苯乙烯生產(chǎn)工藝設計

1、摘 要本文以年產(chǎn)25萬噸苯乙烯為生產(chǎn)目標，由乙苯脫氫制苯乙烯方法，對整個工段進行工藝設計和設備選型。同時對苯乙烯的新老生產(chǎn)工藝、國內(nèi)外發(fā)展情況做出了一定的總結，并通過了對比選取了較為適宜的工藝，最后確定了Lummus的“SMART”乙苯脫氫工藝作為本設計的詳細生產(chǎn)工藝。在計算上，依據(jù)物料守恒、能量守恒對整個工藝流程進行了物料衡算和熱量衡算，并做出了流程圖，依據(jù)衡算結果，通過計算對塔設備進行了詳細的選型。也對公用工程和車間布置做出了一定的陳述，最后對“三廢”處理和安全事項做出了總結。在整個設計中達到了預期要求，完成各個工藝段的設計。關鍵字：苯乙烯，工藝計算，設備選型ABSTRACTThe ann

2、ual output of 250,000 tons of styrene production targets, the entire section in the process design and equipment selection by the dehydrogenation of ethylbenzene to styrene . Styrene old and new production processes at the same time , the development at home and abroad to make a certain conclusion ,

3、 and by contrast to select a more appropriate process to finalize the Lummus' " SMART " ethylbenzene dehydrogenation process as the design production process.In the calculation , based on material conservation , energy conservation , the entire process , material balance and heat balan

4、ce , and made a flow chart , based on accounting results , by calculating the tower equipment , carried out a detailed selection . Public works and plant layout to make a certain statement , and finally made a summary of the " three wastes" treatment and safety matters . Throughout the des

5、ign to achieve the desired requirements to complete the design of various processes .Keywords Styrene，Process calculation，equipment selection 目 錄摘 要IABSTRACTII1緒論11.1 苯乙烯的性質(zhì)和用途11.2 苯乙烯常見生產(chǎn)方法11.2.1 環(huán)球化學魯姆斯法11.2.2 FinaBadger法31.2.3 巴斯夫法31.2.4 Halcon法31.2.5 裂解汽油萃取分離法31.2.6 環(huán)氧丙烷聯(lián)產(chǎn)法32 生產(chǎn)工藝52.1 本工藝設計說明52.

6、1.1 生產(chǎn)任務52.1.2 生產(chǎn)方法52.1.3 生產(chǎn)控制參數(shù)及具體操作52.2 生產(chǎn)工藝的反應歷程62.2.1 反應方程式62.2.2 生產(chǎn)過程72.3 原料、產(chǎn)品及半成品82.3.1 產(chǎn)品82.3.2 原料82.3.3 半成品82.3.4 催化劑82.3.5 阻聚劑82.4 生產(chǎn)方式的選取93 生產(chǎn)工藝計算103.1 物料衡算103.1.1 生產(chǎn)能力的計算103.1.2 質(zhì)量守恒定律11物料流程圖153.2 熱量衡算153.2.1 熱量衡算15熱量衡算表184 設備設計計算與選型194.1 苯甲苯精餾塔的設計計算19精餾塔的數(shù)據(jù)確定19精餾塔的物料衡算19塔板數(shù)的確定19精餾塔的塔體工藝

7、尺寸計算25塔板主要工藝尺寸的計算26塔版流體力學驗算28塔板負荷性能圖294.2冷凝器的設計324.3 油水分離器324.4過熱蒸汽爐335 設備一覽表及公用工程345.1 設備345.2 公用工程規(guī)格345.2.1 電345.2.2 冷卻水355.2.3 加熱蒸汽356 車間布置設計366.1 車間布置設計重要性366.2 車間生產(chǎn)要求366.3 車間安全要求366.4 車間發(fā)展要求367 “三廢”處理和安全事項377.1 廢水377.2 廢氣377.3 廢渣377.4 副產(chǎn)品處理一覽表377.5 廢物處理一覽表387.6 安全事項38結論39參 考 文 獻40謝辭411 緒論1.1 苯乙

8、烯的性質(zhì)和用途 苯乙烯，分子式，結構式,是不飽和芳烴最簡單、最重要的成員，廣泛用作生產(chǎn)塑料和合成橡膠的原料。如結晶型苯乙烯、橡膠改性抗沖聚苯乙烯、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯三聚體（ABS）、苯乙烯-丙烯腈共聚體（SAN）、苯乙烯-順丁烯二酸酐共聚體（SMA）和丁苯橡膠(SBR)。苯乙烯（SM）是含有飽和側鏈的一種簡單芳烴，是基本有機化工的重要產(chǎn)品之一。苯乙烯為無色透明液體，常溫下具有辛辣香味，易燃。苯乙烯難溶于水，25時其溶解度為0.066%。苯乙烯溶于甲醇、乙醇、乙醚等溶劑中1-3。作為合成高分子工業(yè)的重要單體，苯乙烯不但能自聚為聚苯乙烯樹脂，也易與丙烯腈共聚為AS塑料，與丁二烯共聚為丁苯橡膠，

