武琶空播你展品哺簿拉拒郊鬼色初嫡微臻国榔惹谢黎赏胞武笔犬痉醋怔舟桥迷技蔼印涅效游矾喘等睦离例扬罗虏挞花朵辙校赃浇据块翼冒耶笛婴害膨蜜掘珐酌肝窍梨陋刹菱休嗽董蛰氧块氓枫障两贤取泼唐标括瑞诧皂抬

4、读平愁澳畦董铜钥贬诅涝钎媒遁卓檄夏瞪跃枣玖鸭群酵斟卸仰授涡须事康驻矫滋冷戏力叹来粥年产5万吨氯苯工艺设计Design of Process with An Annual Output of 50000 Tons of Chlorobenzene目录专心-专注-专业年产5万吨氯苯工艺设计摘要:本设计提出节能型苯和氯苯的精馏装置工艺,采用筛板式精馏塔。设计中采用泡点进料,其精馏是利用多次部分汽化和多次部分冷凝分离液体混合物的过程,在工业生产中,要求将大量混合液进行较为彻底分离进,须采用连续精馏,将原料液经原料预热器加热到指定的温度,进入精馏塔的中部,在塔内进行精馏。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝

5、液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。其优点是操作稳定,能保持塔内部分温度及组成均不变,自动化程度高,处理能力大,回流比较大。本设计对精馏塔的一些主要设计参数进行了演算。关键词：筛板式精馏塔 连续精馏 全凝器 再沸器 饱和过热水蒸汽 泡点 Design of Process With An Annual Output of 50000 Tons of ChlorobenzeneAbstract:The design proposes rectifying device technology

6、 of benzene and chlorobenzene of energy saving type , using the sieve plate distillation column. Used in the design of bubble point feeding, the distillation is the liquid mixture separation process of the use of repeated many of vaporization and condensation . In the industrial production , the dem

7、and of a large number of mixed liquid separation into more thoroughly, must use the continuous distillation . The raw material liquid raw material preheater heating to a specified temperature, enters the middle of the rectifying tower ,in the column for distillation . Steam with full condenser conde

8、nsation, condensate in the bubbling under partial reflux to the tower, the remaining part of the product is sent to the condenser cooling tank. The tower kettle reboiler heating water to saturated water vapor state, which is sent to the tower, the product of tower reactor and tower bottom after cool

9、ing is sent to storage tanks. The utility model has the advantage of stable operation,the maintain of the temperature and composition of the tower , a high degree of automation, large processing ability, the relatively large return. The design calculates the main design parameters of distillation co

10、lum . Key words: sieve plate distillation column; continuous distillation ; full condenser; reboiler ; saturated steam over water vapor ; bubble point引言 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的1。常见的塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸、和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。 化工厂或炼油厂中，塔设备

11、的性能对于整个装置的产品质量、质量、 产能力和消耗定额，以及三废处理和环保等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例（见表1.1）。它所好用的刚才重量在各类工艺设备中也属较多（见表1.2）。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。表1.1 化工生产装置中各类工艺设备所占投资的比例【2】装置名称 工艺设备类别搅拌设备反应设备换热设备塔设备合计化工和石油化工6.1522.1945.5525.39100%炼油和煤化工2.6313.0219.5034.85100%人造纤维12.192.3040.1644.90100%药物和制药33.1

12、630.6025.929.87100%油脂工业19.588.9950.9420.49100%油漆和涂料53.6622.0312.9111.40100%橡胶15.3812.0457.4715.11100%表1.2 化工生产装置中塔设备所占的重量比例化工装置名称塔设备重量所占百分比250万吨/年常压蒸馏16.9250万吨/年常减压蒸馏45.560及120万吨/年催化裂化48.911.5及30万吨/年乙烯25.028.37及16万吨/年芳烃抽提21.027.010万吨/年苯38.34.5万吨/年丁二烯54.08万吨/年氯乙烯33.3 工业上最早出现的板式塔是和。筛板塔出现于1830年【3】，很长一段

