苯乙烯生產(chǎn)工藝設(shè)計(jì)

摘要1本文以年產(chǎn)25萬噸苯乙烯為生產(chǎn)目標(biāo)，由乙苯脫氫制苯乙烯方法，對(duì)整個(gè)工段進(jìn)行工藝設(shè)計(jì)和設(shè)備選型。同時(shí)對(duì)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(jié)，并通過了對(duì)比選取了較為適宜的工藝，最后確定了Lummus的“SMART，Z苯脫氫工藝作為本設(shè)計(jì)的詳細(xì)生產(chǎn)工藝。在計(jì)算上，依據(jù)物料守恒、能量守恒對(duì)整個(gè)工藝流程進(jìn)行了物料衡算和熱量衡算，并做出了流程圖，依據(jù)衡算結(jié)果，通過計(jì)算對(duì)塔設(shè)備進(jìn)行了詳細(xì)的選型。也對(duì)公用工程和車間布置做出了一定的陳述，最后對(duì)“三廢”處理和安全事項(xiàng)做出了總結(jié)。在整個(gè)設(shè)計(jì)中達(dá)到了預(yù)期要求，完成各個(gè)工藝段的設(shè)計(jì)。關(guān)鍵字：苯乙烯，工藝計(jì)算，設(shè)備選型摘要2本文通過對(duì)苯乙烯的主要性質(zhì)與用途、生產(chǎn)工藝說明、物料及熱量運(yùn)算、廢品處理和環(huán)境保護(hù)的介紹來說明乙苯生產(chǎn)苯乙烯的工藝流程及其技術(shù)特點(diǎn)，并將各種苯乙烯生產(chǎn)工藝進(jìn)行了比較。苯乙烯是一種重要的石油化工原料，工業(yè)上主要由乙苯在K、Mg、Cr、Zn、等助劑改性的氧化鐵催化劑上進(jìn)行高溫(600-700°C)脫氫生產(chǎn)的。生產(chǎn)中采用過量的高溫水蒸氣作為載氣，但是能耗非常大。而乙苯與CO2耦合反應(yīng)制苯乙烯是近年來研究的一個(gè)熱點(diǎn)。因?yàn)樗鼘?duì)乙苯的轉(zhuǎn)化率、苯乙烯的選擇性都比較高，在較低的溫度就可以達(dá)到目前工業(yè)上的一些活性參數(shù)，不僅可以節(jié)約大量的能源還能實(shí)現(xiàn)反應(yīng)的耦合，這對(duì)工業(yè)生產(chǎn)是非常重要的。通過對(duì)該技術(shù)的研究，使我們對(duì)它的工藝流程有了進(jìn)一步的認(rèn)識(shí)，對(duì)它的工藝指標(biāo)也有了進(jìn)一步的了解，進(jìn)而能夠更好的掌握這門技術(shù)。關(guān)鍵詞：乙苯；生產(chǎn)苯乙烯；脫氫生產(chǎn)；轉(zhuǎn)化率；活性參數(shù)ABSTRACTTheannualoutputof250,000tonsofstyreneproductiontargets,theentiresectionintheprocessdesignandequipmentselectionbythedehydrogenationofethylbenzenetostyrene.Styreneoldandnewproductionprocessesatthesametime,thedevelopmentathomeandabroadtomakeacertainconclusion,andbycontrasttoselectamoreappropriateprocesstofinalizetheLummus'"SMART"ethylbenzenedehydrogenationprocessasthedesignproductionprocess.Inthecalculation,basedonmaterialconservation,energyconservation,theentireprocess,materialbalanceandheatbalance,andmadeaflowchart,basedonaccountingresults,bycalculatingthetowerequipment,carriedoutadetailedselection.Publicworksandplantlayouttomakeacertainstatement,andfinallymadeasummaryofthe"threewastes"treatmentandsafetymatters.Throughoutthedesigntoachievethedesiredrequirementstocompletethedesignofvariousprocesses.KeywordsStyrene,Processcalculation,equipmentselection目錄TOC\o"1-5"\h\z摘要 IABSTRACT ii\o"CurrentDocument"緒論 1\o"CurrentDocument"1.1苯乙烯的性質(zhì)和用途 1\o"CurrentDocument"1.2苯乙烯常見生產(chǎn)方法 1\o"CurrentDocument"1.2.1環(huán)球化學(xué)/魯姆斯法 1\o"CurrentDocument"1.2.2Fina/Badger法 3\o"CurrentDocument"1.2.3巴斯夫法 3\o"CurrentDocument"1.2.4Halcon法 3\o"CurrentDocument"1.2.5裂解汽油萃取分離法 3\o"CurrentDocument"1.2.6環(huán)氧丙烷聯(lián)產(chǎn)法 3\o"CurrentDocument"生產(chǎn)工藝 52.1本工藝設(shè)計(jì)說明 52.1.1生產(chǎn)任務(wù) 5\o"CurrentDocument"2.1.2生產(chǎn)方法 5\o"CurrentDocument"2.1.3生產(chǎn)控制參數(shù)及具體操作 52.2生產(chǎn)工藝的反應(yīng)歷程 62.2.1反應(yīng)方程式 6\o"CurrentDocument"2.2.2生產(chǎn)過程 72.3原料、產(chǎn)品及半成品 8產(chǎn)品 8原料 8\o"CurrentDocument"2.3.3半成品 8\o"CurrentDocument"2.3.4催化劑 8\o"CurrentDocument"2.3.5阻聚劑 8\o"CurrentDocument"2.4生產(chǎn)方式的選取 9\o"CurrentDocument"生產(chǎn)工藝計(jì)算 10\o"CurrentDocument"3.1物料衡算 10\o"CurrentDocument"3.1.1生產(chǎn)能力的計(jì)算 10\o"CurrentDocument"3.1.2質(zhì)量守恒定律 113.1.4物料流程圖 15\o"CurrentDocument"3.2熱量衡算 153.2.1熱量衡算 153.2.2熱量衡算表 18\o"CurrentDocument"4設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算與選型 19\o"CurrentDocument"4.1苯/甲苯精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算 194.1.1精餾塔的數(shù)據(jù)確定 194.1.2精餾塔的物料衡算 194.1.3塔板數(shù)的確定 19\o"CurrentDocument"4.1.