9、與丁二烯、丙烯腈共聚為ABS塑料，還能與順丁烯二酸酐、乙二醇、鄰苯二甲酸酐等共聚成聚酯樹脂等。由苯乙烯共聚的共聚物可加工成為各種日常生活用品和工程塑料，用途極為廣泛。目前，全世界苯乙烯生產(chǎn)總量的三分之二用于生產(chǎn)聚苯乙烯，三分之一用于生產(chǎn)各種塑料和橡膠。世界苯乙烯生產(chǎn)能力在1996年已達1900萬噸，目前全世界苯乙烯產(chǎn)能約為3000萬噸左右4-5。苯乙烯在空氣中允許濃度為0.1ml/L，有毒，濃度過高、接觸時間過長則對人體的呼吸道造成危害。苯乙烯在高溫下容易裂解和燃燒。苯乙烯蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，其爆炸范圍為1.16.01%（體積分數(shù)）。1.2 苯乙烯常見生產(chǎn)方法6-91.2.1 環(huán)

10、球化學魯姆斯法以乙苯為原料，采用脫氫反應器，由開始的單級軸向反應器，中間經(jīng)歷開發(fā)了雙級軸向反應器到雙徑向反應器再到雙級徑向反應器的各種組合優(yōu)化的多種反應器；反應器的操作壓力有開始的正壓發(fā)展到今天的負壓；汽油比有開始的2.5:1發(fā)展到今天1.3：1；蒸汽消耗由開始的10kgkgSM發(fā)展到今天的4kgkgSM。UOPLummus的Classic SM流程中乙苯脫氫工藝裝置主要有蒸汽過熱爐、絕熱型反應器、熱回收器、氣體壓縮機和乙苯苯乙烯分離塔。過熱爐將蒸汽過熱至800而作為熱引入反應器。乙苯脫氫的工藝操作條件為550650，常壓或減壓，蒸汽乙苯質(zhì)量比為1.02.5。UOPLummus的“SMART”

11、 SM工藝是在Classic SM工藝基礎上發(fā)展的一項新工藝，即在工藝Classic SM工藝的脫氫反應中引入了部分氧化技術。可提高乙苯單程轉化率達80%以上?！癝MART”技術的優(yōu)點在于，通過提高乙苯轉化率， 減少了未轉化乙苯的循環(huán)返回量，使裝置生產(chǎn)能力提高，減少了分離部分的能耗和單耗；以氫氧化的熱量取代中間換熱，節(jié)約了能量；甲苯的生成需要氫，移除氫后減少了副反應的發(fā)生；采用氧化中間加熱，由反應物流或熱泵回收潛熱，提高了能量效率，降低了動力費用，因而經(jīng)濟性明顯優(yōu)于傳統(tǒng)工藝。該技術可用于原生產(chǎn)裝置改造，改造容易且費用較低。目前采用“SMART”工藝SM裝置有3套在運行。水氣體壓縮機油水分離器循

12、環(huán)乙苯粗餾塔乙苯塔苯乙烯精餾塔焦油甲苯苯苯乙烯阻聚劑燃料氣蒸汽氧化脫氫反應器氧氣+蒸汽脫氫反應器過熱蒸汽爐蒸汽乙苯圖1.1Lummus的SMART乙苯脫氫工藝流程圖表1.1“SMART”與 Classic比較反應條件和結果Classic“SMART”工藝苯乙烯選擇性%95.695.6乙苯轉化率%69.885水比1.71.3蒸汽苯乙烯tt2.31.3燃燒油苯乙烯kgt114.069.01.2.2 FinaBadger法Badger工藝采用絕熱脫氫，蒸汽提供脫氫需要的熱量并降低進料中乙苯的分壓和抑制結焦。蒸汽過熱至800900，與預熱的乙苯混合再通過催化劑，反應溫度為650，壓力為負壓，蒸汽乙苯比

13、為1.5%2.2%。1.2.3 巴斯夫法巴斯夫法工藝特點是用煙道氣加熱的方法提供反應熱，這是與絕熱反應的最大不同。1.2.4 Halcon法Halcon法又稱POSM聯(lián)產(chǎn)法。Halcon法公司開發(fā)，于1973年在西班牙實現(xiàn)工業(yè)化。反應過程中乙苯在液相反應器中用氧化成過氧化物，反應條件為壓力0.35MPa，溫度141，停留時間4h，生成的乙苯過氧化物經(jīng)提濃度到17%后，進入環(huán)氧化工序。環(huán)氧化溫度為110、壓力為4.05MPa。環(huán)氧化反應液經(jīng)蒸餾得環(huán)氧丙烷。環(huán)氧化另一產(chǎn)物甲基芐醇在260、常壓下脫水得苯乙烯。1.2.5 裂解汽油萃取分離法日本日本東麗公司開發(fā)了Stex法裂解汽油萃取分離苯乙烯技術，

14、同時還開發(fā)了專用萃取劑，可分離出純度大于99.7%的苯乙烯，同時可生產(chǎn)對二甲苯，并降低裂解汽油加氫負荷，生產(chǎn)成本僅為乙苯脫氫法的一半。1.2.6 環(huán)氧丙烷聯(lián)產(chǎn)法環(huán)氧烷聯(lián)產(chǎn)法是先將乙苯氧化成乙苯氫過氧化物，再使之在Mo、W催化劑存在下與丙烯反應生成環(huán)氧丙烷和苯乙醇，后者脫水可得到苯乙烯。其優(yōu)點是克服了法有污染、腐蝕和需要氯資源的特點；缺點是流程長、投資大，對原料質(zhì)量要求較高，操作條件嚴格，聯(lián)產(chǎn)品多，每噸苯乙烯聯(lián)產(chǎn)0.45t左右的環(huán)氧丙烷，因此不適宜建中小型裝置。目前世界上擁有該技術的有阿爾科化學、殼牌和德士古化學。2 生產(chǎn)工藝2.1 本工藝設計說明2.1.1 生產(chǎn)任務年產(chǎn)25萬噸精苯乙烯，純度9

