年產(chǎn)10萬(wàn)噸混合鄰苯二甲酸酐生產(chǎn)裝置工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)

總論1.1項(xiàng)目概況[1]本項(xiàng)目是年產(chǎn)10萬(wàn)噸的苯酐生產(chǎn)工藝，利用較為便宜的鄰二甲苯和空氣作為生產(chǎn)原料。反應(yīng)采用固定床列管式反應(yīng)器，預(yù)熱之后的鄰二甲苯和空氣進(jìn)入反應(yīng)器內(nèi)進(jìn)行反應(yīng)，得到主產(chǎn)品苯酐，副產(chǎn)品順酐、苯甲酸、水、二氧化碳。1.2項(xiàng)目依據(jù)（1）中國(guó)石油大學(xué)（華東）圖書(shū)館資料（2）化工工程設(shè)計(jì)相關(guān)規(guī)定（3）國(guó)家經(jīng)濟(jì)、建筑、環(huán)保等相關(guān)政策1.3設(shè)計(jì)原則以節(jié)能減排為目標(biāo)，減少尾氣、污水等對(duì)環(huán)境的污染，并盡可能優(yōu)化流程，減少設(shè)備和管道的使用，減少投資。采用最合適的設(shè)備類型，提高苯酐收率和純度，增大經(jīng)濟(jì)效益。1.4設(shè)計(jì)內(nèi)容1、查閱文獻(xiàn)，完成設(shè)計(jì)課題的文獻(xiàn)綜述；2、對(duì)ASPENPLUS模擬作業(yè)的計(jì)算結(jié)果進(jìn)行分析說(shuō)明，有條件的話繼續(xù)優(yōu)化；3、對(duì)主要設(shè)備及全裝置的物料衡算和熱量衡算（包括熱負(fù)荷及傳熱劑用量的計(jì)算）結(jié)果進(jìn)行總結(jié)整理，列出物料平衡表、熱量平衡表等表格；4、繪制工藝原則流程圖PFD；5、對(duì)主要設(shè)備進(jìn)行工藝計(jì)算與選型，列出各類設(shè)備規(guī)格表及設(shè)備一覽表；6、確定自控方案，繪制工藝管道及儀表流程圖（PID）；7、進(jìn)行車(chē)間及設(shè)備布置設(shè)計(jì)，繪制車(chē)間平面布置圖及設(shè)備平、立面布置圖；8、進(jìn)行管道布置設(shè)計(jì)，繪制部分管道平、立面布置圖；9、設(shè)計(jì)總結(jié)，編寫(xiě)初步設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。1.5建設(shè)規(guī)模和產(chǎn)品方案本設(shè)計(jì)是年產(chǎn)10萬(wàn)噸的苯酐生產(chǎn)，屬于中等規(guī)模建設(shè)，車(chē)間的面積大概為72×48m。產(chǎn)品方案是鄰二甲苯和空氣在340~450°C下在固定床反應(yīng)器內(nèi)發(fā)生反應(yīng)，生成主產(chǎn)品苯酐和副產(chǎn)品順酐、檸糠酐等。1.6廠址的選擇由于原料是鄰二甲苯，其易燃，蒸氣能與空氣形成爆炸性混合物。遇熱、明火、強(qiáng)氧化劑有引起燃燒爆炸的危險(xiǎn)。其蒸氣比空氣重，能沿低處擴(kuò)散相當(dāng)遠(yuǎn)，遇明火會(huì)回燃。有毒，對(duì)皮膚、粘膜有刺激作用，對(duì)中樞神經(jīng)系統(tǒng)有麻醉作用[2]。產(chǎn)物是苯酐，易燃，在沸點(diǎn)以下易升華，有特殊輕微的刺激性氣味。苯酐能引起人們呼吸器官的過(guò)敏性癥狀，苯酐的粉塵或蒸汽對(duì)皮膚、眼睛及呼吸道有刺激作用，特別對(duì)潮濕的組織刺激更大。因此我們選擇遠(yuǎn)離居民區(qū)的郊區(qū)，并且選擇在下風(fēng)口和河流的下游，以防使居民中毒，危害居民的身體健康。交通運(yùn)輸要方便，最好選擇在附近有生產(chǎn)鄰二甲苯的廠區(qū)，這樣原料供應(yīng)便捷，節(jié)省運(yùn)輸費(fèi)用，也緩解原料供需的緊張。1.7能量利用和環(huán)境保護(hù)本流程模擬中，通過(guò)換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化，充分使用內(nèi)部換熱，反應(yīng)產(chǎn)生的熱量足以提供強(qiáng)大的熱量來(lái)源，為低溫物流進(jìn)行換熱，節(jié)省水加熱成水蒸氣導(dǎo)致的資金損失。閃蒸罐、精餾塔分離出的氣體，進(jìn)行尾氣回收處理，防止鄰二甲苯、苯酐、順酐等有毒物質(zhì)進(jìn)入空氣和土壤，污染環(huán)境。精餾塔頂產(chǎn)生的順酐純度可以達(dá)到94.1%，可以作為一種產(chǎn)品進(jìn)行生產(chǎn)使用，既增大經(jīng)濟(jì)效益又防止其污染環(huán)境。1.8存在的問(wèn)題及建議苯酐流程模擬的過(guò)程中，苯酐的產(chǎn)率比較低，溫度和壓力的控制不當(dāng)會(huì)使副反應(yīng)大大增多，產(chǎn)生大量的二氧化碳、水、順酐、檸糠酐等物質(zhì)，使原料利用率降低。閃蒸過(guò)程中在排放二氧化碳、氧氣、氮?dú)?、水蒸氣的同時(shí)也會(huì)排出一定量的苯酐、順酐和未反應(yīng)的鄰二甲苯，直接排放不僅對(duì)環(huán)境造成危害，也是資源極大的浪費(fèi)。因此要將這部分氣體進(jìn)行進(jìn)一步的回收利用，再進(jìn)行氣體的排放。參考文獻(xiàn)[1]沈復(fù),李陽(yáng)初主編.化工原理(上冊(cè)).中國(guó)石化出版社,2007,24-29.[2]李漢.鄰二甲苯氧化制苯酐工藝裝置的優(yōu)化設(shè)計(jì)[D].西北大學(xué),2006.第2章工藝流程設(shè)計(jì)工藝流程設(shè)計(jì)2.1生產(chǎn)方案選擇2.1.1產(chǎn)品性質(zhì)及規(guī)格標(biāo)準(zhǔn)產(chǎn)品性質(zhì)[2]：苯酐，常溫下為一種白色針狀結(jié)晶（工業(yè)苯酐為白色片狀晶體），易燃，在沸點(diǎn)以下易升華，有特殊輕微的刺激性氣味。分子式C8H4O3，相對(duì)密度1.527(4.0℃)，熔點(diǎn)131.6℃，沸點(diǎn)295℃（升華），閃點(diǎn)（開(kāi)杯）151.7℃，燃點(diǎn)584℃。微溶于熱水和乙醚，溶于乙醇、苯和吡啶。產(chǎn)品規(guī)格[3]：主產(chǎn)品：鄰苯二甲酸酐，純度≥98.5%（m%）2.1.2原料路線確定原則和依據(jù)隨著石油工業(yè)的發(fā)展，又提供了大量廉價(jià)的鄰二甲苯，擴(kuò)大了苯酐的原料來(lái)源。隨著催化劑研發(fā)的重大進(jìn)展以及參加反應(yīng)的空氣和鄰二甲苯比例的降低，再加上生產(chǎn)設(shè)備大型化的實(shí)現(xiàn)等一系列新技術(shù)的開(kāi)發(fā)和應(yīng)用，進(jìn)一步加速了原料的轉(zhuǎn)換進(jìn)程。近幾年，各廠家也都在為提高自身產(chǎn)品的競(jìng)爭(zhēng)力而不斷地在節(jié)能降耗等方面改進(jìn)、完善自己的工藝，這就使得鄰法工藝更加成熟，更加先進(jìn)[1]。2.1.3工藝技術(shù)方案比較萘法[1]?、反應(yīng)原理萘與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。П、工藝流程圖2-1空氣經(jīng)凈化、壓縮預(yù)熱后進(jìn)入流化床反應(yīng)器底部，噴入液體萘，萘汽化后與空氣混合，通過(guò)流化狀態(tài)的催化劑層，發(fā)生放熱反應(yīng)生成苯酐。反應(yīng)器內(nèi)裝有列管冷卻器，用水為熱載體移出反應(yīng)熱。反應(yīng)氣體經(jīng)三級(jí)旋風(fēng)分離器，把氣體攜帶的催化劑分離下來(lái)后，進(jìn)入液體冷凝器，有40%－60%的粗苯酐以液態(tài)冷凝下來(lái)，氣體再進(jìn)入切換冷凝器（又稱熱融箱）進(jìn)一步分離粗苯酐，粗苯酐經(jīng)預(yù)分解后進(jìn)行精餾得到苯酐成品。尾氣經(jīng)洗滌后排放，洗滌液用水稀釋后排放或送去進(jìn)行催化焚燒。鄰法?、反應(yīng)原理[1]鄰二甲苯與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。П、工藝流程圖2-2過(guò)濾、凈化后的空氣經(jīng)過(guò)壓縮，預(yù)熱后與汽化的鄰二甲苯混合進(jìn)入固定床反應(yīng)器進(jìn)行放熱反應(yīng)，反應(yīng)管外用循環(huán)的熔鹽移出反應(yīng)熱并維持反應(yīng)溫度，熔鹽所帶出的反應(yīng)熱用于生產(chǎn)高壓蒸汽（高壓蒸汽可用于生產(chǎn)的其他環(huán)節(jié)也可用于發(fā)電）。反應(yīng)器出來(lái)的氣體經(jīng)預(yù)冷器進(jìn)入翅片管內(nèi)通冷油的切換冷凝器，將苯酐凝結(jié)在翅片上，然后再定期通入熱油將苯酐熔融下來(lái)，經(jīng)熱處理后送連續(xù)精餾系統(tǒng)除去低沸點(diǎn)和高漲點(diǎn)雜質(zhì)，得到苯酐成品。從切換冷凝器出來(lái)的尾氣經(jīng)兩段高效洗滌后排放至大氣中。