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 25\o"CurrentDocument"4.1.6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 26\o"CurrentDocument"4.1.7塔版流體力學(xué)驗(yàn)算 274.1.8塔板負(fù)荷性能圖 294.2冷凝器的設(shè)計(jì) 31\o"CurrentDocument"4.3油水分離器 324.4過熱蒸汽爐 335設(shè)備一覽表及公用工程 345.1設(shè)備 345.2公用工程規(guī)格 345.2.1電 34\o"CurrentDocument"5.2.2冷卻水 35\o"CurrentDocument"5.2.3加熱蒸汽 35\o"CurrentDocument"6車間布置設(shè)計(jì) 36\o"CurrentDocument"6.1車間布置設(shè)計(jì)重要性 36\o"CurrentDocument"6.2車間生產(chǎn)要求 36\o"CurrentDocument"6.3車間安全要求 36\o"CurrentDocument"6.4車間發(fā)展要求 36\o"CurrentDocument"7“三廢”處理和安全事項(xiàng) 37\o"CurrentDocument"7.1廢水 37\o"CurrentDocument"7.2廢氣 37\o"CurrentDocument"7.3廢渣 37\o"CurrentDocument"7.4副產(chǎn)品處理一覽表 37\o"CurrentDocument"7.5廢物處理一覽表 38\o"CurrentDocument"7.6安全事項(xiàng) 38\o"CurrentDocument"結(jié)論 39\o"CurrentDocument"參考文獻(xiàn) 40\o"CurrentDocument"謝辭 411緒論1.1苯乙烯的性質(zhì)和用途苯乙烯，分子式qH8，結(jié)構(gòu)式CH5CHCH2，是不飽和芳烴最簡(jiǎn)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(jié)品型苯乙烯、橡膠改性抗沖聚苯乙烯、丙烯月青-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(cè)鏈的一種簡(jiǎn)單芳烴，是基本有機(jī)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°C時(shí)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，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(dá)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(shí)間過長(zhǎng)則對(duì)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1.1?6.01%（體積分?jǐn)?shù)）。1.2苯乙烯常見生產(chǎn)方法［6-9］1.2.1環(huán)球化學(xué)/魯姆斯法以乙苯為原料，采用脫氫反應(yīng)器，由開始的單級(jí)軸向反應(yīng)器，中間經(jīng)歷開發(fā)了雙級(jí)軸向反應(yīng)器到雙徑向反應(yīng)器再到雙級(jí)徑向反應(yīng)器的各種組合優(yōu)化的多種反應(yīng)器；反應(yīng)器的操作壓力有開始的正壓發(fā)展到今天的負(fù)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10kg/kgSM發(fā)展到今天的4kg/kgSM。UOP/Lummus的ClassicSM流程中乙苯脫氫工藝裝置主要有蒸汽過熱爐、絕熱型反應(yīng)器、熱回收器、氣體壓縮機(jī)和乙苯/苯乙烯分離塔。過熱爐將蒸汽過熱至800C而作為熱引入反應(yīng)器。乙苯脫氫的工藝操作條件為550?650C，常壓或減壓，蒸汽/乙苯質(zhì)量比為1.0?2.5。UOP/Lummus的“SMART”SM工藝是在ClassicSM工藝基礎(chǔ)上發(fā)展的一項(xiàng)新工藝，即在工藝ClassicSM工藝的脫氫反應(yīng)中引入了部分氧化技術(shù)?？商岣咭冶絾纬剔D(zhuǎn)化率達(dá)80%以上。“SMART”技術(shù)的優(yōu)點(diǎn)在于，通過提高乙苯轉(zhuǎn)化率，減少了未轉(zhuǎn)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?dú)?，移除氫后減少了副反應(yīng)的發(fā)生；采用氧化中間加熱，由反應(yīng)物流或熱泵回收潛熱，提高了能量效率，降低了動(dòng)力費(fèi)用，因而經(jīng)濟(jì)性明顯優(yōu)于傳統(tǒng)工藝。該技術(shù)可用于原生產(chǎn)裝置改造，改造容易且費(fèi)用較低。目前采用“SMART”工藝SM裝置有3套在運(yùn)行。爐 粗餾塔乙苯塔苯乙烯削甲苯精餾塔圖1.1Lummus的SMART乙苯脫氫工藝流程圖表1.1“SMART”與Classic比較反應(yīng)條件和結(jié)果Classic“SMART”工藝苯乙烯選擇性/%95.695.6乙苯轉(zhuǎn)化率/%69.885水比1.71.3蒸汽/苯乙烯/t/t2.31.3燃燒油/苯乙烯/kg/t114.069.01.2.2Fina/Badger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(jìn)料中乙苯的分壓和抑制結(jié)焦。蒸汽過熱至800?900°C,與預(yù)熱的乙苯混合再通過催化劑，反應(yīng)溫度為650C，壓力為負(fù)壓，蒸汽/乙苯比為1.5%?2.2%。1.2.3巴斯夫法巴斯夫法工藝特點(diǎn)是用煙道氣加熱的方法提供反應(yīng)熱，這是與絕熱反應(yīng)的最大不同。1.2.4Halcon法Halcon法又稱PO—SM聯(lián)產(chǎn)法。Halcon法公司開發(fā)，于1973年在西班牙實(shí)現(xiàn)工業(yè)化。反應(yīng)過程中乙苯在液相反應(yīng)器中用氧化成過氧化物，反應(yīng)條件為壓力0.35MPa，溫度141C，停留時(shí)間4h，生成的乙苯過氧化物經(jīng)提濃度到17%后，進(jìn)入環(huán)氧化工序。環(huán)氧化溫度為110C、壓力為4.05MPa。環(huán)氧化反應(yīng)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260C、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(shù)，同時(shí)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(shí)可生產(chǎn)對(duì)二甲苯，并降低裂解汽油加氫負(fù)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(yīng)生成環(huán)氧丙烷和一苯乙醇，后者脫水可得到苯乙烯。