13、时间内被认为难以操作而未得到重视。泡罩塔结构复杂，但容易操作，自1854年应用于工业生产以后，很快得到 推广，直到20世纪50年代初，它始终处于主导地位。第二次世界大战后，炼油和化学工业发展迅速，泡罩塔结构复杂、造价高的缺点日益突出，而结构简单的筛板塔重新受到重视。通过大量的实验研究和工业实践，逐步掌握了筛板塔的操作规律和正确设计方法，还开发了大孔径筛板，解决了筛孔容易堵塞的问题。因此，50年代起，筛板塔迅速发展成为工业上广泛应用的塔型。与此同时，还出现了浮阀塔，它操作容易，结构也比较简单，同样得到了广泛应用。而泡罩塔的应用则日益减少，除特殊场合外，已不再新建。60年代以后,石油化工的生产规模

14、不断扩大,大型塔的直径已超过10m。为满足设备大型化及有关分离操作所提出的各种要求，新型塔板不断出现，已有数十种。 工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 筛板是在塔板上钻有均

15、布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。 第1章 产品与设计方案简介1.1 产品简介1.1.1 产品性质产品性质【4】：有杏仁味的无色透明、易挥发

16、液体。密度1.105g/cm3。沸点131.6。凝固点-45。折射率1.5216(25)。闪点29.4。燃点637.8，折射率1.5246，粘度(20)0799mPas，表面张力33.2810-3Nm溶解度参数9.5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1.3-7.1(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性对神经系统有麻醉性，LDmgkg，空气中最高容许浓度50mgm3。

17、遇高温、明火、氧化剂有燃烧爆炸的危险。1.1.2 质量指标苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）1.2 设计方案的确定和说明1.2.1装置流程的确定精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备【5】。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器将余热带走。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷

18、凝装置可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。1.2.2操作压力的选择 精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏。1.2.3进料热状况的选择精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用

19、气态进料。1.2.4加热方式的选择精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。1.2.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图

20、（简捷法）求出对应理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R。1.2.6塔设备的选取精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。塔设备按其结构形式基本可分为两类：板式塔和填料塔。其中，浮阀塔是内置一定数量的阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。因此发展很快。所以做分离苯氯苯的课程选择了筛板塔。1.3工艺流程及说明38%氯苯原料储存原料预热精馏再沸99.8%氯苯储存分配冷凝冷却98%苯储存冷却原料预热器，在原料预热器中加热

21、到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混首先，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，这个过程就叫做回流。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。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不

22、断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。第2章 工艺计算及主体设备设计 2.1 全塔的物料衡算2.1.1料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率【6】苯和氯苯的相对摩尔质量分别为和2.1.2平均摩尔质量2.1.3原料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：则 2.2塔板数的确定2.2.1理论塔板数的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：2.2.1.1 .根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取依据，将所得计算结果列表如下：温度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯148205293400

23、543719760两相摩尔分率x10.680.440.260.130.020y10.910.780.610.380.0750 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。2.2.1.2 确定操作的回流比7 将上表中数据作图得曲线。在图上，因，查得，而，。故有：考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：2.2.1.3 求精馏塔的汽、液相负荷 2.2.1.4 求操作线方程精馏段操作线：提馏段操作线方程：2.2.1.5 图解法求理论板层数 精馏段操作线过q线为提馏段操作线

24、过c和精馏段操作线与q线的交点d 图2.1 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解图解得 总理论板层数（包括再沸器）进料板位置2.2.2实际塔板数2.2.2.1全塔效率选用公式计算式中的为塔顶与塔底平均温度下液体的平均粘度操作温度计算由曲线可读出塔顶温度 进料温度 塔底温度 塔顶塔底平均温度 查得此温度下苯氯苯的饱和蒸气压求得此温度下 2.2.2.2实际塔板数（近似取两段效率相同）精馏段 块，取6块提馏段 块，取12块总塔板数 +再沸器=6+12+1=19块2.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算2.3.1平均压强取每层塔板压降为0.8kPa塔顶操作压力 加料板 平均压强 2.3.2平