含有機(jī)酸濃度達(dá)30％的循環(huán)液送到順酐回收裝置或焚燒裝置，也可回收處理制取富馬酸[1]。目前，全球苯酐生產(chǎn)所采用的工藝路線有萘流化床氧化和萘/鄰二甲苯固定床氧化，其中鄰二甲苯固定床氧化技術(shù)約占世界總生產(chǎn)能力的90%以上。萘流化床氧化工藝在國(guó)外已逐步淘汰，但在我國(guó)的苯酐生產(chǎn)中仍占有一定比例。鄰二甲苯固定床氣相氧化技術(shù)主要BASF，Wacker-Chemie，ElfAtochem/日觸和AlusuisseItalia等幾種典型的生產(chǎn)工藝。BASF工藝：BASF工藝于1976年工業(yè)化生產(chǎn)，總生產(chǎn)能力超過(guò)100×104t/a，BASF工藝的單臺(tái)反應(yīng)器最大生產(chǎn)能力為4.5×104t/a。經(jīng)凈化預(yù)熱后的空氣與氣化的鄰二甲苯混合進(jìn)入列管式固定床反應(yīng)器，在釩-鈦環(huán)形催化劑表面進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)溫度為360℃，空速為3000h-1，反應(yīng)熱由熔鹽導(dǎo)出。粗苯酐在微負(fù)壓下采用高溫或同時(shí)添加少量化學(xué)品除去某些雜質(zhì)后送入精餾塔精制。BASF工藝能有效地回收順酐，苯酐的質(zhì)量收率超過(guò)105%[4]。Wacker-Chemie工藝：近年來(lái)各國(guó)新建的苯酐生產(chǎn)裝置基本上都采用Wacker-Chemie工藝，至今世界上已有110套以上的裝置采用此工藝，總生產(chǎn)能力為160×104t/a，單臺(tái)反應(yīng)器的最大生產(chǎn)能力為4.5×104t/a。該工藝所采用的催化劑適用于鄰二甲苯、萘以及鄰二甲苯和萘的混合料，設(shè)計(jì)的催化劑負(fù)荷為鄰二甲苯100g/m3空氣（標(biāo)準(zhǔn)態(tài)），苯酐的質(zhì)量收率為114%～115%（以萘為原料時(shí)，苯酐收率為97%～99%），催化劑壽命大于3年[4]。ElfAtochem/日觸工藝：ElfAtochem公司于1970年開(kāi)始開(kāi)發(fā)低能耗工藝，1986年該公司決定采用日觸公司壽命長(zhǎng)、選擇性高的苯酐催化劑，并與日觸公司共同開(kāi)發(fā)了ElfAtochem/日觸工藝。采用該工藝的總生產(chǎn)能力約40×104t/a。該工藝與BASF工藝相似，工藝尾氣全部催化焚燒處理，有機(jī)雜質(zhì)含量低，無(wú)大氣污染[4]。AlusuisseItalia工藝：意大利的Alusuisse公司于1986年開(kāi)發(fā)了AlusuisseItalia低空烴比工藝，空氣對(duì)鄰二甲苯的質(zhì)量比減少到9.5:1，而原料氣濃度可提高到鄰二甲苯134g/m3空氣標(biāo)準(zhǔn)態(tài)。到1996年世界各地共有11套裝置采用該工藝，總生產(chǎn)能力為24.9×104t/a[4]。2.1.4工藝技術(shù)方案選擇理由萘法作為最早生產(chǎn)苯酐的方法，也是最早形成工業(yè)化生產(chǎn)的方法，其原料為焦油萘。我國(guó)在1953年開(kāi)始萘法生產(chǎn)苯酐，當(dāng)時(shí)是以萘為原料，固定床氣相氧化法生產(chǎn)苯酐。1958年我國(guó)又開(kāi)發(fā)了流化床工藝，并在此基礎(chǔ)上建設(shè)了多套工業(yè)生產(chǎn)裝置。由于我國(guó)萘流化床法發(fā)展較快，到1988年大部分工廠仍在采用萘流化床法生產(chǎn)苯酐，當(dāng)時(shí)萘法產(chǎn)量高達(dá)總產(chǎn)量的90%。隨著石油工業(yè)的發(fā)展以及鄰法技術(shù)的開(kāi)發(fā)，萘法的劣勢(shì)顯露出來(lái)：原料焦油萘供應(yīng)日趨緊張，價(jià)格不斷上揚(yáng)，單臺(tái)反應(yīng)器生產(chǎn)能力較低，這些都不可避免地造成了萘法的高能耗[1]。隨著苯酐產(chǎn)量的迅速增長(zhǎng)，焦油萘越來(lái)越不能滿足生產(chǎn)的需要，而隨著石油工業(yè)的發(fā)展，又提供了大量廉價(jià)的鄰二甲苯，擴(kuò)大了苯酐的原料來(lái)源。從20世紀(jì)60年代開(kāi)始，生產(chǎn)苯酐的原料從萘轉(zhuǎn)向鄰二甲苯。隨著催化劑研發(fā)的重大進(jìn)展以及參加反應(yīng)的空氣和鄰二甲苯比例的降低，再加上生產(chǎn)設(shè)備大型化的實(shí)現(xiàn)等一系列新技術(shù)的開(kāi)發(fā)和應(yīng)用，進(jìn)一步加速了原料的轉(zhuǎn)換進(jìn)程。近幾年，各廠家也都在為提高自身產(chǎn)品的競(jìng)爭(zhēng)力而不斷地在節(jié)能降耗等方面改進(jìn)、完善自己的工藝，這就使得鄰法工藝更加成熟，更加先進(jìn)[1]。Wacker-Chemie工藝特點(diǎn)是低能耗，高負(fù)荷，生產(chǎn)能力大，催化劑活化時(shí)不必使用SO2。BASF工藝的技術(shù)特點(diǎn)是低反應(yīng)溫度和高空速，水洗回收副產(chǎn)的順酐，生產(chǎn)費(fèi)用低，無(wú)廢水排出，采用蒸汽透平，輸出中壓空氣。該工藝具有投資較低、能耗少、成本低和無(wú)污染的優(yōu)勢(shì)。AlusuisseItalia工藝的設(shè)備投資較少[4]。2.1.5操作條件的確定原料：工業(yè)級(jí)鄰二甲苯（純度≥97%），空氣（21%O2,79%N2)；鄰二甲苯進(jìn)料量為11678.4kg/h，空氣進(jìn)料量為317354.4kg/h；催化劑：低溫高空速、V2O5-TiO2負(fù)載在惰性載體上的催化劑；空鄰比：27:1；進(jìn)料物流的溫度為245°C，壓力為0.2MPa；反應(yīng)溫度為300~321°C，壓力為0.2MPa。2.2工藝流程設(shè)計(jì)2.2.1反應(yīng)原理鄰二甲苯與空氣在催化劑作用下氣相氧化生成苯酐。2.2.2裝置工藝原則流程圖圖2-3裝置工藝原則流程2.2.3工藝流程簡(jiǎn)述[5]苯酐生產(chǎn)工藝系統(tǒng)包括氧化反應(yīng)部分、冷凝水洗部分、苯酐精制部分。氧化部分鄰二甲苯通過(guò)換熱器預(yù)熱，經(jīng)凈化換熱器加熱后在汽化器內(nèi)混合均勻并完全霧化，進(jìn)入反應(yīng)器反應(yīng)。反應(yīng)器是固定床列管式反應(yīng)器，用熔鹽（由硝酸鉀和亞硝酸鈉組成，質(zhì)量比59%KNO3，41%NaNO2；混合物熔點(diǎn)141℃，平均比熱Cp=1.424kJ/kg·℃。）循環(huán)移去反應(yīng)熱，熱的熔鹽產(chǎn)生高壓蒸汽冷凝水洗部分反應(yīng)氣體經(jīng)換熱器冷卻后，苯酐粗產(chǎn)品流到精餾塔中進(jìn)行精餾。從閃蒸罐中排出的尾氣為未反應(yīng)的空氣和反應(yīng)生成的一氧化碳、二氧化碳及少量有機(jī)物，經(jīng)水洗塔洗滌回收有機(jī)物后排放。洗滌水中主要含有順?biāo)幔樁∠┒幔ㄟ^(guò)加工可經(jīng)濟(jì)的回收，使過(guò)程無(wú)廢水排出。精餾部分粗品苯酐經(jīng)高壓蒸汽預(yù)熱后，進(jìn)入精餾塔，順酐作為塔頂餾出物而分離出來(lái)，塔底產(chǎn)物為苯酐,在熱虹吸式再沸器和重力及真空作用下回流循環(huán)純化，脫除重組分雜志后，苯酐從塔底流出。參考文獻(xiàn)[1]馬偉棉.苯酐生產(chǎn)工藝進(jìn)展[J].河北化工,2006,9(9):21-22.[2]張全英,吳方寧等.鄰苯二甲酸酐的生產(chǎn)及工業(yè)現(xiàn)狀[J].化工中間體,2005.[3]赫佩軍.化工設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū).[4]方爭(zhēng)群.苯酐的生產(chǎn)現(xiàn)狀及展望[J].當(dāng)代石油化工,2001,9(6):17-18.[5]陳聲宗.化工設(shè)計(jì)[M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2008.第3章物料衡算物料衡算3.1物料衡算概述為了弄清生產(chǎn)過(guò)程中原料、成品以及損失的物料數(shù)量，必須要進(jìn)行物料衡算。物料衡算是設(shè)備熱量衡算乃至整個(gè)工藝設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)，一般在以下幾種情況下需進(jìn)行物料衡算。⑴對(duì)某個(gè)操作過(guò)程作物料衡算；⑵對(duì)已有的設(shè)備：一個(gè)設(shè)備、一套設(shè)備或整個(gè)車(chē)間作物料衡算；⑶設(shè)計(jì)一套新的裝置或一個(gè)新的車(chē)間時(shí)，一般均需做出全面的物料衡算。因此正確的物料衡算結(jié)果為正確的設(shè)備熱量衡算和設(shè)備工藝設(shè)計(jì)提供可靠的保證，在整個(gè)設(shè)備設(shè)計(jì)過(guò)程中具有重要的意義[1]。