15、9.8%。2.1.2 生產(chǎn)方法魯姆斯（UOPLummus）經(jīng)典苯乙烯單體生產(chǎn)工藝是全世界生產(chǎn)苯乙烯（SM）單體中最成熟和有效的技術，所以本次參照魯姆斯(Lummus)公司生產(chǎn)苯乙烯的技術，以乙苯脫氫法生產(chǎn)苯乙烯。魯姆斯(Lummus)公司經(jīng)典苯乙烯單體生產(chǎn)工藝技術采用深度減壓，絕熱乙苯脫氫等幾個常見工藝。蒸汽在脫氫反應中占有很重要的地位，蒸汽的熱量可使并維持催化劑處于適當?shù)难趸癄顟B(tài)。蒸汽既加熱反應進料、減少吸熱反應的溫度降，同時蒸汽也降低產(chǎn)品的分壓使反應平衡向著苯乙烯方向進行，且又可以連續(xù)去除積炭以維持催化劑的一定活性。為達到較好的平衡曲線，系統(tǒng)應該在高溫、高壓蒸汽稀釋和低反應系統(tǒng)壓力下進行，

16、對乙苯轉化為苯乙烯有利，為了提高轉化率，采用兩個絕熱反應器進行反應，由此乙苯的總轉化率可達到70%85%。新鮮乙苯和循環(huán)乙苯先與一部分蒸汽混合，然后在一個用火加熱的蒸汽過熱器內(nèi)進行過熱，再與過熱蒸汽相混合，在一個兩段、絕熱的徑向催化反應系統(tǒng)內(nèi)進行脫氫。熱反應產(chǎn)物在一個熱交換器內(nèi)冷卻以回收熱量并冷凝。不凝氣（主要是氫氣）壓縮后，經(jīng)回收烴類后再用作蒸汽過熱器的燃料，而冷凝液體分為冷凝水和脫水有機混合物（DM）。為了減少聚合而損失苯乙烯（SM）單體，在脫水有機混合物(DM)（苯乙烯、未反應乙苯、苯、甲苯和少量高沸物）中加入了一種不含硫的阻聚劑(NSI)，然后在乙苯/苯乙烯單體（EB/SM）分餾塔進行

17、分離，塔頂輕組分(EB及輕組分(苯/甲苯)從塔頂取得)去乙苯分離塔，從而從乙苯分離出苯和甲苯，回收的乙苯返回脫氫反應器原料中。EB/SM塔底物（苯乙烯單體和高沸物）在最后苯乙烯分餾塔內(nèi)進行分餾，塔頂產(chǎn)品即為苯乙烯（SM）單體產(chǎn)品，少量的塔底焦油用作蒸汽過熱器的燃料，蒸汽過熱器所需大部分燃料來自脫氫廢氣和苯乙烯焦油6-9。2.1.3 生產(chǎn)控制參數(shù)及具體操作1 投料配比水蒸氣:乙苯=3:1（質(zhì)量比）2 溫度、壓強和時間脫氫溫度控制在600左右，負壓；多塔分離控制在常溫，常壓。3 具體操作在脫氫反應器600條件下，加入定量的水蒸氣、乙苯和氧氣混合氣體，反應完全后；排除多余的蒸汽；通到冷凝器進行冷凝、

18、降溫；輸送到氣體壓縮機油水分離器將有機相和無機相分離，氫氣等可燃氣體排出成為燃料氣；保持恒溫20左右；和阻聚劑一起加到粗餾塔中，初步分離，塔頂為乙苯、苯和甲苯，塔底為苯乙烯、焦油；將其送至乙苯塔和苯乙烯精制塔，乙苯塔分離出乙苯和甲苯、苯，把乙苯送回脫氫反應器，還將甲苯和苯送到苯甲苯塔分離，分離出甲苯和苯。生產(chǎn)工藝流程見Lummus的“SMART”乙苯脫氫工藝流程圖。水氣體壓縮機油水分離器循環(huán)乙苯粗餾塔乙苯塔苯乙烯精餾塔焦油甲苯苯苯乙烯阻聚劑燃料氣蒸汽氧化脫氫反應器氧氣+蒸汽脫氫反應器過熱蒸汽爐蒸汽乙苯Lummus的SMART乙苯脫氫工藝流程圖2.2 生產(chǎn)工藝的反應歷程2.2.1 反應方程式（1