其優(yōu)點(diǎn)是克服了AlCl3法有污染、腐蝕和需要氯資源的特點(diǎn)；缺點(diǎn)是流程長(zhǎng)、投資大，對(duì)原料質(zhì)量要求較高，操作條件嚴(yán)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(shù)的有阿爾科化學(xué)、殼牌和德士古化學(xué)。2生產(chǎn)工藝2.1本工藝設(shè)計(jì)說明2.1.1生產(chǎn)任務(wù)年產(chǎn)25萬噸精苯乙烯，純度N99.8%。2.1.2生產(chǎn)方法魯姆斯（UOP/Lummus）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(shù)，所以本次參照魯姆斯（Lummus）公司生產(chǎn)苯乙烯的技術(shù)，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(shù)采用深度減壓，絕熱乙苯脫氫等幾個(gè)常見工藝。蒸汽在脫氫反應(yīng)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(dāng)?shù)难趸癄顟B(tài)。蒸汽既加熱反應(yīng)進(jìn)料、減少吸熱反應(yīng)的溫度降，同時(shí)蒸汽也降低產(chǎn)品的分壓使反應(yīng)平衡向著苯乙烯方向進(jìn)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(dá)到較好的平衡曲線，系統(tǒng)應(yīng)該在高溫、高壓蒸汽稀釋和低反應(yīng)系統(tǒng)壓力下進(jìn)行，對(duì)乙苯轉(zhuǎn)化為苯乙烯有利，為了提高轉(zhuǎn)化率，采用兩個(gè)絕熱反應(yīng)器進(jìn)行反應(yīng)，由此乙苯的總轉(zhuǎn)化率可達(dá)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(gè)用火加熱的蒸汽過熱器內(nèi)進(jìn)行過熱，再與過熱蒸汽相混合，在一個(gè)兩段、絕熱的徑向催化反應(yīng)系統(tǒng)內(nèi)進(jìn)行脫氫。熱反應(yīng)產(chǎn)物在一個(gè)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(jī)混合物（DM）。為了減少聚合而損失苯乙烯（SM）單體，在脫水有機(jī)混合物（DM）（苯乙烯、未反應(yīng)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(jìn)行分離，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(yīng)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(jìn)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(qiáng)和時(shí)間脫氫溫度控制在600r左右，負(fù)壓；多塔分離控制在常溫，常壓。3具體操作在脫氫反應(yīng)器600°C條件下，加入定量的水蒸氣、乙苯和氧氣混合氣體，反應(yīng)完全后；排除多余的蒸汽；通到冷凝器進(jìn)行冷凝、降溫；輸送到氣體壓縮機(jī)油水分離器將有機(jī)相和無機(jī)相分離，氫氣等可燃?xì)怏w排出成為燃料氣；保持恒溫20C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(yīng)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”C苯脫氫工藝流程圖脫。苯粗餾塔乙苯塔精餾塔焦油甲苯苯乙烯苯粗餾塔乙苯塔精餾塔焦油甲苯苯乙烯Lummus的SMART乙苯氫工藝流程圖2.2生產(chǎn)工藝的反應(yīng)歷程2.2.1反應(yīng)方程式（1）脫氫主反應(yīng)乙苯（EB）通過強(qiáng)吸熱脫氫反應(yīng)生成苯乙烯（SM）：CHCH<催0,50060（ft,>CHCH=CH+H AH =125kJ/mol6525 65 2 2 600^C乙苯 苯乙烯氫氣（2）副反應(yīng)乙苯/苯乙烯混合物還會(huì)發(fā)生某些不受平衡限制的一次反應(yīng)。這些反應(yīng)主要是脫烷基反應(yīng)，反應(yīng)式為：C6H5C2H5rC6H6+C2H4乙苯苯乙烯C6H5C2H5+H2rC6HCH2+CH4乙苯氫甲苯甲烷其它反應(yīng)生成少量的a甲基苯乙烯和高沸物。C6H5C2H5+H2rC6H6+C2H6C6H5C2H5r8C+5H2C6H5C2H5+16H2Or8CO2+21H2為了減少在催化劑上的結(jié)炭，需要在反應(yīng)器進(jìn)料中加入高溫水蒸氣，從而發(fā)生下述反應(yīng)：C+H2OrCO?+2H2脫氫反應(yīng)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(zhuǎn)化率。催化劑以三氧化二鐵為主，加上氧化銘、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=2?3:1（質(zhì)量比），反應(yīng)所得的氣體混合物經(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(yù)處理過程蒸汽和乙苯按一定的質(zhì)量比混合。在脫氫反應(yīng)器中，水蒸氣用量和反應(yīng)溫度對(duì)苯乙烯的產(chǎn)率有較大影響。水蒸氣用量太少或反應(yīng)溫度太低，會(huì)導(dǎo)致反應(yīng)不完全，產(chǎn)率低；水蒸氣用量過多或反應(yīng)溫度過高，催化劑會(huì)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(yīng)向右移，也要嚴(yán)格控制反應(yīng)溫度。2脫氫過程乙苯和蒸汽在脫氫反應(yīng)器中完成脫氫過程，同時(shí)少量的發(fā)生其他副反應(yīng)。3冷凝過程在冷凝器中，將脫氫反應(yīng)的產(chǎn)物冷凝，降低其溫度。4油水分離過程冷凝后，因反應(yīng)中的水蒸氣變?yōu)樗?，通過氣體壓縮機(jī)和油水分離器，將有機(jī)相和水分離。