3.2物料衡算的依據(jù)[2]物料衡算為質(zhì)量守恒定律的一種表現(xiàn)形式，即式中，—輸入物料的總和；—輸出物料的總和；—累計(jì)的物料量。式為總物料衡算式。當(dāng)過(guò)程沒(méi)有化學(xué)反應(yīng)時(shí)，它也適用于物料中任一組分的衡算；但有化學(xué)反應(yīng)時(shí)，它適用于任一元素的衡算。若過(guò)程中累積的物料量為零，則該式可簡(jiǎn)化為上式所描述的過(guò)程屬于定態(tài)過(guò)程，一般連續(xù)不斷的流水作業(yè)（即連續(xù)操作）為定態(tài)過(guò)程，其特點(diǎn)是在設(shè)備的各個(gè)不同位置，物料的流速、濃度、溫度、壓強(qiáng)等參數(shù)可各自不相同，但在同一位置上這些參數(shù)隨不同時(shí)間而變。若過(guò)程中有物料累積，則屬于非定態(tài)過(guò)程，一般間歇操作（即分批操作）屬于非定態(tài)過(guò)程，在設(shè)備的同一位置上諸參數(shù)隨時(shí)間而變。式或式中各股物料數(shù)量可用質(zhì)量或物質(zhì)量衡量。對(duì)于液體及處于恒溫、恒壓下的理想氣體還可用體積衡量。常用質(zhì)量分率表示溶液或固體混合物的濃度（即組成），對(duì)理想混合氣體還可用體積分率（或摩爾分率）表示濃度。3.3物料衡算的計(jì)算范圍和計(jì)算基準(zhǔn)作物料衡算時(shí)需要確定一個(gè)計(jì)算范圍，即從哪里開(kāi)始作為進(jìn)料，從哪里作為出料。根據(jù)實(shí)際需要來(lái)確定計(jì)算范圍，可以是某一設(shè)備或一套設(shè)備。對(duì)分批操作，可從開(kāi)始加料到最終出料作為計(jì)算范圍，有時(shí)也取整個(gè)過(guò)程中的某一階段作為物料衡算的范圍。作物料衡算時(shí)也要選定一個(gè)計(jì)算基準(zhǔn)。例如分批操作可以分批投料量或每晝夜的處理量作為計(jì)算基準(zhǔn)。連續(xù)生產(chǎn)可以用每小時(shí)、每天或每分鐘的投料量作為計(jì)算基準(zhǔn)。根據(jù)需要有時(shí)也采用每噸產(chǎn)品或原料作為計(jì)算基準(zhǔn)，或者用每千摩爾（kmol）的投料量作為計(jì)算基準(zhǔn)?；鶞?zhǔn)的選擇是跟據(jù)物料衡算的目的和計(jì)算的方便來(lái)考慮決定[3-4]。3.4ASPENPLUS模擬操作流程3.5主要設(shè)備的物料衡算流程中主要設(shè)備有混合器，反應(yīng)器，閃蒸罐，精餾塔。3.5.1反應(yīng)器圖3-1反應(yīng)器表3-1反應(yīng)器的物料平衡表入方出方代表物流78項(xiàng)目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1610884.7004.856102.5241.3530.0000.0000.0000.000O231.99947843.00621.3421495.15019.72935727.59215.9381116.52914.665N227.014161673.61072.1205771.27976.156161673.61072.1205771.27975.801H2O18.0153770.9761.682209.3212.7629701.6854.328538.5257.073CO244.01000002237.9810.99850.8520.668C8H4O3148.11000012680.0075.65685.6071.124C4H2O398.0580000884.6900.3959.0220.118C8H8O120.15000049.2730.0220.4100.005C8H6O2134.13000068.7600.0310.5130.007CO28.01000001148.6950.51241.0100.539合計(jì)224172.2931007578.274100224172.2931007613.7471003.5.2閃蒸罐圖3-2閃蒸罐表3-2閃蒸罐物料平衡表入方出方代表物流1011GAS1項(xiàng)目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.99935727.59215.9381116.52914.6650.2800.0020.0090.00835727.31216.9921116.52014.885N227.014161673.61072.1205771.27975.8010.3930.0030.0140.012161673.21776.8945771.26576.938H2O18.0159701.6854.328538.5257.073320.1612.30017.77215.7919381.5254.462520.7546.942CO244.0102237.9810.99850.8520.6680.2170.0020.0050.0042237.7641.06450.8470.678C8H4O3148.11812680.0075.65685.6071.12412670.04291.03685.54076.0069.9650.0050.0670.001C4H2O398.058884.6900.3959.0220.118827.0065.9428.4347.49457.6840.0270.5880.008C8H8O120.15149.2730.0220.4100.00532.5860.2340.2710.24116.6870.0080.1390.002C8H6O2134.13268.7600.0310.5130.00766.8820.4810.4990.4431.8780.0010.0140.000CO28.0101148.6950.51241.0100.5390.0030.0000.0000.0001148.6920.54641.0090.547合計(jì)224172.2931007613.74710013917.569100112.543100210254.7241007501.2041003.5.3精餾塔C101圖3-3精餾塔C101表3-3精餾塔物料平衡表入方出方代表物流13DWGAS2項(xiàng)目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.9990.2800.0020.0090.0080.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.2800.3450.0090.207N227.0140.3930.0030.0140.0120.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.3930.4850.0140.333H2O18.015320.1612.30017.77215.791245.49518.39713.62756.9800.0000.0000.0000.00074.66692.1624.14598.204CO244.0100.2170.0020.0050.0040.0010.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.2160.2670.0050.116C8H4O3148.11812670.04391.03685.54076.006168.97412.6631.1414.77012501.05799.99184.39999.9900.0120.0150.0000.002C4H2O398.058827.0065.9428.4347.494825.36061.8528.41735.1950.0060.0000.0000.0001.6402.0240.0170.396C8H8O120.15132.5860.2340.2710.24129.3292.1980.2441.0210.0000.0000.0000.0003.2574.0200.0270.642C8H6O2134.13266.8820.4810.4990.44365.2484.8900.4862.0341.0840.0090.0080.0100.5490.6780.0040.097CO28.0100.0030.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0030.0030.0000.002合計(jì)13917.570100112.5431001334.40710023.91510012502.14710084.40710081.0161004.2201003.6全裝置的物料衡算表3-4全裝置物料衡算表入方代表物流14項(xiàng)目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.00010884.700100.000102.524100.000O231.99947843.00622.4311495.15020.0000.0000.0000.0000.000N227.014161673.61075.8015771.27977.2000.0000.0000.0000.000H2O18.0153770.9761.768209.3212.8000.0000.0000.0000.000CO244.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H4O3148.1180.