19、）脫氫主反應乙苯（EB）通過強吸熱脫氫反應生成苯乙烯（SM）： 乙苯 苯乙烯 氫氣（2）副反應乙苯/苯乙烯混合物還會發(fā)生某些不受平衡限制的一次反應。這些反應主要是脫烷基反應，反應式為：乙苯 苯 乙烯 乙苯 氫 甲苯 甲烷其它反應生成少量的-甲基苯乙烯和高沸物。為了減少在催化劑上的結炭，需要在反應器進料中加入高溫水蒸氣，從而發(fā)生下述反應：脫氫反應式1mol乙苯生成2mol產(chǎn)品（苯乙烯和氫氣），因此加入蒸氣也可使苯乙烯在系統(tǒng)中的分壓降低，有利于提高乙苯的轉化率。催化劑以三氧化二鐵為主，加上氧化鉻、氧化銅、氧化鉀等助催化劑涂于氧化鐵或碳酸鉀等載體上，投料比為水蒸氣:乙苯=23:1（質(zhì)量比），反應所得

20、的氣體混合物經(jīng)冷凝、油水分離、多塔分離和精制，制得苯乙烯10-12。2.2.2 生產(chǎn)過程1預處理過程蒸汽和乙苯按一定的質(zhì)量比混合。在脫氫反應器中，水蒸氣用量和反應溫度對苯乙烯的產(chǎn)率有較大影響。水蒸氣用量太少或反應溫度太低，會導致反應不完全，產(chǎn)率低；水蒸氣用量過多或反應溫度過高，催化劑會炭化而降低產(chǎn)率。將原料中的水蒸氣（按比例過量）有助于反應向右移，也要嚴格控制反應溫度。2 脫氫過程乙苯和蒸汽在脫氫反應器中完成脫氫過程，同時少量的發(fā)生其他副反應。3 冷凝過程在冷凝器中，將脫氫反應的產(chǎn)物冷凝，降低其溫度。4 油水分離過程冷凝后，因反應中的水蒸氣變?yōu)樗ㄟ^氣體壓縮機和油水分離器，將有機相和水分離。

21、5 多塔分離過程油水分離的有機相進入粗餾塔，并加入阻聚劑防止苯乙烯聚合，還要進入乙苯塔、苯乙烯精餾塔、苯甲苯塔，將依次它們分離出來，把分離出來的乙苯送回脫氫反應器，使其循環(huán)。2.3 原料、產(chǎn)品及半成品2.3.1 產(chǎn)品化學名稱：苯乙烯 英文名稱：styrol規(guī) 格：含量99.8% 分 子 量：104.15沸 點：145.2 熔 點：30.6折 光 率：1.5439（25） 結 構 式：2.3.2 原料化學名稱：乙苯 結構式：分 子 量：106.16 沸 點：136.2折光指數(shù)：1.4959（25） 密 度：0.8671g/cm32.3.3 半成品乙苯經(jīng)脫氫反應器反應后，反應生成物送乙苯苯乙烯塔分

22、離成乙苯（苯和甲苯）及粗苯乙烯（帶重組分及焦油）。2.3.4 催化劑催化劑以三氧化二鐵為主，加上氧化鉻、氧化銅、氧化鉀等助催化劑涂于氧化鐵或碳酸鉀等載體上，使反應更好的發(fā)生，有利于苯乙烯的生成。2.3.5 阻聚劑在苯乙烯生產(chǎn)工藝中，阻聚劑主要在兩個地方起重要作用：一是苯乙烯精餾系統(tǒng)，二是苯乙烯產(chǎn)品貯存系統(tǒng)。在精餾塔中，苯乙烯處于120的高溫，阻聚劑主要用來防止單體的聚合；在苯乙烯貯存系統(tǒng)中，溫度一般為20以下，聚合率較低，阻聚劑的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。由于溫度存在著很大的不同，阻聚劑發(fā)揮的主要作用不同，對阻聚劑的要求也不一樣，所以，在蒸餾塔中使用無硫阻聚劑（2、4-二硝基-鄰-二-丁基

23、酚（DNBP）俗稱NSI），在苯乙烯貯存系統(tǒng)中使用4-叔丁基鄰苯二酚（TBC）。2.4 生產(chǎn)方式的選取 全間歇與半間歇（統(tǒng)稱間歇式操作）的優(yōu)點是設備簡單，改變生產(chǎn)品種容易；其缺點是原料消耗定額高，能量消耗大，勞動生產(chǎn)率低，產(chǎn)品質(zhì)量不穩(wěn)定。連續(xù)式操作，原料及能量消耗低，勞動生產(chǎn)率高，因此比較經(jīng)濟；但總投資較大，占地面積較大，一般單線生產(chǎn)能力為210萬噸/年。半連續(xù)操作與連續(xù)操作相比設備費用較少，操作較簡單，改變生產(chǎn)品種較容易，但產(chǎn)品質(zhì)量不如連續(xù)操作穩(wěn)定，與間歇操作相比，生產(chǎn)規(guī)模更大，勞動生產(chǎn)率也更高，用與較大規(guī)模的品種生產(chǎn)，一般為12萬噸/年。由于苯乙烯用量很大，需連續(xù)化大生產(chǎn)。采用連續(xù)式操作比