5多塔分離過程油水分離的有機(jī)相進(jìn)入粗餾塔，并加入阻聚劑防止苯乙烯聚合，還要進(jìn)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(yīng)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(xué)名稱：苯乙烯英文名稱：styrol規(guī) 格：含量N99.8%分子量：104.15沸點(diǎn)：145.2C熔點(diǎn)：一30.6C折光率：1.5439(25C)結(jié)構(gòu)式：cHCHCH2.3.2原料6 5 2化學(xué)名稱：乙苯結(jié)構(gòu)式：CHCHCH分子量：106.16沸點(diǎn)：136.25C23折光指數(shù)：1.4959（25C）密度：0.8671g/cm32.3.3半成品乙苯經(jīng)脫氫反應(yīng)器反應(yīng)后，反應(yīng)生成物送乙苯一苯乙烯塔分離成乙苯（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，加上氧化銘、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(yīng)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(gè)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°C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20C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(duì)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(diǎn)是設(shè)備簡(jiǎn)單，改變生產(chǎn)品種容易；其缺點(diǎn)是原料消耗定額高，能量消耗大，勞動(dòng)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(dòng)生產(chǎn)率高，因此比較經(jīng)濟(jì)；但總投資較大，占地面積較大，一般單線生產(chǎn)能力為2?10萬噸/年。半連續(xù)操作與連續(xù)操作相比設(shè)備費(fèi)用較少，操作較簡(jiǎn)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(dòng)生產(chǎn)率也更高，用與較大規(guī)模的品種生產(chǎn)，一般為1?2萬噸/年。由于苯乙烯用量很大，需連續(xù)化大生產(chǎn)。采用連續(xù)式操作比較有利。苯乙烯生產(chǎn)能力根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)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8.333x105kg苯乙烯，每小時(shí)生產(chǎn)能力為3.472x104kg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(jì)算3.1物料衡算乙苯脫氫反應(yīng)方程式為：主反應(yīng)C6H5C2H5fC6H5CH=CH2+H2 （式3-1）副反應(yīng)chch-ch+ch （式3-2）6525 66 24CHCH+H^CHCH+CHa （式3-3）65252 653 4 '' 7物料衡算相關(guān)技術(shù)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(yīng)壓力為150KPa（絕），反應(yīng)溫度為580C反應(yīng)器進(jìn)口溫度630C乙苯總轉(zhuǎn)化率為80%，各反應(yīng)選擇性分別為：（4-1）96%、（4-2）1%、（4-3）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(zhuǎn)化反應(yīng)，并且無結(jié)焦反應(yīng)。冷凝液經(jīng)油水分離器分離成水和有機(jī)混合物，水中夾帶芳烴量為500mg/L，夾帶芳烴組成同有機(jī)混合物相同。有機(jī)混合物中水量很少可忽略。阻聚劑加入量為有機(jī)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。乙苯一苯乙烯塔真空操作，塔頂壓力＜200mmHg。塔頂苯乙烯含量＜0.25%，塔釜乙苯＜0.3%。苯一甲苯塔塔頂壓力＜160mmHg，塔頂甲苯＜0.5%，塔釜苯＜0.2%。乙苯回收塔，塔頂乙苯＜0.1%，塔釜甲苯＜0.4%。3.1.1生產(chǎn)能力的計(jì)算根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)，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(shí)間/年自然時(shí)間。為了充分利用設(shè)備，開工因子應(yīng)取的較大，接近1，但又不能等于1。因?yàn)檫€要考慮到設(shè)備的檢修以及開停車等情況。開工因子一般取為0.7?0.8。全年365天，則年生產(chǎn)250?300天；因此除去季保養(yǎng)、月保養(yǎng)、修理、放假等總計(jì)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（250000X103/300）Kg/天=833.3X103Kg/天。以此作為物料衡算的標(biāo)準(zhǔn)。3.1.2質(zhì)量守恒定律質(zhì)量守恒定律是“進(jìn)入一個(gè)系統(tǒng)的全部物料量，必須等于離開這個(gè)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(jì)量”。依據(jù)質(zhì)量守恒定律，對(duì)研究系統(tǒng)做物料衡算，可用下式表示：EG=EG+EG+EG進(jìn) 出 損 積EG進(jìn)一輸入物料量總和；EG出一離開物料量總和；EG損一總的損失量；EG—系統(tǒng)中積累量。積進(jìn)出脫氫反應(yīng)器的物料衡算1)對(duì)連續(xù)生產(chǎn)可確定計(jì)算基準(zhǔn)為Kg/天，則需計(jì)算每天產(chǎn)量及原料投料量乙苯的脫氫反應(yīng)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=8.333x105Kg(折算為100%)每小時(shí)產(chǎn)苯乙烯：Gh=3.4721x104Kg投料比：水蒸氣/乙苯=1.5/1(質(zhì)量比)乙苯總轉(zhuǎn)化率：為80%轉(zhuǎn)化率：脫氫過程為96%分離率：多塔分離過程為98%每小時(shí)理論投料乙苯量：G]=(3.472x104x106.15)/(104.15x80%x96%X99%X99%)=4.702X104Kg每班理論投水蒸氣量：G2=1.5x4.702x104=7.053X104Kg每小時(shí)原料實(shí)際投入量：G=(4.702X104/0.996)Kg=4.721X104KgG2=(7.053X104/0.95)Kg=7.453X104Kg雜質(zhì)：G3=(4.721-4.702)X104Kg+(7.081-7.053)X104Kg=0.470X103Kg催化劑的量：G4=(4.721+7.453)X104x0.3%Kg=0.365X103Kg2)脫氫過程計(jì)算轉(zhuǎn)化率為：80%苯乙烯的產(chǎn)量G5=(G1x104.15x80%x96%)/106.16Kg=3.543X104Kg氫氣的產(chǎn)量：G6=G1X80%x(96%-3%)X2/106.15Kg=0.659X103Kg氧氣的加入量：G7=(0.5X32X0.659X103)/2=5.273X103Kg乙苯剩余量：G1X(1-80%)=9.404X103Kg