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C4H2O398.0580.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H8O120.1510.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000C8H6O2134.1320.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000CO28.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000合計(jì)213287.59251007475.75006210010884.7001100102.52394100質(zhì)量流量合計(jì)kg/h224172.2926摩爾流量合計(jì)kmol/h7578.2740續(xù)表3-4全裝置物料衡算表出方代表物流DWGAS1GAS2項(xiàng)目分子量質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%質(zhì)量流率kg/h質(zhì)量分率%摩爾流率kmol/h摩爾分率%C8H10-1106.1670.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000O231.9990.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.00035727.31216.9921116.52014.8850.2800.3450.0090.207N227.0140.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.000161673.21776.8945771.26576.9380.3930.4850.0140.333H2O18.015245.49518.39713.62756.9800.0000.0000.0000.0009381.5254.462520.7546.94274.66692.1624.14598.204CO244.0100.0010.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0002237.7641.06450.8470.6780.2160.2670.0050.116C8H4O3148.118168.97412.6631.1414.77012501.05799.99184.39999.9909.9650.0050.0670.0010.0120.0150.0000.002C4H2O398.058825.36061.8528.41735.1950.0060.0000.0000.00057.6840.0270.5880.0081.6402.0240.0170.396C8H8O120.15129.3292.1980.2441.0210.0000.0000.0000.00016.6870.0080.1390.0023.2574.0200.0270.642C8H6O2134.13265.2484.8900.4862.0341.0840.0090.0080.0101.8780.0010.0140.0000.5490.6780.0040.097CO28.0100.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0000.0001148.6920.54641.0090.5470.0030.0030.0000.002合計(jì)1334.40710023.91510012502.14710084.407100210254.7241007501.20410081.0161004.220100質(zhì)量流量合計(jì)kg/h224172.2926摩爾流量合計(jì)kmol/h7613.74723.7操作條件匯總分離塔：回流比為R1=2.70，塔板數(shù)N1=15,進(jìn)料位置為第7塊塔板。塔頂冷凝器熱負(fù)荷為W冷=-1547.69kW,塔底再沸器熱負(fù)荷W沸=1085.32kW.表3-5換熱器操作條件表設(shè)備名稱設(shè)備位號(hào)入口溫度℃出口溫度℃操作壓力bar空氣預(yù)熱器E101112.82502鄰二甲苯蒸發(fā)器E102252502.9換熱器E103A4002601.7換熱器E103B260501.7換熱器E104502300.6精餾塔塔頂冷凝器65650.25精餾塔塔底再沸器247.9247.90.406表3-6設(shè)備操作條件匯總表設(shè)備位號(hào)設(shè)備名稱壓力bar溫度℃回流比N理N進(jìn)塔頂塔底進(jìn)料回流塔頂塔底T101精餾塔0.250.4062306565247.92.70157C101閃蒸罐壓力bar溫度℃進(jìn)料t/℃p/bar150501R101反應(yīng)器t/℃p/bar進(jìn)料t/℃p/bar40012452COM101空氣壓縮機(jī)壓力bar溫度℃2112.86M101原料混合器t/℃p/bar244.823.8全裝置工藝物料平衡圖PFD繪制全裝置的PFD圖就是在工藝原則流程圖的基礎(chǔ)上，加入全裝置物料平衡表匯總以及各個(gè)設(shè)備的熱負(fù)荷。（注：圖紙見(jiàn)附錄）3.9物料衡算結(jié)果匯總物料衡算結(jié)果匯總是通過(guò)ASPENPLUS模擬，查出重要物流的質(zhì)量流率、摩爾流率、質(zhì)量分率、摩爾分率，并查出其溫度、壓力及狀態(tài)，進(jìn)行匯總得出。結(jié)果見(jiàn)PFD圖附帶的表格。3.10本章小結(jié)本章是物料平衡的計(jì)算，正確的物料衡算結(jié)果為正確的設(shè)備熱量衡算和設(shè)備工藝設(shè)計(jì)提供可靠的保證，在整個(gè)設(shè)備設(shè)計(jì)過(guò)程中具有重要的意義。物料衡算主要是通過(guò)ASPENPLUS查出各個(gè)主要設(shè)備的溫度、壓力、汽化分率、質(zhì)量流率、摩爾流率、摩爾分率、質(zhì)量分率等數(shù)據(jù)，將之列在物料衡算表格中，并計(jì)算設(shè)備的進(jìn)出物料的總質(zhì)量流率，以此證明物料平衡。在列表中一定要注意字體的格式，數(shù)據(jù)小數(shù)位數(shù)不能太多。質(zhì)量流率和摩爾流率保留2位小數(shù)，溫度、壓力保留1位小數(shù)，分率保留4位小數(shù)。參考文獻(xiàn)[1]左識(shí)之.精細(xì)化工反應(yīng)器及車(chē)間工藝設(shè)計(jì)[M].上海:華東理工大學(xué)出版社,1996.[2][美]NicholasP.Chopey主編.HandbookofChemicalEngineeringCalculations[M].朱開(kāi)宏,譯.北京:中國(guó)石化出版社,2005.[3]張曉東主編.計(jì)算機(jī)輔助化工廠設(shè)計(jì)[M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社,2005,33-34.[4]姚玉英主編.化工原理(上冊(cè))[M].天津:天津大學(xué)出版社,1999,4-5.第4章熱量衡算熱量衡算4.1熱量衡算概述[1]熱量衡算按能量守恒定律，在無(wú)軸功條件下，進(jìn)入系統(tǒng)的熱量與離開(kāi)熱量應(yīng)該平衡。工程依據(jù)化工設(shè)計(jì)中關(guān)于熱量衡算的基本思想和要求，遵循基本規(guī)范與實(shí)際工藝相結(jié)合的原則，進(jìn)行熱量衡算書(shū)的編制。其中一個(gè)主要依據(jù)是能量平衡方程：∑Qin=∑Qout+∑Q1(4-1)其中，∑Qin——表示輸入設(shè)備熱量的總和；∑Qout——表示輸出設(shè)備熱量的總和；∑Q1——表示損失熱量的總和。對(duì)于連續(xù)系統(tǒng)：Q+W=∑Hout-∑Hin(4-2)其中，Q——設(shè)備的熱負(fù)荷。W——輸入系統(tǒng)的機(jī)械能?！艸out——離開(kāi)設(shè)備的各物料焓之和?！艸in——進(jìn)入設(shè)備的各物料焓之和。在進(jìn)行全廠熱量衡算時(shí)，是以單元設(shè)備為基本單位，考慮由機(jī)械能轉(zhuǎn)換、化學(xué)反應(yīng)釋放和單純的物理變化帶來(lái)的熱量變化。最終對(duì)全工藝段進(jìn)行系統(tǒng)級(jí)的熱量平衡計(jì)算，進(jìn)而用于指導(dǎo)節(jié)能降耗設(shè)計(jì)工作。4.2熱量衡算的任務(wù)在進(jìn)行全裝置的熱量衡算中，主要通過(guò)定量計(jì)算完成下述基本任務(wù)：確定工藝單元中物料輸送機(jī)械（如泵）所需要的功率，以便于進(jìn)行設(shè)備的設(shè)計(jì)和選型；確定換熱單元操作中所需要的熱量或冷量以及傳遞速率，計(jì)算換熱設(shè)備的尺寸，確定加熱劑和冷卻劑的消耗量，為后續(xù)設(shè)計(jì)中比如供汽、供冷、供水等專業(yè)提供設(shè)備條件；提高熱量?jī)?nèi)部集成度，充分利用余熱，提高能量利用率，降低能耗；最終計(jì)算出總需求能量和能量的費(fèi)用，并由此確定工藝過(guò)程在經(jīng)濟(jì)上的可行性。