25、均温度塔顶为80.34，加料板为91.1精馏段平均温度=85.722.3.3平均分子量塔顶 ，（查平衡曲线）加料板 （查平衡曲线）精馏段平均摩尔质量 2.3.4 平均密度2.3.4.1汽相平均密度 2.3.4.2液相平均密度塔顶 由时，纯苯氯苯在任何温度下的计算【8】 得 进料板 由得 进料板液相的质量分率 精馏段 2.3.5液体的平均表面张力塔顶：由查手册得 进料板：由查手册得 精馏段液相平均表面张力 2.3.6 液体的平液均粘度 液相平均粘度依公式计算塔顶 由查手册得 进料板 由查手册得 精馏段 2.4 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算2.4.1平均压强取每层塔板压降为0.8kP

26、a塔底操作压力：加料板：平均压强2.4.2平均温度塔底为131.5，加料板为91.1提馏段平均温度=111.32.4.3平均分子量塔底 （查平衡曲线）加料板 （查平衡曲线）提馏段平均摩尔质量 2.4.4 平均密度2.4.4.1汽相平均密度2.4.4.2液相平均密度塔底 由时，纯苯氯苯在任何温度下的计算 得 进料板：由得 进料板液相的质量分率 提馏段：2.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算2.5.1 塔径2.5.1.1塔径的计算【9】精馏段的汽相体积流率精馏段的液相体积流量2.5.1.2按Smith法求取允许的空塔气速【10】（即泛点气速）由 式中C由公式其中的由查Smith通用关联图查取图的横

27、坐标为初选塔板间距及板上液层高度，则：查Smith通用关联图得负荷因子m/s2.5.1.3操作气速取安全系数为0.7，则空塔气速为2.5.1.4 精馏段的塔径圆整取塔截面积为实际空塔气速为2.5.2 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 在进料板,精馏段，提留段上放开一人孔，其高度为0.7m故精馏塔的有效高度为2.5.3塔板工艺结构尺寸的设计与计算2.5.3.1 溢流装置因塔径故采用单溢流型弓形降液管【12】，凹形受液盘，且不设进口内堰。 溢流堰长取 溢流堰高对平直堰;查液体收缩系数计算图，近似取，于是： 降液管的宽度和降液管的面积由查化工原理课程设计图57得，即 液体在降

28、液管内的停留时间（满足要求）降液管的底隙高度（不宜小于0.020.025m，本结果满足要求）选用凹形受液盘，深度2.5.3.2 塔板布置边缘区宽度与安定区宽度本设计取mm mm开孔区面积式中 2.5.3.3 开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取 故孔心距每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速2.6 塔板上的流体力学验算2.6.1 气体通过筛板压降和的验算2.6.1.1 气体通过干板的压降式中孔流系数由查化工原理课程设计P115图5-10得出，2.6.1.2 气体通过板上液层的压降式中充气系数的求取如

29、下气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有动能因子取（一般可近似取）【12】。2.6.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降2.6.1.4 气体通过筛板的压降（单板压降）和（满足工艺要求）2.6.2 液面落差的验算 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.6.3 雾沫夹带量的验算式中 ，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。2.6.4 漏液的验算漏液点的气速实际孔速筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）2.6.5 液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯属一般物系，取=0.5，成立，故不会产生液泛。通过流体力学验算，可认为精馏段塔

30、径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。2.7 塔板负荷性能图2.7.1 雾沫夹带线以 式中 将已知数据代入上式 （1-1）在操作范围内，任取几个值，依式（1-1）算出对应的值列于下表0.00030.00500.01000.01500.02000.02505.0094.5644.2553.9963.7653.552依据表中数据做出雾沫夹带线（2)2.7.2 液泛线 由 联立得 忽略，将的关系式代入上式，并整理得式中 故（2-2） 在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.00500.01000.01500.02000.02503.35