生成水G7=(0.659X103x18)/2Kg=5.931X103Kg甲苯的量：生成量+帶入量=(G1X92X80%X3%)/106.15+G；X0.2%=978.05+94.42=1072.47苯的量：生成量+帶入量=(G1X78X80%X1%)/106.15+G1X0.14%=276.41+66.10=342.51進(jìn)出脫氫反應(yīng)器的物料衡算見表3.1?？傆?jì) 127378總計(jì) 127378總計(jì)127378表3.1進(jìn)出脫氫反應(yīng)器的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg1乙苯472101乙苯(100%)9404(99.6%)2水蒸汽745302水蒸汽745303氧氣52733生成水蒸汽59314催化劑3654苯乙烯354305甲苯1072.46苯342.57焦油2.88催化劑3659乙烯99.210甲烷170.1（2）冷凝油水分離階段的物料衡算脫氫結(jié)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(jìn)出冷凝器的物料衡算見表3.2。

表3.2進(jìn)出冷凝油水分離器的物料衡算表（Kg/批）輸入輸出序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg1甲烷 170.11甲烷170.12乙烯 99.2燃料氣2乙烯99.2排空3乙苯 94043乙苯9404(100%)(100%)4苯乙烯 35430有機(jī)層4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 804618水蒸汽804619催化劑 365無機(jī)層9催化劑365總計(jì)127378總計(jì)127378（3）粗餾塔的物料衡算將有機(jī)相加入粗餾塔中進(jìn)行分離，同時(shí)加入阻聚劑防止苯乙烯聚合。加入阻聚劑的量為：(9404+99.2+170.1+35430+1072.4+342.5+2.8)X0.3%=139.563Kg表3.3粗餾塔的物料衡算表（Kg砒）輸入輸出序號(hào) 物料名稱質(zhì)量Kg物料名稱質(zhì)量Kg1乙苯（100%）苯乙烯9404塔頂乙苯9404甲苯2354301072.43甲苯1072.4苯342.5苯乙烯354.34苯342.5焦油2.85焦油2.8塔底苯乙烯35075.76阻聚劑139.563阻聚劑139.563總計(jì)46391總計(jì)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校M(jìn)行分離。表3.4乙苯塔的物料衡算表輸入輸出序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg1乙苯9404甲苯1072.42甲苯1072.4塔頂苯342.53苯342.54苯乙烯354.3塔底乙苯9404苯乙烯354.3總計(jì)11164.2總計(jì)11164.2（5）苯乙烯精館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(jìn)行分離，進(jìn)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(hào)物料名稱質(zhì)量Kg序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg1焦油2.8苯乙烯354302苯乙烯35430塔頂3阻聚劑139.563塔底焦油阻聚劑2.8139.563總計(jì)35572.36總計(jì)35572.36（6）苯/甲苯的物料衡算將乙苯塔塔頂?shù)奈锪纤偷奖?甲苯塔中，進(jìn)行分離。表3.6苯乙烯精餾塔的物料衡算表輸入輸出序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg序號(hào)物料名稱質(zhì)量Kg1苯1072.4塔頂苯1072.42甲苯342.5塔底甲苯342.5