4.3物料流股數(shù)據(jù)在進(jìn)行了物料衡算的基礎(chǔ)上，繪制出以單位時(shí)間為基準(zhǔn)的物料流程圖，確定熱量平衡范圍，并在物料流程圖上標(biāo)明溫度、壓力、相態(tài)等條件。4.4計(jì)算基準(zhǔn)和熱力學(xué)數(shù)據(jù)由于在編制熱量衡算書(shū)時(shí)借助于計(jì)算機(jī)輔助模擬的流程設(shè)計(jì)文件（ASPENPLUS），因而計(jì)算基準(zhǔn)溫度及熱力學(xué)數(shù)據(jù)直接采用軟件內(nèi)嵌的物性數(shù)據(jù)庫(kù)。4.5主要設(shè)備的熱量衡算[2]主要設(shè)備包括：泵、反應(yīng)器、閃蒸罐、換熱器、精餾塔。4.5.1泵圖4-1泵表4-1泵進(jìn)出物料能量衡算表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gcal/h)入方進(jìn)料10884.725-597500.09所需功1243.11合計(jì)10884.7-596256.98出方出料10884.725.2-596256.98熱損失合計(jì)10884.7-596256.984.5.2壓縮機(jī)圖4-2壓縮機(jī)表4-2壓縮機(jī)能量衡算表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gcal/h)入方進(jìn)料213287.59325-12.1037所需功//4.6083合計(jì)213287.593-7.4954出方出料213287.593112.9-7.4954熱損失合計(jì)213287.593-7.49544.5.3換熱器圖4-3換熱器表4-3換熱器E101能量衡算表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gcal/h)入方進(jìn)料213287.593112.9-7.4954熱負(fù)荷//7.3090合計(jì)213287.593/-0.1864出方出料213287.593250-0.1864熱損失///合計(jì)213287.593/-0.18644.5.4反應(yīng)器圖4-4反應(yīng)器表4-4反應(yīng)器能量衡算表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量Gcal/h入方進(jìn)料224172.293245.30.9366反應(yīng)放熱//-24.5501合計(jì)224172.293/-23.6135出方出料224172.293400-23.6135散熱損失//合計(jì)224172.293/-23.61354.5.5閃蒸罐圖4-5閃蒸罐表4-5閃蒸罐能量衡算表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量(Gkcal/h)入方進(jìn)料224172.29350-44.0919熱負(fù)荷//-1.9210合計(jì)224172.293-46.0130出方出料1113917.568950-11.3155GAS1210254.72450-34.6974熱損失///合計(jì)224172.2929/-46.01304.5.6精餾塔C101圖4-6精餾塔C101表4-6精餾塔能量衡算表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量Gcal/h入方進(jìn)料13917.5689230-9.9414再沸器//0.9332合計(jì)//-9.0082出方冷凝器//1.3540塔頂D1334.4068365-1.9761GAS281.015773465-0.2408塔底12502.1462248-8.1452 4.6全裝置的熱量衡算表4-7全裝置總能量平衡表項(xiàng)目質(zhì)量流量kg/h溫度℃熱量Gcal/h入方進(jìn)料鄰二甲苯10884.700125-0.5975空氣213287.59325-12.1037換熱器E101//7.0395E102//1.9888E103A//-8.4328E103B//-12.0456E104//1.3742再沸器//0.9332壓縮機(jī)//4.6083泵//0.0012閃蒸罐熱負(fù)荷//-1.9210反應(yīng)器熱負(fù)荷//-24.5501合計(jì)224172.2931/-43.7056出方閃蒸罐塔頂氣210254.72450-34.6974冷凝器//1.3540精餾塔塔頂氣81.015773465-0.2408精餾塔塔頂出料1334.4068365-1.9761精餾塔塔底出料12502.146265-8.1452合計(jì)224172.2928/-43.70564.7熱量衡算匯總及小結(jié)本章的熱量衡算是通過(guò)ASPENPLUS模擬操作得出的進(jìn)出焓和熱負(fù)荷進(jìn)行計(jì)算的，用出口焓值減入口焓值得出的數(shù)值與熱負(fù)荷進(jìn)行比較，看兩數(shù)值是否近似相等，只有近似相等的情況下，熱量衡算才成立。本次列表主要列了一些主要的設(shè)備，設(shè)備中的通過(guò)個(gè)別設(shè)備來(lái)概括整體設(shè)備。換熱網(wǎng)絡(luò)的優(yōu)化使能量能得到最大的利用，節(jié)省資金，同時(shí)也保護(hù)了環(huán)境。參考文獻(xiàn)[1]喬樹(shù)彪,王林.苯酐生產(chǎn)工藝及氧化反應(yīng)系統(tǒng)熱量衡算[J].安徽化工,2004,129:21.[2]李漢.鄰二甲苯氧化制苯酐工藝裝置的優(yōu)化設(shè)計(jì)[D].西北大學(xué),2006.[3]劉躍進(jìn).反應(yīng)器能量平衡的焓算法與熱量衡算法[J].化工設(shè)計(jì)通訊,1995,21(3):5-7.第5章設(shè)備工藝計(jì)算及選型第5章設(shè)備工藝計(jì)算和選型5.1設(shè)備工藝設(shè)計(jì)概述物料衡算和熱量衡算之后，我們要根據(jù)ASPENPLUS模擬出來(lái)的數(shù)據(jù)進(jìn)行設(shè)備的選型，設(shè)備選型是工藝設(shè)計(jì)中重要的一環(huán)，只有選擇最合適的設(shè)備型號(hào)，才能使流程更好的運(yùn)行，使車(chē)間生產(chǎn)運(yùn)作的更好、更長(zhǎng)久。5.2反應(yīng)器設(shè)計(jì)5.2.1概述化學(xué)反應(yīng)是化學(xué)工藝過(guò)程的核心，是工程設(shè)計(jì)和工業(yè)生產(chǎn)操作的關(guān)鍵，掌握反應(yīng)器的基本設(shè)計(jì)原則和計(jì)算方法，并能結(jié)合具體反應(yīng)過(guò)程進(jìn)行反應(yīng)器的工程分析和設(shè)計(jì)計(jì)算，為從事反應(yīng)過(guò)程的工程設(shè)計(jì)和實(shí)際工業(yè)反應(yīng)器的優(yōu)化操作奠定基礎(chǔ)。5.2.2確定反應(yīng)器類型查找相關(guān)文獻(xiàn)，找出生產(chǎn)10萬(wàn)噸苯酐工藝的反應(yīng)器類型，判斷得出我們采用固定床列管式反應(yīng)器。5.2.3匯總設(shè)計(jì)基本數(shù)據(jù)空速、列管直徑和壁厚、催化劑填料高度、管束排列方式、進(jìn)料體積。5.2.4計(jì)算反應(yīng)器體積根據(jù)公式：（5-1)——反應(yīng)器的體積，m3/h——進(jìn)料體積,m3/hr——空速，m/s進(jìn)料由ASPEN模擬知：進(jìn)料體積=141811m3/h,r=3000/h=47.27m35.2.5反應(yīng)器管束數(shù)的確定根據(jù)計(jì)算公式：（5-2)——反應(yīng)器的體積，m3/h——催化劑填料高度，md——管壁厚度，m計(jì)算得出n=20908通過(guò)查文獻(xiàn)得知，管束數(shù)為20908，三角形排列，管間距為a=35mm5.2.6反應(yīng)器內(nèi)徑的確定計(jì)算公式：(5-3)D——管束內(nèi)徑，mm——管間距，mm——對(duì)角線排列的數(shù)目L——最外層管子的中心到殼體壁邊緣的距離,mma=35mmb=150d=25mm最外層管子的中心到殼體壁邊緣的距離，取L=2*d=50mm內(nèi)徑的計(jì)算公式：D=a*(b-1)+2*L=5351mm圓整后內(nèi)徑為5.4m5.2.7殼體壁厚的選擇計(jì)算公式：（5-4）——?dú)んw壁厚，mm——公稱壓力，MPa——反應(yīng)器壓力，MPa——系數(shù)，一般取值0.85——反應(yīng)器內(nèi)徑，mm材料選用20R鋼，計(jì)算壁厚為：PC=2MPaD=5400mm取Φ=0.85殼體溫度為400°C因此取壓力為σ=300MPa計(jì)算得出δ=21.3mm鋼板厚度附加值計(jì)算：由于介質(zhì)中含有水蒸氣，所以取C2=1mm，鋼板厚度介于7.5mm-25mm之間，因此取C1=0.8mm.C=C1+C2=1.8mm所以鋼板厚度為：CT=C+δ=23.1mm圓整為：CT=24mm5.2.8反應(yīng)器高度計(jì)算公式：(5-5)h——反應(yīng)器高度，m——反應(yīng)器的體積，m3/h計(jì)算得出h=7.75m反應(yīng)器兩端各留0.6m的空間高度，則反應(yīng)器的最終高度為：H=7.75+0.6*2=8.95m圓整為H=9m5.2.9反應(yīng)器規(guī)格表表5-1反應(yīng)器規(guī)格表反應(yīng)器類型固定床列管式管間距35mm反應(yīng)器內(nèi)徑5400mm反應(yīng)器直徑5448mm反應(yīng)器壁厚24mm高度9m管束數(shù)20908催化劑填料高度5m排列方式三角型排列設(shè)計(jì)溫度400°C設(shè)計(jì)壓力0.1MPa5.3精餾塔設(shè)計(jì)5.3.1概述在煉油、化工等工業(yè)中，精餾操作是分離液體混合物的最常用的手段。