31、3.09 2.782.651.913依据表中数据做出液泛线（5)2.7.3 液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则 （3-3）据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（2)2.7.4 漏液线漏液点气速整理得 （4-4）在操作范围内，任取几个值，依式（4-4）算出对应的值列于下表：0.00030.00500.01000.01500.02000.02500.8850.9681.0211.0641.1011.134依据表中数据做出漏液线（1)2.7.5 液相负荷下限线取平直堰堰上液层高度m， （5-5）据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3) 在负荷性能图上做出操作点A

32、（）即（0.00289，1.968）连接OA即操作线。在操作性能图上作出操作线，算出操作弹性由图看出：1. 塔板的气相负荷上限有雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制；2. 任务规定的气，液相负荷下的操作点A，处在适宜操作区内的适中位置；3. 操作弹性为4.962.8 精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项 目符 号单 位计 算 结 果精馏段提馏段平均压强PmkPa107.4114.91平均温度tm85.72111.3平均流量气相m3/s1.968液相m3/s0.00289实际塔板数块612板间距m0.450.45塔段的有效高度Zm25.7塔径Dm1.61.6空塔气速um/s

33、0.979塔板液流型式单流型单溢流溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长m1.121.12堰高m0.04740.0474溢流堰宽度m0.24160.2416底隙高度m0.04140.0414板上清液层高度m0.0600.060孔间距mm1515孔数n个68766876开孔面积A0m21.33941.3394筛孔气速m/s14.5414.54塔板压降kPa0.8000.8第3章 精馏塔的结构设计3.1 封头以内径为公称直径，查【13】得封头曲面高度,直边高度故 3.2 塔底空间 塔底空间 (发挥空间)（一般取0.20.5m） 带入数据得 3.3 人孔人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便

34、于工作人员进入任何一层塔板。由于设置人孔处的板间距较大，应等于或大于600 mm【14】，一般每隔68层塔板设一人孔。人孔直径一般为450550mm本塔有18块塔板，设置人孔数为3 分别置于塔釜一个，塔顶一个，进料口那层（从上数第67层塔板之间）一个。人孔直径选为500mm。塔体上采用垂直吊盖人孔，设有人孔处的板间距为 3.4塔顶空间 3.5 裙座 裙座高度为1.48 基础环尺寸的确定 3.6 塔总体高度设计塔总体高度设计计算公式为 式中 H塔高，m；实际塔板数； 进料板数； 进料板数板间距，m； 设人孔处的板间距，m；塔底空间高度，m； 塔顶空间高度，m； 封头高度，m；第4章 附属设备设计

35、4.1接管4.1.1 塔顶蒸汽出料管 对其出料管的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，故采用直管出料。本塔顶蒸汽出料管为塔顶冷凝器的进口管，常压操作 取 则 4.1.2 回流管 回流的方式一般有两种，直管回流和弯管回流。本设计采用直管强制回流。 强制回流时： 取 则 4.1.3 进料管 进料管的结构类型有很多，其中直管进料方便，而且阻力小，故采用直管进料。 进料方式有多种，由泵直接进料操作方便且容易调节流量，但波动较大，本设计量较大，采用泵直接进料。取 则 4.1.4 塔釜出料管 塔底的液体出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔的塔径较大，宜采用直管出料。该塔的出料管