總計(jì) 1414.9總計(jì) 14物料流程圖根據(jù)以上物料衡算，物料流程下圖乙苯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阻聚劑139.563乙苯9404甲苯1072.4苯342.5苯乙烯乙苯塔V脫氫反

應(yīng)冷凝分

離粗餾

塔苯/甲

苯乙苯9404苯乙烯35430甲苯1072.4苯342.5焦油2.8水蒸汽80461催化劑365甲苯1072.4苯342.5苯乙烯35430焦油2.8苯乙烯精餾

塔3.2熱量衡算3.2.1熱量衡算[10-20]按能量守恒定律“在無軸功條件下，進(jìn)入系統(tǒng)的熱量與離開熱量應(yīng)該平衡”，在實(shí)際中對(duì)傳熱設(shè)備的衡算可由下式表示q】+q2+q3=q4+q5+q6 （式3-4）式中：Q1-所處理的物料帶入設(shè)備總的熱量，KJ;Q2一加熱劑或冷卻劑與設(shè)備和物料傳遞的熱量(符號(hào)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(hào)規(guī)定過程放熱為“+”；過程吸熱為“-”)。4—反應(yīng)終了時(shí)物料的焓(輸出反應(yīng)器的物料的焓)Q5—設(shè)備部件所消耗的熱量，KJ;Q6—設(shè)備向四周散失的熱量，又稱熱損失,KJ;熱量衡算的基準(zhǔn)可與物料衡算相同，即對(duì)間歇生產(chǎn)可以以每日或每批處理物料基準(zhǔn)。(計(jì)算傳熱面積的熱負(fù)荷必須以每小時(shí)作為基準(zhǔn)，而該時(shí)間必須是穩(wěn)定傳熱時(shí)間)熱量衡算溫度基準(zhǔn)，一般規(guī)定25r。熱量衡算式中各項(xiàng)計(jì)算從(式3—4)式中可得：Q2=Q4+Q5+Q6-Q1-Q3 (式3—5)式中各項(xiàng)可用以下計(jì)算方法Q1和Q4的計(jì)算Q1和Q4均可以用下式計(jì)算：Q=51ciT1(T2)式中：m.一反應(yīng)物體系中組分I的質(zhì)量，Kg;匕一組分i在0—T°C時(shí)的平均比熱容，KJ/(Kg*°?；騅J/(Kmol?°。；t1(t2)一反應(yīng)物系反應(yīng)前后的溫度，CQ1=[(m乙苯C乙苯+m水C水+m氧氣C氣)x373]=[(47210x1.738)+(47530x4.2)+(5273x3.5)]x373=(82050.98+199626+18455.5)x373KJ=111949415KJQ4—[(m乙苯C乙苯+m苯乙烯C苯乙烯+m甲苯C甲苯+m苯°苯+m水C水)“333]=[(9404X1.859)+(35430X1.555)+(978.05X1.834)+(276.41X3.5)+(47530x4.2)]x333KJ=91562633.95KJQ3的計(jì)算Q3作為過程的熱效率分為化學(xué)反應(yīng)熱效應(yīng)和物理過程熱效應(yīng)，在這次反應(yīng)中由于物理過程熱效應(yīng)較低，相比化學(xué)反應(yīng)熱效應(yīng)可忽略不計(jì)，故過程熱效應(yīng)可由下式表示：Q=Q+Q3rp式中Qr一化學(xué)反應(yīng)熱效應(yīng)，KJ；Qp—物理過程熱效應(yīng)，KJ；(可忽略不計(jì))Qr可通過標(biāo)準(zhǔn)化學(xué)反應(yīng)熱qro計(jì)算：Q=(1000G/M)q0