其操作原理是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同，在氣、液兩相相接觸時(shí)，易揮發(fā)組分向氣相傳遞，難揮發(fā)組分向液相傳遞，使混合物達(dá)到一定程度的分離。用于實(shí)現(xiàn)精餾操作的氣液傳質(zhì)設(shè)備即精餾塔。這類塔設(shè)備的基本功能在于提供氣、液兩相以充分接觸的機(jī)會(huì)，使物質(zhì)和熱量的傳遞能有效地進(jìn)行；在氣液接觸之后，還應(yīng)使氣、液兩相能及時(shí)分開(kāi)，盡量減少相互夾帶。常用的精餾塔分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)裝有若干層塔板，液體依靠重力自上而下流過(guò)每層塔板；氣體則依靠壓強(qiáng)差的推動(dòng)，自下而上穿過(guò)各層塔板上的液層而流向塔頂，氣、液兩相在塔內(nèi)進(jìn)行逐級(jí)接觸。填料塔內(nèi)則裝有各種形式的填料，氣、液兩相沿塔做連續(xù)接觸，其傳質(zhì)和傳熱的場(chǎng)所為填料的潤(rùn)濕表面。對(duì)塔設(shè)備基本性能的要求主要包含以下幾個(gè)方面：（1）氣液兩相充分接觸，相際傳熱面積大；（2）生產(chǎn)能力大，即氣液相處理能力大；（3）操作穩(wěn)定，操作彈性大；（4）流體流動(dòng)阻力小，流體通過(guò)塔設(shè)備的壓降小；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、耗用材料少，制造與安裝容易；（6）耐腐蝕和不易堵塞。除此以外，塔的造價(jià)、安裝及維修的難易以及長(zhǎng)期運(yùn)轉(zhuǎn)的可靠性等因素，也是必須烤考慮的問(wèn)題。在進(jìn)行類型選擇時(shí)需要考慮多方面的因素，如物料性質(zhì)、操作條件、塔的性能，以及塔的制造、安裝、運(yùn)轉(zhuǎn)和維修等。對(duì)于真空精餾和常壓精餾，通常填料塔塔效率優(yōu)于板式塔，應(yīng)優(yōu)先考慮選用填料塔，其原因在于填料充分利用了塔內(nèi)空間，提供的傳質(zhì)面積很大，使得氣液兩相能夠充分接觸傳質(zhì)。而對(duì)于加壓精餾，若沒(méi)有特殊情況，一般不采用填料塔。這是因?yàn)樘盍纤耐顿Y大，耐波動(dòng)能力差。具體來(lái)講，要主要考慮以下方面：（1）塔徑較大時(shí)宜采用板式塔。板式塔以單位塔板面積計(jì)算的造價(jià)隨塔徑的增大而減小，而填料塔的造價(jià)是與其體積成正比的。板式塔直徑增大后，其效率可提高，而填料塔隨塔徑的增大，其液體分布較難達(dá)到均勻，效率會(huì)降低。大直徑塔板的檢修比起填料清理要容易。（2）當(dāng)所需理論板數(shù)比較多或傳質(zhì)單元數(shù)比較多時(shí)需要增加塔高，用板式塔比較好，若此時(shí)選用填料塔則要分成多段，每段之間都需要液體再分布。（3）板式塔適應(yīng)于較小的液體流量，填料塔則要求一定的淋灑密度，要使填料足夠潤(rùn)濕。（4）板式塔適用于處理有懸浮物的液體原料，而填料塔易被懸浮物堵塞。（5）填料塔適于處理有腐蝕、易發(fā)泡的物料。（6）填料塔壓降比較小，減壓操作系統(tǒng)用填料塔更易滿足控制塔內(nèi)較小壓降（7）操作彈性，板式塔較填料塔大，其中以浮閥塔最大，泡罩塔次之。對(duì)于本次設(shè)計(jì)中，我們采用板式塔，首先我們用AspenPlusV7.2進(jìn)行塔選型初步的工藝計(jì)算，得到塔設(shè)備的大體數(shù)據(jù)，然后我們應(yīng)用Cup-tower21進(jìn)行塔選型計(jì)算與校核。下面是我們對(duì)這兩個(gè)板式塔的詳細(xì)設(shè)計(jì)及校核。5.3.2精餾塔的設(shè)計(jì)概述本項(xiàng)目對(duì)精餾塔C101進(jìn)行了工藝計(jì)算和機(jī)械設(shè)計(jì)。根據(jù)體系的特點(diǎn)，另外考慮設(shè)備的制造、投資和維修，選用板式精餾塔。綜合考慮塔板的效率、分離效果和設(shè)備的成本、制造、維修等，本項(xiàng)目選用目前較為成熟、使用廣泛的浮閥塔。工藝參數(shù)和塔板數(shù)的確定通過(guò)查閱文獻(xiàn)，確定塔頂溫度為63.3℃，全塔壓降為0.156bar，進(jìn)料來(lái)自于閃蒸罐。塔釜料液的加熱方式選為外加熱式，換熱器選擇為固定管板式換熱器。通過(guò)AspenPlus模擬優(yōu)化，得到的操作參數(shù)見(jiàn)下表5-2。表5-2精餾塔C101操作參數(shù)操作壓力回流比加料狀態(tài)理論板數(shù)加料位置0.25bar2.70氣液混相15塔板流體力學(xué)校核通過(guò)ASPEN數(shù)據(jù)模擬得出的一系列數(shù)據(jù)見(jiàn)圖5-1和5-2。圖5-1塔結(jié)果數(shù)據(jù)圖圖5-2塔數(shù)據(jù)結(jié)果圖根據(jù)這些數(shù)據(jù)我們用軟件CUP-TOWER進(jìn)行塔板水力學(xué)校核，步驟是將雙擊精餾塔，點(diǎn)擊results→profiles→hydraulics，會(huì)出現(xiàn)下面畫(huà)見(jiàn)面圖5-3。右面方框單擊，右鍵復(fù)制，然后新建一個(gè)excel，右鍵粘貼，就將數(shù)據(jù)導(dǎo)入excel中了，保存成.xls格式。打開(kāi)軟件CUP-TOWER，點(diǎn)擊文件→輸入數(shù)據(jù)→來(lái)自aspen，會(huì)出現(xiàn)圖5-3。圖5-3塔數(shù)據(jù)結(jié)果圖圖5-4CUP-TOWER截圖a點(diǎn)擊打開(kāi)，導(dǎo)入之間建立的excel，選擇級(jí)數(shù)（在aspen數(shù)據(jù)中查找），導(dǎo)入，出現(xiàn)塔板類型選擇，選擇浮閥塔板，確定。圖5-5CUP-TOWER截圖bCupTower水力學(xué)校核根據(jù)AspenPlus塔板設(shè)計(jì)結(jié)果及CupTower校核結(jié)果，得到C101苯酐精餾塔精餾段塔徑為2000mm，選定塔間距為450mm，開(kāi)孔率選用11.4%，溢流堰選用平口堰，降液管選用直式降液管。將其水力學(xué)數(shù)據(jù)輸入CupTower中，其操作界面如圖5-6至圖5-8所示。精餾段圖5-6c101塔板信息輸入CupTower示意圖圖5-7c101工藝條件輸入CupTower示意圖圖5-8c101塔板結(jié)果參數(shù)輸入CupTower示意圖CupTower校核c101苯酐精餾塔結(jié)果如圖5-4、圖5-5所示。圖5-9CupTower校核c101塔板工藝參數(shù)結(jié)果圖5-10CupTower校核c101塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)結(jié)果表5-3CupTowerc101苯酐精餾塔結(jié)果表項(xiàng)目校核結(jié)果塔板層數(shù)20塔內(nèi)徑（m）2.板間距（mm）450液流程數(shù)1Ad/At,%12.99開(kāi)孔率（%）11.堰長(zhǎng)（mm）1562堰高（mm）50底隙/側(cè)隙（mm）44降液管寬（mm）375溢流強(qiáng)度（m3·h-1·m-1）4.11停留時(shí)間（s）102.93降液管液泛（%）37.18閥孔動(dòng)能因子，（m/s（kg/m3）0.5）8.54單位塔板壓降（Pa）621.27降液管內(nèi)線速度（m/s）0.00降液管底隙速度（m/s）0.03受液盤(pán)寬（mm）375受液盤(pán)深（mm）50堰型平堰塔板形式圓形浮閥