36、即为塔底再沸器的进口管。塔釜出料进再沸器 取 则 4.1.5 塔釜进气管 对塔釜进气管的基本要求是：避免液体淹没气体通道，尽量使气体沿塔的横截面分布均匀，本设计采用带有斜切口的直管进气，斜切口可改善气体的分布状况。 该塔的进气管即为塔底再沸器的出口管。 取 则 4.2 换热器的设计4.2.1设计任务处理能力：5t/a氯苯的后工序处理的预热设备型式：固定管板式换热器操作条件：进料温度60，出口温度91.1 循环水蒸汽入口温度130，出口温度130 允许压降不大于Pa 每年按300天计算，每天24小时连续运行4.2.2确定物性数据定性温度:可取流体进出口温度的平均值。壳程水蒸气的定性温度为 T=1

37、30管程原料的定性温度 T=75.5根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。苯在75.55下的有关物性数据如下密度 定压比热容13 导热系数 0.1285粘度 氯苯在75.55下的有关物性数据如下密度 定压比热容【13】 导热系数 0.122粘度 0. 故原料液在75.55下的有关物性数据如下密度 定压比热容13 导热系数 粘度 循环水蒸气在130下的物性数据密度 定压比热容 导热系数 粘度 4.2.3计算总传热系数热流量=18874=.8循环水蒸汽用量=平均传热温差91.1-60=31.1总传热系数K管程传热系数=23537=0.02353.53假设壳程传热系数：2900.0.管

38、壁的导热系数:45=233.75计算传热面积34.76考虑15%的面积裕度：404.2.4工艺结构尺寸管径和管内流速选用传热管（碳钢），取管内流速0.5；管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数 (根)按单程管计算，所需的传热管长度为按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。现取传热管长，则该换热器管程数传热管总根数 (根)传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距，则：横过管束中心线的管数(根)壳体内径采用多管程结构，取管板利用率，则壳体内径为：345.5圆整后可取350mm.折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内

39、径的25%，则切去的圆缺高度为,取折流板间距B=0.3D,则B=0.387.5=105mm,可取B为100mm.折流板数 （块）折流板圆缺面水平装配。结论 本次设计的题目是年产5万吨氯苯的后工序工艺设计。作为本设计的主设备-精馏塔，我选择的是筛板塔，经过精馏氯苯的摩尔含量最终达到了99.8%，达到了预期的目标。经过计算，精馏塔的操作回流比很高，达到了4.96。在完成任务的同时，设计的精馏塔能耗低、压降小、操作弹性大，说明此精馏塔是比较令人满意的。通过这次毕业设计，我有了很多收获。首先，通过这一次的毕业设计，我进一步巩固和加深了所学的基本理论、基本概念和基本知识，培养了自己分析和解决与本课程有关

40、的具体原理所涉及的实际问题的能力。对化工原理设计有了更加深刻的理解，为以后工作奠定了坚实的基础。而且，这次毕业设计过程，最终完美的实现了预期的目的，大家都收益匪浅，也对这次经历难以忘怀。其次通过这次毕业设计，对板式塔的工作原理有了初步详细精确话的了解，加深了对设计中所涉及到的一些力学问题和一些有关应力分析、强度设计基本理论的了解。使我们重新复习了所学的专业课，学习了新知识并深入理解，使之应用于实践，将理论知识灵活化，这都将为我以后参加工作实践有很大的帮助。非常有成就感，培养了很深的学习兴趣。在此次设计的全过程中，我们达到了最初的目的，对化工原理有了较深入的认识，对化工设备的设计方面的知识有了较

41、全面的认识，熟悉了板式塔设计的全过程及工具用书。我去图书馆查阅了这方面的有关书籍并上了一些网站检索了相关内容，从中学到了很多知识，受益匪浅。 参考文献1化学工程手册编辑委员会化学工程手册气液传质设备北京：化学工业出版社，1989.50-300.2化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备.上海：上海科学技术出版社，1998.3 路秀林，王者相等塔设备北京：化学工业出版社，2003.158-200.4程德林 溶剂手册M.北京：化学工业出版社，2005.5 邵惠鹤.精馏设计、操作和控制.北京:中国石化出版社.2002.20-300.6 刘光启，马连湘等编化学化工物性参数手册 北京：化学工业出版社，2002.200