r AAr式中q0—標(biāo)準(zhǔn)化學(xué)反應(yīng)熱，KJ/mol；rG—參與化學(xué)反應(yīng)的A物質(zhì)質(zhì)量，Kg；M—A物質(zhì)分子量。q0=￡(q0)一￡(q0)

r cR cP反應(yīng)體系中各物質(zhì)標(biāo)準(zhǔn)焓為：乙苯(40.219J/mol)苯(33.871KJ/mol)甲苯(18.029KJ/mol)qr0=(33.871+18.029-40.219x10-3)KJ/mol=51.86KJ/molQr=Q3=(1000x35430/104.15)x51.86=17641860.78KJQ5的計(jì)算Q5=EM.cpi(T2—T1)M.——設(shè)備上i部件質(zhì)量，kg；cpi——設(shè)備上i部件比熱容，kJ/(kg?°C)T1——設(shè)備各部件初溫，C；T2——設(shè)備各部件終溫，C。由于未連續(xù)反應(yīng)，初溫和終溫將相同，所以Q5=0Q6的計(jì)算設(shè)備向四周散失的熱量Q6可用下式計(jì)算：Q6=￡A>a(Tw-T)0X10-3式中A一設(shè)備散熱面積(廿)；Tw—設(shè)備外表溫度，C；T一環(huán)境介質(zhì)溫度，C；0—操作過程持續(xù)時(shí)間(s)；a一對(duì)流傳質(zhì)系數(shù)，W/(mC)當(dāng)空氣做自然對(duì)流，散熱層表面溫度為50?350C時(shí)，A=(8.渥x辭20.7舟夕)x(7<.6x1 2滸0.7x85x)+(5R0兀1也2)河&5>x=104.926隊(duì)2a=8+0.05Tw=(8+0.05x60)W/(^-C)=11W/(^-C)Q6=104.926x11x(100-25)x3x3600x10-3=934890.66KJ熱負(fù)荷Q2的計(jì)算Q2=(Q4+Q5+Q6)-(Q1+Q3)=(91562633.95+0+934890.66)-(111949415+17641860.78)=-37093751.17查手冊(cè)得冷卻水得cp為4.187KJ/(Kg.°。,則冷卻水的用量G=Q/[cp(t出-t進(jìn))]=37093751.17/[4.187X(60-25)]=253121.916kg3.2.2熱量衡算表由能量守恒定律Q+Q+Q=Q+Q+Q，能量衡算結(jié)果見表3.71 2 3 4 5 6表3.7熱量衡算表輸入輸出符號(hào)符號(hào)意義所處理的物料帶結(jié)果KJ/h符號(hào)符號(hào)意義結(jié)果KJ/hq1入設(shè)備總的熱量加熱劑或冷卻劑111949415q4反應(yīng)終了時(shí)物料的焓91562633.95q2與設(shè)備和物料傳遞的熱量-37093751.17q5設(shè)備部件所消耗的熱量0q3總計(jì)過程的熱效率17641860.7892497524.61q6物理過程熱效應(yīng)934890.6692497524.614設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算與選型4.1苯/甲苯精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算4.1.1精餾塔的數(shù)據(jù)確定[10-15]通過計(jì)算D=1.435kmol/h,也=門，設(shè)門=98%可知原料液的處理量為FxFF=7.325kmol/h，由于每小時(shí)處理量很小，所以先儲(chǔ)存在儲(chǔ)罐里，等20小時(shí)后再精餾。故D=28.7koml/h,F=146.5kmol/h,組分為x尸=0.18,要求塔頂餾出液的組成為xd=0.90,塔底釜液的組成為xw=0.01。設(shè)計(jì)條件如下：操作壓力:4kPa(塔頂表壓)；進(jìn)料熱狀況:自選；回流比:自選；單板壓降W0.7kPa；全塔壓降:Et=52%。4.1.2精餾塔的物料衡算 '1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量MB=92.13kg/kmolx=3=0.274,x。=0.90,x=0.012原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.274X78.11+(1-0.274)X92.13=87.367kg/kmolM=0.9X78.11+(1-0.9)X92.13=79.512kg/kmolDMw=0.01X78.11+(1-0.01)X92.13=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88.182X0.274=0.9XD+0.01XW聯(lián)立解得D=26.157kmol/h,W=62.025kmol/h4.1.3塔板數(shù)的確定1.理論板數(shù)Nt的求取