表5-4水力學(xué)校核結(jié)果表編號(hào)項(xiàng)目單位正常操作120%操作80%操作1空塔氣速m/s1.11561.33880.89252空塔動(dòng)能因子m/s（kg/m3）0.50.93901.12670.75123空塔容量因子m/s0.02740.03290.02204孔速m/s10.142212.17078.11385孔動(dòng)能因子m/s（kg/m3）0.58.535910.24316.82886漏點(diǎn)氣速m/s5.94095.94095.94097漏點(diǎn)動(dòng)能因子m/s（kg/m3）0.55.00005.00005.00008相對(duì)泄露量kg（液）/100kg（液）0009溢流強(qiáng)度m3/（h.m）4.11334.93593.290610流動(dòng)參數(shù)/0.02070.02070.020711板上液層高度m0.05730.05820.056312堰上液層高度m0.00730.00820.006313液面梯度m00014板上液層阻力m（液柱）0.02860.02910.028115干板壓降m（液柱）0.02550.02630.024516總板壓降m（液柱）0.05410.05540.052717霧沫夾帶kg（液）/kg（氣）0.00390.00790.001618降液管液泛%37.179537.942936.336619降液管內(nèi)液體高度m0.11150.11380.109020降液管停留時(shí)間s102.926285.7719128.657821降液管內(nèi)線速度m/s0.00440.00520.003522降液管底隙速度m/s0.02730.03280.021923降液管底隙阻力m（液柱）0.00010.00020.000124穩(wěn)定系數(shù)-1.70722.04861.365825降液管最小停留時(shí)間s3.00003.00003.0000圖5-11塔板負(fù)荷性能圖提餾段圖5-12工藝條件輸入示意圖圖5-13塔板參數(shù)示意圖圖5-14校核結(jié)果圖5-15校核結(jié)果表5-5苯酐精餾塔提餾段校核結(jié)果塔板編號(hào)(實(shí)際)校核結(jié)果塔板層數(shù)20塔內(nèi)徑，m2.板間距，mm450液流程數(shù)1Ａd/Ａt,%12.98開(kāi)孔率,%9.堰長(zhǎng)，mm1561堰高，mm50底隙/側(cè)隙，mm44降液管寬，mm375受液盤(pán)寬，mm375受液盤(pán)深，mm50堰型平堰塔板形式圓形浮閥溢流強(qiáng)度，m3/mh12.29停留時(shí)間，s34.42降液管液泛，%41.32閥孔動(dòng)能因子，(m/s)(kg/m3)0.57.55單位塔板壓降，Pa623.42降液管內(nèi)線速度,m/s0.01降液管底隙速度,m/s0.08表5-6提餾段水力學(xué)校核結(jié)果表工藝計(jì)算結(jié)果正常操作120%操作80%操作1空塔氣速m/s0.60500.72600.48402空塔動(dòng)能因子m/s(kg/m3)^0.50.67910.81500.54333空塔容量因子m/s0.02050.02460.01644孔速m/s6.72248.06685.37795孔動(dòng)能因子m/s(kg/m3)^0.57.54599.05516.03676漏點(diǎn)氣速m/s4.45434.45434.45437漏點(diǎn)動(dòng)能因子m/s(kg/m3)^0.55.00005.00005.00008相對(duì)泄露量kg液/100kg液9溢流強(qiáng)度m^3/(h.m)12.294014.75289.835210流動(dòng)參數(shù)/0.08290.08290.082911板上液層高度m0.06510.06710.063012堰上液層高度m0.01510.01710.013013液面梯度m14板上液層阻力m液柱0.03260.03350.031515干板壓降m液柱0.02520.02610.024316總板壓降m液柱0.05780.05960.055817霧沫夾帶kg液/kg氣0.00120.00260.000518降液管液泛%41.316842.716739.826619降液管內(nèi)液體高度m0.12400.12820.119520降液管停留時(shí)間s34.417128.680943.021321降液管內(nèi)線速度m/s0.01310.01570.010522降液管底隙速度m/s0.08160.09800.065323降液管底隙阻力m液柱0.00100.00150.000724穩(wěn)定系數(shù)/1.50921.81101.207325降液管最小停留時(shí)間s3.00003.00003.0000負(fù)荷性能圖參數(shù)1操作點(diǎn)橫坐標(biāo)m3/h19.192操作點(diǎn)縱坐標(biāo)10^3m3/h6.843操作上限百分比--120.00%4操作下限百分比--80.00%55%漏液時(shí)漏點(diǎn)動(dòng)能因子m/s(kg/m3)^0.55.00610%漏液時(shí)漏點(diǎn)動(dòng)能因子m/s(kg/m3)^0.5X液相體積流量m3/hY氣相體積流量10^3*m3/h0-操作線1-液相下限線2-液相上限線3-漏液線4-霧沫夾帶線5-液泛線5.3.3精餾塔的機(jī)械設(shè)計(jì)板式塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構(gòu)建、人孔、進(jìn)出口管和裙座等組成。塔設(shè)備外殼（即筒體）多用鋼板卷焊而成，其主要尺寸是直徑、高度、壁厚。本設(shè)計(jì)對(duì)塔的各部件進(jìn)行了詳細(xì)設(shè)計(jì)，并給出了塔的強(qiáng)度校核設(shè)計(jì)。人孔或手孔的選用為了便于安裝、檢修或清洗設(shè)備內(nèi)部的裝置，需要在設(shè)備上開(kāi)設(shè)手孔或人孔。人孔和手孔的結(jié)構(gòu)基本上是相同的。通常是在短筒節(jié)（或管子）上焊一法蘭，蓋上人（手）孔蓋，用螺栓螺母壓緊，兩個(gè)法蘭之間放有墊片，空蓋上帶有手柄。人孔或手孔的選取原則：對(duì)于直徑大于或等于800mm的塔，采用人孔而非手孔。在處理清潔物料時(shí)，每隔6到8塊塔板設(shè)一個(gè)人孔；當(dāng)物料很臟需要經(jīng)常清洗時(shí)，每隔3到5塊塔板設(shè)一個(gè)人孔。塔頂、塔底進(jìn)料處必須設(shè)人孔。凡是開(kāi)有人孔的地方，塔板間距應(yīng)等于或大于600mm。根據(jù)以上原則，對(duì)精餾塔進(jìn)行人孔選擇如下：由于精餾塔徑為1400mm，故只需設(shè)人孔。每隔6塊板設(shè)一人孔，在塔底，進(jìn)料處共設(shè)2個(gè)人孔（除裙座上的兩個(gè)人孔）。人孔規(guī)格為Dg=450mm×300mm。人孔分布見(jiàn)下表5-7。表5-7人孔分布人孔序號(hào)1234上塔板封頭51016下塔板1611封頭筒體的設(shè)計(jì)（1）塔頂空間高度HD由塔頂部第一塊塔板到筒體與封頭接線的距離（不包括封頭空間）叫塔頂空間高度為了便于安裝人孔及破沫網(wǎng)，減少塔頂出口氣體的攜帶量，通常HD=1.2-1.5m，此處取HD=1.5m。（2）進(jìn)料空間高度HF進(jìn)料如果均為m液相，進(jìn)料空間一般稍大于板間距，并滿足人孔安裝空間需要即可。因此選定：HF=1.0m（3）塔底空間高度HB由塔底第一塊塔板到塔底封頭接線的距離稱為塔底空間。為了保證塔底產(chǎn)品抽出的穩(wěn)定，使塔底液體不致流空，這里取塔底液體的停留時(shí)間t=10min,則根據(jù)公式（1-6）進(jìn)行計(jì)算如下所示：（5-6）ρ——塔底液相濃度,kg/m3；M——塔底液相質(zhì)量流量，kg/h；D——塔筒體內(nèi)徑，m 已知：M=11592.9469kg/h,ρ=1094.770kg/m3，D=1.4m帶入數(shù)據(jù)得HB=1.15m。由于塔底選用了立式虹吸式再沸器，考慮到再沸器回流分離空間和再沸器上管板至接管入口建的高度，選定HB=1.15m。（4）筒體總高度H=HB+HF+HD+Σhi（5-7）H=1.15+1+1.5+（14-1）*0.6=11.45m封頭的設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，選用公稱直徑為2000mm，曲面高度為350mm，直邊高度為50mm，封頭厚度為22mm的封頭。裙座的設(shè)計(jì)塔設(shè)備的裙座分為圓筒形和圓錐形兩種。由于塔高與塔徑之比小于30，因此采用圓筒形裙座。其上需開(kāi)設(shè)排氣孔，人孔以及引出管孔，塔徑為1400mm時(shí)需要開(kāi)設(shè)四個(gè)?50mm的排氣孔，兩個(gè)Dg450的人孔，兩個(gè)引出管道孔。裙座高度為4米，裙座與筒體的焊接形式選擇對(duì)接。塔板的設(shè)計(jì)直徑大于800mm時(shí)需將塔板分塊，分塊式塔板分為2塊弓形板，1塊通道板，數(shù)個(gè)矩形板。當(dāng)D=2000mm時(shí)，有2塊弓形板，1塊矩形板，1塊通道板。接管的設(shè)計(jì)（1）塔頂蒸汽出口管的直徑本塔為高壓操作，選擇導(dǎo)管中蒸汽流速：=30m/s,計(jì)算公式如下所示：（5-8）——塔頂蒸汽體積流量，m3/hVs=12264.7438m3/h帶入數(shù)據(jù)得dv=0.380m選用接管公稱直徑Dg=400mm,外徑×厚度為426×11mm,接管伸出長(zhǎng)度H=200mm.