24、較有利。苯乙烯生產(chǎn)能力根據(jù)設計任務規(guī)定為年產(chǎn)25萬噸。取年工作日為300天，每日生產(chǎn)能力為苯乙烯，每小時生產(chǎn)能力為這樣的規(guī)模采用連續(xù)操作是比較合理的。3 生產(chǎn)工藝計算3.1 物料衡算乙苯脫氫反應方程式為：主反應C6H5C2H5C6H5CH=CH2+H2 (式3-1)副反應C6H5C2H5C6H6+C2H4 (式3-2)C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4 (式3-3)物料衡算相關技術條件：水蒸汽作稀釋劑，水蒸汽和乙苯質(zhì)量比為1.5：1反應壓力為150KPa（絕），反應溫度為580，反應器進口溫度630,乙苯總轉化率為80%，各反應選擇性分別為：(4-1)96%、(4-2)1%、(4-3

25、)3%。原料組成：乙苯，99.6%( W% )。水蒸汽為惰性組分，不發(fā)生水蒸汽轉化反應，并且無結焦反應。 冷凝液經(jīng)油水分離器分離成水和有機混合物，水中夾帶芳烴量為500mg/L，夾帶芳烴組成同有機混合物相同。有機混合物中水量很少可忽略。 阻聚劑加入量為有機混合物量的0.03(W%)。精餾塔塔頂苯乙烯回收率大于95%。精餾塔真空操作，塔頂壓力<50mmHg。 乙苯苯乙烯塔真空操作，塔頂壓力<200mmHg。塔頂苯乙烯含量<0.25%，塔釜乙苯<0.3%。 苯甲苯塔塔頂壓力<160mmHg，塔頂甲苯<0.5%，塔釜苯<0.2%。 乙苯回收塔，塔頂乙苯<

26、;0.1%，塔釜甲苯<0.4%。3.1.1 生產(chǎn)能力的計算根據(jù)設計任務，苯乙烯的年生產(chǎn)能力為25萬噸/年。開工因子=生產(chǎn)裝置開工時間/年自然時間。為了充分利用設備，開工因子應取的較大，接近1，但又不能等于1。因為還要考慮到設備的檢修以及開停車等情況。開工因子一般取為0.70.8。全年365天，則年生產(chǎn)250300天；因此除去季保養(yǎng)、月保養(yǎng)、修理、放假等總計65天，則年工作日為（365-65）天=300天。定晝夜生產(chǎn)為3班，每天連續(xù)生產(chǎn)?？芍刻斓纳a(chǎn)能力為（250000×103/300）Kg/天=833.3×103Kg/天。以此作為物料衡算的標準。3.1.2 質(zhì)量守恒

27、定律質(zhì)量守恒定律是“進入一個系統(tǒng)的全部物料量，必須等于離開這個系統(tǒng)的全部物料量，再加上過程中損失量和在系統(tǒng)中累計量”。依據(jù)質(zhì)量守恒定律，對研究系統(tǒng)做物料衡算，可用下式表示：G進=G出+G損+G積G進輸入物料量總和；G出離開物料量總和；G損總的損失量；G積系統(tǒng)中積累量。（1）進出脫氫反應器的物料衡算1）對連續(xù)生產(chǎn)可確定計算基準為Kg/天，則需計算每天產(chǎn)量及原料投料量乙苯的脫氫反應其中原料規(guī)格：乙苯（99.6%）水蒸氣（95%）原料乙苯含甲苯0.2%、含苯0.14%，含焦油0.06%。原料水蒸氣含5%的雜質(zhì)氣體。每天產(chǎn)苯乙烯：G8=8.333×105Kg(折算為100%)每小時產(chǎn)苯乙烯：

28、Gh=3.4721×104Kg投料比：水蒸氣/乙苯 =1.5/1（質(zhì)量比）乙苯總轉化率：為80%轉化率：脫氫過程為96% 分離率：多塔分離過程為98%每小時理論投料乙苯量：G1=(3.472×104×106.15)/(104.15×80%×96%×99%×99%)=4.702×104Kg每班理論投水蒸氣量：G2=1.5×4.702×104=7.053×104Kg每小時原料實際投入量：=(4.702×104/0.996)Kg=4.721×104KgG2=(7.053&

29、#215;104/0.95)Kg=7.453×104Kg雜質(zhì)：G3=（4.721-4.702）×104Kg+(7.081-7.053) ×104Kg=0.470×103Kg催化劑的量：G4=(4.721+7.453) ×104×0.3%Kg=0.365×103Kg2）脫氫過程計算轉化率為：80%苯乙烯的產(chǎn)量G5=(G1×104.15×80%×96%)/106.16Kg=3.543×104Kg氫氣的產(chǎn)量：G6=G1×80%×(96%-3%)×2/106.15

30、Kg=0.659×103Kg氧氣的加入量：G7=（0.5×32×0.659×103）/2=5.273×103 Kg乙苯剩余量：G1×（180%）=9.404×103Kg生成水G7=(0.659×103×18)/ 2Kg=5.931×103Kg甲苯的量：生成量+帶入量=(G1×92×80%×3%)/106.15+×0.2%=978.05+94.42=1072.47苯的量：生成量+帶入量=(G1×78×80%×1%)/106.15

31、+×0.14%=276.41+66.10=342.51進出脫氫反應器的物料衡算見表3.1。表3.1進出脫氫反應器的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號物料名稱質(zhì)量Kg序號物料名稱質(zhì)量Kg1乙苯（99.6%）472101乙苯（100%）94042水蒸汽745302水蒸汽745303氧氣52733生成水蒸汽59314催化劑3654苯乙烯35430 5甲苯1072.4 6苯342.57焦油2.88催化劑3659乙烯99.210甲烷170.1總計127378總計127378（2）冷凝油水分離階段的物料衡算脫氫結束后混合物溫度很高，用冷凝器加以冷凝，除去水，溫度必須控制在20左右，進出冷凝器的物