補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D=680mm,內(nèi)徑d=430mm（2）回流管管徑本塔回流方式為泵回流，選擇回流流速：=2m/s，則根據(jù)公式（5-9）進(jìn)行計(jì)算如下所示：（5-9）——塔頂回流體積流量，m3/s已知：=0.000941500m3/s計(jì)算得：=0.024m選用內(nèi)管dg2×S2為32×3.5mm，外管dg1×S1為57×3.5mm，a=10mm，b=25mm，c=10mm，δ=5mm,H1=120mm,H2=150mm）（3）進(jìn)料管管徑本塔為高壓操作，選取料液速度：Uv=30m/s,則根據(jù)公式（5-10）進(jìn)行計(jì)算如下所示：（5-10）——為進(jìn)料中的氣相流量，m3/he——汽化分率已知：=0.6735m3/se=0.3248計(jì)算得：=0.224m選用接管公稱直徑Dg=250mm,外徑×厚度為273×8mm,接管伸出長(zhǎng)度H=200mm.補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D=480mm,內(nèi)徑d=277mm（4）塔底出料管徑取塔底出料速度Uw=1.2m/s,則根據(jù)公式（5-11）進(jìn)行計(jì)算如下所示：（5-11）——塔底液相出料體積流速，m3/h已知：=0.003033m3/s計(jì)算得：=0.057m選用接管公稱直徑Dg為65mm,外徑×厚度為73×6mm,接管伸出長(zhǎng)度H=150mm，補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D=,160mm,內(nèi)徑d=80mm。(5)塔底至再沸器的接管管徑一次通過(guò)式再沸器，接管內(nèi)速度取UL=1.25m/s,則根據(jù)公式（5-12）進(jìn)行計(jì)算如下所示：（5-12）——塔底再沸器液體循環(huán)體積流速，m3/s，已知：=0.0052815m3/s計(jì)算得：=0.073m選用接管公稱直徑Dg為80mm,外徑×厚度為89×6mm,接管伸出長(zhǎng)度H=150mm,補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D=180mm,內(nèi)徑d=93mm.(6)再沸器返塔連接管管徑對(duì)于熱虹吸式重沸器，選取經(jīng)驗(yàn)氣速Ub=30m/s,則根據(jù)公式（5-13）進(jìn)行計(jì)算如下所示：（5-13）——塔底再沸器液體循環(huán)體積流速，m3/s已知：Vb=1.7548m3/se=1計(jì)算得：=0.273m選用接管公稱直徑Dg=300mm，外徑×厚度為325×10mm，接管伸出長(zhǎng)度H=200mm。補(bǔ)強(qiáng)圈外徑D=550mm，內(nèi)徑d=329mm。吊柱的設(shè)計(jì)安裝在室外，無(wú)框架的塔設(shè)備，為了安裝及拆卸內(nèi)件，更換或補(bǔ)充填料，往往在塔頂設(shè)置吊柱。因?yàn)楸舅惭b有框架設(shè)備，故不必安裝吊柱。5.3.4精餾塔規(guī)格表5-8精餾塔規(guī)格表（1）序號(hào)位號(hào)名稱介質(zhì)操作溫度，℃塔頂壓力（絕）MPa回流比氣相負(fù)荷，m3/h液相負(fù)荷，kg/s塔頂塔底精餾段提餾段精餾段提餾段1C101精餾塔氣液混合物162.56246.770.0262.8112275.127105.712.55655.6092表5-8精餾塔規(guī)格表（2）計(jì)算塔徑，m采用塔徑m釜徑m允許空塔氣速m/s填料或塔板型式板效率塔板數(shù)筒體高度m總高m精餾段提餾段精餾段提餾段理論實(shí)際2.02.02.02.42.061.53圓形浮閥0.75152010.815.2備注：總高=筒體+1個(gè)封頭+裙座5.4換熱器計(jì)算和選型5.4.1概述換熱器在石化行業(yè)生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛，它可以單獨(dú)作為加熱器、冷卻器使用，是石化生產(chǎn)裝置中不可缺少的重要組成部分。在煉油廠中，原油常減壓裝置中換熱器的投資費(fèi)用占總投資的20%；在化工生產(chǎn)中，換熱器約占總投資的11%以上。因而換熱器的選型關(guān)系到生產(chǎn)的經(jīng)濟(jì)性問(wèn)題。在選型方面要考慮這些方面的因素，達(dá)到安全生產(chǎn)、節(jié)約成本的目的。本項(xiàng)目完成了對(duì)全裝置換熱器的工藝參數(shù)設(shè)計(jì)，并選取其中有代表性的一個(gè)換熱器給出了詳細(xì)的計(jì)算和選型說(shuō)明。其它換熱器的設(shè)計(jì)結(jié)果見(jiàn)初步設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。5.4.2設(shè)計(jì)規(guī)范（1）《固定式壓力容器安全技術(shù)監(jiān)察規(guī)程》TSGR0004-2010（2）《石油化工鋼制壓力容器》SH/T3074-2012（3）《管殼式換熱器》GB151-2010（4）《鋁制板翅式換熱器》JB/T7262-20105.4.3設(shè)計(jì)原則換熱器選型時(shí)需要考慮的因素主要有：1、熱負(fù)荷及流量大小；2、流體的性質(zhì)；3、溫度、壓力及允許壓降的范圍；4、對(duì)清洗、維修的要求；5、設(shè)備結(jié)構(gòu)、材料、尺寸、重量?jī)r(jià)格、使用安全性和壽命。在換熱器選型中，除考慮上述因素外，還應(yīng)對(duì)結(jié)構(gòu)強(qiáng)度、材料來(lái)源、加工條件、密封性、安全性等方面加以考慮，正確選擇合適的換熱器型式來(lái)有效地減少工藝過(guò)程的能量消耗。5.4.4換熱器的分類按作用原理或傳熱方式的不同，換熱器可以分為如下幾種：（1）直接接觸式換熱器這類換熱器又稱混合式換熱器，它是利用冷、熱流體直接接觸，彼此混合進(jìn)行換熱的換熱器。它僅適用于工藝上允許兩種流體混合的場(chǎng)合。（2）蓄熱式換熱器蓄熱式換熱器通過(guò)固體物質(zhì)構(gòu)成的蓄熱體，把熱量從高溫流體傳遞給低溫流體，熱介質(zhì)先通過(guò)加熱固體物質(zhì)達(dá)到一定溫度后，冷介質(zhì)再通過(guò)固體物質(zhì)被加熱，使之達(dá)到熱量傳遞的目的。它不適用于不允許混合的兩種流體間的熱交換。（3）中間載熱體式換熱器這類換熱器是把兩個(gè)間壁式換熱器由在其中循環(huán)的載熱體連接起來(lái)的換熱器，如熱管式換熱器。（4）間壁式換熱器這類換熱器又稱表面式換熱器。它是溫度不同的兩種流體在被壁面分開(kāi)的空間里流動(dòng)，通過(guò)壁面的導(dǎo)熱和流體在壁表面對(duì)流，兩種流體之間進(jìn)行換熱。間壁式換熱器是工業(yè)上應(yīng)用最為廣泛的換熱器。5.4.5管殼式換熱器的選用工藝條件（1）壓力降壓力降受到流速和換熱器構(gòu)件的影響，在設(shè)計(jì)規(guī)范中，壓降隨著操作壓力不同而有一個(gè)大致的范圍。本工藝設(shè)計(jì)壓降值參考下表5-9。表5-9允許的壓力降范圍工藝物流壓力狀況允許壓力降△P/KPa工藝氣體真空<3.5常壓3.5~14低壓15~25高壓35~70工藝液體70~170（2）溫度冷卻水的溫度不宜高于60℃，以免結(jié)垢嚴(yán)重；高溫端的溫差不應(yīng)小于20℃，低溫端不應(yīng)小于5℃；當(dāng)兩工藝流體之間進(jìn)行熱交換時(shí)，低溫端的溫差不應(yīng)小于20℃；本工藝中冷卻水出口溫度不大于45℃，換熱溫差熱區(qū)不小于15℃，冷區(qū)為3～5℃。表5-10間壁式換熱器特性（3）流速流速提高，流體湍流程度增加，可以提高傳熱效率，有利于沖刷管中可能存在的污垢和沉積；但流速過(guò)大，磨損嚴(yán)重，甚至造成設(shè)備振動(dòng)，影響操作和使用壽命，能量消耗也將增加。本工藝設(shè)計(jì)流速選用參考下表5-11。表5-11流體常用流速范圍流體種類一般流體氣體流速（m/s）管程0.5~35~30殼程0.2~1.53~15（4）物流安排1、為了使管殼式換熱器正常而有效地工作，應(yīng)慎重地選擇流體的走向。2、當(dāng)兩流體溫差大，高溫流體一般走管程。有時(shí)為了便于高溫流體的散熱，也可以使高溫流體走殼程，但需設(shè)置保溫層。3、較高壓力的物流應(yīng)走管程。4、粘度較大的物流應(yīng)走殼程，在殼程可以得到較高的傳熱系數(shù)。5、腐蝕性較強(qiáng)的流體宜走管程，以節(jié)省耐腐蝕材料。6、流量較小的流體應(yīng)走殼程，易使流體形成湍流狀態(tài)，從而增加傳熱系數(shù)。7、較臟和易結(jié)垢的流體盡可能走管程，以便于清洗和控制結(jié)垢。換熱管（1）管外徑通常選用Ф19mm的管子；對(duì)于易結(jié)垢的物料(如立式熱虹吸式再沸器)采用外徑Ф25mm或Ф38mm的管子；對(duì)于有氣液兩相流的工藝物流，一般選用較大的管徑。（2）管心距管心距是兩相鄰管子中心的距離。一般選用范圍為1.25～1.5d(d為管外徑)。常用的換熱管中心距見(jiàn)下表5-12。表5-12管子直徑與管心距換熱管外徑（mm）管心距（mm）12161419192525323240384845575772（3