32、料衡算見表3.2。表3.2 進出冷凝油水分離器的物料衡算表(Kg/批)輸入輸出序號物料名稱質(zhì)量Kg序號物料名稱質(zhì)量Kg1甲烷170.1燃料氣排空1甲烷170.12乙烯99.22乙烯99.23乙苯（100%）9404有機層3乙苯（100%）94044苯乙烯354304苯乙烯354305甲苯1072.45甲苯1072.46苯342.56苯342.57焦油2.87焦油2.88水蒸汽80461無機層8水蒸汽804619催化劑3659催化劑365總計127378總計127378（3）粗餾塔的物料衡算將有機相加入粗餾塔中進行分離，同時加入阻聚劑防止苯乙烯聚合。加入阻聚劑的量為：（9404+99.2+170

33、.1+35430+1072.4+342.5+2.8）×0.3%=139.563Kg表3.3粗餾塔的物料衡算表(Kg/批)輸入輸出序號物料名稱質(zhì)量Kg物料名稱質(zhì)量Kg1乙苯（100%）9404塔頂乙苯94042苯乙烯35430甲苯1072.43甲苯1072.4苯342.5苯乙烯354.34苯342.5塔底焦油2.85焦油2.8苯乙烯35075.76阻聚劑139.563阻聚劑139.563總計46391總計46391.26（4）乙苯塔的物料衡算表將粗餾塔塔頂?shù)奈锪霞尤氲揭冶剿?，進行分離。表3.4乙苯塔的物料衡算表輸入輸出序號物料名稱質(zhì)量Kg序號物料名稱質(zhì)量Kg1乙苯9404塔頂甲苯10

34、72.42甲苯1072.4苯342.53苯342.54苯乙烯354.3塔底乙苯9404苯乙烯354.3總計11164.2總計11164.2（5）苯乙烯精餾塔的物料衡算將粗餾塔塔底的物料加到苯乙烯的精餾塔中進行分離，進一步濃縮苯乙烯的濃度。表3.5苯乙烯精餾塔的物料衡算表輸入輸出序號物料名稱質(zhì)量Kg序號物料名稱質(zhì)量Kg1焦油2.8塔頂苯乙烯354302苯乙烯354303阻聚劑139.563塔底焦油2.8阻聚劑139.563總計35572.36總計35572.36（6）苯甲苯的物料衡算將乙苯塔塔頂?shù)奈锪纤偷奖郊妆剿?，進行分離。表3.6苯乙烯精餾塔的物料衡算表輸入輸出序號物料名稱質(zhì)量Kg序號物料名

35、稱質(zhì)量Kg1苯1072.4塔頂苯1072.42甲苯342.5塔底甲苯342.5總計1414.9總計1414.93.1.4物料流程圖根據(jù)以上物料衡算，物料流程下圖苯乙烯35430焦油 2.8乙苯塔苯乙烯精餾塔粗餾塔冷凝分離脫氫反應乙苯 47210水蒸汽 47530氧氣 5273催化劑 365乙苯 9404苯乙烯 35430甲苯 1072.4苯 342.5焦油 2.8水蒸汽 80461催化劑 365乙苯 9404苯乙烯 35430甲苯 1072.4苯 342.5焦油 2.8阻聚劑 139.563乙苯 9404甲苯 1072.4苯 342.5苯乙烯苯甲苯甲苯 1072.4苯 342.53.2 熱量衡

36、算3.2.1 熱量衡算10-20按能量守恒定律“在無軸功條件下，進入系統(tǒng)的熱量與離開熱量應該平衡”，在實際中對傳熱設備的衡算可由下式表示 Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 （式34）式中： Q1所處理的物料帶入設備總的熱量，KJ;Q2加熱劑或冷卻劑與設備和物料傳遞的熱量（符號規(guī)定加熱劑加入熱量為“+”，冷卻劑吸收熱量為“-”），KJ;Q3過程的熱效率，（符號規(guī)定過程放熱為“+”；過程吸熱為“-”）Q4反應終了時物料的焓（輸出反應器的物料的焓）Q5設備部件所消耗的熱量，KJ;Q6設備向四周散失的熱量，又稱熱損失,KJ;熱量衡算的基準可與物料衡算相同，即對間歇生產(chǎn)可以以每日或每批處理物料基準。（

37、計算傳熱面積的熱負荷必須以每小時作為基準，而該時間必須是穩(wěn)定傳熱時間）熱量衡算溫度基準，一般規(guī)定25。熱量衡算式中各項計算從 （式34）式中可得：Q2 =Q 4+Q5+Q6-Q1-Q3 (式35)式中各項可用以下計算方法（1）Q1和Q4的計算Q1和Q4均可以用下式計算：Q=miciT1(T2)式中： mi反應物體系中組分I的質(zhì)量，Kg;ci組分i在0T時的平均比熱容，KJ/(Kg*)或KJ/(Kmol·);T1(T2)反應物系反應前后的溫度，=(47210×1.738)+(47530×4.2)+(5273×3.5)×373 =（82050.98

38、+199626+18455.5）×373KJ=111949415KJ=（9404×1.859）+（35430×1.555）+（978.05×1.834）+（276.41×3.5）+(47530×4.2)×333 KJ=91562633.95KJ（2） Q3的計算Q3作為過程的熱效率分為化學反應熱效應和物理過程熱效應，在這次反應中由于物理過程熱效應較低，相比化學反應熱效應可忽略不計，故過程熱效應可由下式表示：式中Qr化學反應熱效應，KJ；Qp物理過程熱效應，KJ；(可忽略不計)Qr可通過標準化學反應熱qro計算：式中 標準化學

39、反應熱，KJ/mol；參與化學反應的A物質(zhì)質(zhì)量，Kg；A物質(zhì)分子量。反應體系中各物質(zhì)標準焓為：乙苯（40.219J/mol）苯（33.871 KJ/mol）甲苯（18.029KJ/mol）qr0×10-3）KJ/mol=51.86KJ/molQr=Q3=(1000×35430/104.15)×51.86=17641860.78KJ（3） Q5的計算Q 5=Micpi (T2T1)Mi設備上i部件質(zhì)量，kg；cpi設備上i部件比熱容，kJ(kg)T1設備各部件初溫，；T2設備各部件終溫，。由于未連續(xù)反應，初溫和終溫將相同，所以Q5=0（4）Q6的計算設備向四周散失的

40、熱量Q6可用下式計算：Q6=A×(Tw-T)×10-3式中 A設備散熱面積（）；Tw設備外表溫度，；T環(huán)境介質(zhì)溫度，；操作過程持續(xù)時間（s）；對流傳質(zhì)系數(shù)，W/(·)當空氣做自然對流，散熱層表面溫度為50350時，=104.926=8+0.05Tw=(8+0.05×60)W/(·)=11W/(·)Q6=104.926×11×(100-25)×3×3600×10-3=934890.66KJ（5）熱負荷Q2的計算Q2=(Q4+Q5+Q6)-(Q1+Q3)=(91562633.95+0+93

41、4890.66)-(111949415+17641860.78) =-37093751.17查手冊得冷卻水得cp為4.187KJ/(Kg·),則冷卻水的用量G=Q/cp(t出-t進)=37093751.17/4.187×（60-25）=253121.916kg3.2.2熱量衡算表由能量守恒定律，能量衡算結果見表3.7表3.7熱量衡算表輸入輸出符號符號意義結果 KJ/h符號符號意義結果KJ/h所處理的物料帶入設備總的熱量111949415反應終了時物料的焓91562633.95加熱劑或冷卻劑與設備和物料傳遞的熱量-37093751.17設備部件所消耗的熱量0過程的熱效率176

42、41860.78物理過程熱效應934890.66總計92497524.6192497524.614 設備設計計算與選型4.1 苯甲苯精餾塔的設計計算4.1.1精餾塔的數(shù)據(jù)確定10-15通過計算D=1.435kmol/h，設可知原料液的處理量為F=7.325kmol/h，由于每小時處理量很小，所以先儲存在儲罐里，等20小時后再精餾。故D=28.7,F=146.5kmol/h,組分為,要求塔頂餾出液的組成為,塔底釜液的組成為。設計條件如下：操作壓力:4kPa（塔頂表壓）；進料熱狀況:自選；回流比:自選；單板壓降:0.7kPa；全塔壓降:。4.1.2精餾塔的物料衡算1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分

43、率苯的摩爾質(zhì)量kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量kg/kmol,2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量0.274×78.11+(1-0.274)×92.13=87.367kg/kmol0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol0.01×78.11+(1-0.01)×92.13=91.9898kg/kmol3 物料衡算原料處理量F=88.182kmol/h總物料衡算88.182=D+W苯物料衡算88.182×0.274=0.9×D+0.01×W聯(lián)立解得D=26.157kmol/h

44、,W=62.025kmol/h4.1.3塔板數(shù)的確定1.理論板數(shù)的求取(1)相對揮發(fā)度的求取苯的沸點為80.1，甲苯額沸點為110.631 當溫度為80.1時，純組分的飽和蒸汽壓與溫度的關系可表示為如下經(jīng)驗式：A、B、C為組分的安托因常數(shù)，由手冊查得解得，。2 當溫度為110.63時解得，。則有，代入數(shù)據(jù)得： 由于差別不是很大，則可取以下式計算(2)最小回流比的求取由于是飽和液體進料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為由經(jīng)驗式知回流比為最小回流比的1.22倍，這次設計取1.5，所以(3)精餾塔的氣、液相負荷，在全凝器及泡點回流下(4)操作線方程精餾段操作線方程 提餾段操

45、作線方程兩操作線交點橫坐標為理論板計算過程如下：氣液平衡方程變形有由y求的x,再將x帶入平衡方程，以此類推總理論板數(shù)為15（包括蒸餾釜），精餾段理論板數(shù)為5，第6塊板為進料板。2.實際板層數(shù)的求取=82.1 =110.5平均溫度=（+）/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手冊，知下的粘度為A=0.27 B=0.31操作壓力為106.7kPa，其中溶液含苯摩爾分數(shù)0.274查表可得純組分蒸汽壓為：假設一個泡點t，用所得安托因方程算出，設t=100.8 =181.9 =76.20.274=由t-x-y圖得=0.365，=0.635，ya=0.581，yb=0.419L=0.365

46、5;0.27+0.635×0.31=0.296=(yaxb)/(ybxa)=(0.581×0.635)/(0.419×0.365)=2.412Et=0.49（）=0.49×(2.412×0.296)=0.53精餾段實際板層數(shù)N精=5/0.53=9.4=10N提=9/0.53=16.9=17 4.1.4 精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 操作壓力的計算塔頂操作壓力 Pd=101.3+4=105.3（ Kpa）每層板壓力：Pm=0.7(KPa)進料板壓力：PW=105.3+10×0.7=108.3(KPa)精餾段平均壓力：=(105.

47、3+108.3/2=106.8(KPa)提餾段平均壓力：P2m=（113.7+105.3+27×0.7）/2=118.95(KPa) 操作溫度的計算塔頂溫度tD=82.1進料板溫度tF=100.8塔釜溫度tW=103.2精餾塔平均溫度tm=(82.1+103.2)/2=89.65() 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，y1=0.9，x1=0.784進料板平均摩爾質(zhì)量的計算由理論板的計算過程可知，由理論板的計算過程可知，y15=0.013；x15=0.006MVDm=0.01378.11+（1-0.013）92.13=91.01Kg/molMLDm=0.0

48、0678.11+(1-0.006)92.13=92.05Kg/mol精餾段的平均摩爾質(zhì)量為提餾段的平均摩爾質(zhì)量為 平均密度的計算精餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Vm=PmMvw/RTm=(147×83.17)/8.314×(273.15+89.65)=4.05kg/m3液相查不同溫度下的密度，可得tD=82.1.時，A812.7kg/m3，B=807.9kg/m3LDm=1/(0.9/812.7+0.1/807.9)=812.2kg/m3tF=100.8時，A793.0kg/m3，B=788.54kg/m3tw=103時，A790.0kg/m3，B=785.0k

49、g/m3Lwm=1/(0.01/790.0+0.99/807.9)=807.7kg/m3提餾段平均密度的計算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得(147×88.92)/8.31×(273.15+89.65) =4.33kg/m3進料板液相的質(zhì)量分率A=(0.197×78.11)/(0.197×78.11+0.803×92.13)=0.172LFm=1/(0.172/793.0+0.827/788.54)=790.0kg/m3精餾段液相平均密度為Lm=（LDm+LFm）/2=(812.2+790.0)/2=801.08kg/m3提餾段液相平均密度Lm=（Lw

50、m+LFm）/2=（807.7+790.0）/2=798.9kg/m3 平均粘度的計算液相平均粘度依下式計算lgLm=(xi lgi)a塔頂液相平均粘度的計算由tD=82.1查手冊得A=0.302mPa.s，BlgLDm=0.900lg(0.302)+0.100lg(0.306)解得LDmb進料板平均粘度的計算由tF=100.8查手冊得A=0.25mPa.s,BlgLFm=0.197lg(0.25)+0.803lg(0.30)解得LFm精餾段平均粘度Lmc.塔底平均粘度的計算由tF=103查手冊計算得Lwm 液相平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算即Lm=xiia. 塔頂液相平均表面張

51、力的計算，由tD=82.1查手冊得A=21.24N/m,B=21.42N/mLDm=0.90×21.24+0.1×21.42=21.258 N/mb. 進料板液相平均表面張力的計算，由tF=100.8查手冊得A=19.10N/m,B=19.56N/mLFM=0.197×19.10+0.803×19.56=19.46 N/m精餾段液相平均表面張力Lm=(21.258+19.46)/2=20.36 N/m4.1.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算1.塔徑的計算（1）精餾段的氣、液相體積流率為VS=VMVm/3600Vm=(104.445×83.17)/(3

52、600×4.05)=0.596m3/sLS=LMLm/3600Lm=(78.283×85.26)/(3600×801.08)=0.0023m3/s式中，負荷因子由史密斯關聯(lián)圖15查得C20再求的橫坐標為Flv=L/V×(v/l)0.5=0.0532取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.06m，則HT-hL=0.34 m由史密斯關聯(lián)圖，得知C20=0.073氣體負荷因子C=C20×(/20)0.2=0.0732Umax=1.027m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為U=0.7 Umax=0.7×1.027=0.719m

53、/s=1.02m按標準塔徑圓整后為D=1.1m塔截面積為At=3.14×1.1×1.1=0.95m2實際空塔氣速為U實際=Vs/At=0.596/0.95=0.627m/sU實際/ Umax=0.627/1.033=0.611(安全系數(shù)在充許的范圍0.50.8內(nèi)，符全設計要求)由上面可知提餾段L=389.65kmol/h V=189.61kmol/h2.精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精=（N精-1）HT=（10-1）×0.40=3.6 m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（17-1）×0.40=6.4 m在進料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.8=3.6+6.4+0.8=10.8m4.1.6塔板主要工藝尺寸的計算11-161.溢流堰裝置計算因塔徑D=1.1m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結構簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：1) 堰長lw可取lw=0.65D=0.715m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow選用平直堰，(溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設計中一般采用平直形溢流堰板。)堰上層液高度how由下列公式計算，how=2.84/1000×