(1)相對(duì)揮發(fā)度的求取苯的沸點(diǎn)為80.1^，甲苯額沸點(diǎn)為110.63°C當(dāng)溫度為80.1C時(shí)，純組分的飽和蒸汽壓Po與溫度的關(guān)系可表示為如下經(jīng)驗(yàn)式：…aBlgPo=At+CA、B、CA、1211.033lgpo=6.0355一 =2.0061344.8lgpb=6.07954一801+219482=1.591解得pa=101.34KPa，po=38.96KPa。當(dāng)溫度為110.63C時(shí)lgpb=6.07954-11063+219482=2.0061211.033

lgpalgpb=6.07954-11063+219482=2.0061344.8解得pa=237.95KPa，p：=101.34KPa。則有a=p，代入數(shù)據(jù)得:PoBa]a]=101.31/38.96=2.600a2=237.95/101.34=2.348由于差別不是很大，則可取以下式計(jì)算1, 、1一 、2(a1+a)=(2.600+2.348)=2.474(2)最小回流比的求取由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1q線為一垂直線，故Xq=XF=0.274，根據(jù)相平ax ax q 1+(a-1)xq2.474x0.274 =0.4831+(2.474-1)x0.274最小回流比為R=x^zy^=0.900一0.483=1995

miny-x 0.483-0.274由經(jīng)驗(yàn)式知回流比為最小回流比的1.2?2倍，這次設(shè)計(jì)取1.5,所以

R=1.5Rmin=1.5x1.995=2.993精餾塔的氣、液相負(fù)荷，在全凝器及泡點(diǎn)回流下L=RD=2.993x26.157=78.283Kmol/hV=L+D=(1+R)D=(1+2.993)x26.157=104.445Kmol/hL=L+qF=78.283+88.182=166.465Kmol/hV'=V—(1—q)F=104.445Kmol/h(4)操作線方程精餾段操作線方程n+1精餾段操作線方程n+1 x+—a= x+ =0.749x+0.225R+1nr+12.993+1n2.993+1提餾段操作線方程_L+qF°Wxym+1_L+qF—WXmL+qF-W_ 78.283+88.182 62.025x0.01=78.283+1x88.182—62.052、-78.283+1x88.182—62.052=1.594x—0.006m兩操作線交點(diǎn)橫坐標(biāo)為xF兩操作線交點(diǎn)橫坐標(biāo)為xF(R+1)x+(q—1)x

F DR+q(2."3+1)x0.274=0.2742.993+1理論板計(jì)算過程如下：氣液平衡方程y理論板計(jì)算過程如下：氣液平衡方程y=ax_2.474x1+(a—1)x—1+1.474x變形有x變形有x=y2.474—1.474y由y求的x,再將x帶入平衡方程，以此類推y=x=0.900—相平衡>x=0.784—精餾段>y=0.812—相平衡>x=0.636—精餾段>y=0.7011D 1 2 2 3—相平衡>x3=0.487—精餾段>y4=0.590—相平衡>x4=0.367—精餾段>y5=0.500—相平衡>x=0.288精餾a段>y=0.0.441相平衡>x=0.241x6vxF，第7塊板上升的氣相獺留 段操作方程計(jì)算x6=0.241提餾段>y7=0.378相平衡>x7=0.197提餾段>y8=0.309相平衡>x8=0.153—提餾段>y=0.238—相平衡>x=0.112—提餾段>y=0.172—相平衡>x=0.078—提餾段>y=0.118—相平衡>x=0.051—提餾段>y=0.075—相平衡>x=0.032—提餾段>y=0.041—相平衡>x=0.017—提餾段>y=0.030—相平衡>x=0.0123—提餾段>y15=0.013相平衡>x15=0.006v尤即=0.01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(jìn)料板。

實(shí)際板層數(shù)的求取tD=82.1°Ctw=110.5°C平均溫度t=(tD+tw)/2=(82.1+110.5)/2=96.3C查手冊(cè)，知七下的粘度為pa=0.27Mb=0.31操作壓力為106.7kPa，其中溶液含苯摩爾分?jǐn)?shù)0.274查表可得純組分蒸汽壓為:lgpoA=6.0355-1211.033t+lgpoA=6.0355-1211.033t+220.79lgpB=6.07954-1344.8t+219.482假設(shè)一個(gè)泡點(diǎn)t,用所得安托因方程算出pA、pB，設(shè)t=100.8oC1211.033

lgpo=6.0355 =2.26a 100.8+220.791344.8lgpo=6.07954一pA=181.9=1.88100.8+219.482106.7-76.20.274= 181.97-76.2pB=76.2由t-x-y圖得x=0.365=0.635,ya=0.581,由t-x-y圖得x=0.365pl=0.365X0.27+0.635X0.31=0.296a=(yaxxb)/(ybxxa)=(0.581X0.635)/(0.419X0.365)=2.412Et=Et=0.49(aRl)-0.245=0.49x(2.412x0.296)-0.245=0.53精餾段實(shí)際板層數(shù)N精=5/0.53=9.4=10N提=9/0.53=16.9=174.1.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算⑴操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力Pd=101.3+4=105.3(Kpa)每層板壓力：Pm=0.7(KPa)進(jìn)料板壓力：PW=105.3+10X0.7=108.3(KPa)精餾段平均壓力：P'=(105.3+108.3/2=106.8(KPa)m提餾段平均壓力：P2m=(113.7+105.3+27X0.7)/2=118.95(KPa)⑵操作溫度的計(jì)算塔頂溫度tD=82.1°C進(jìn)料板溫度t尸100.8CF塔釜溫度t=103.2CW精餾塔平均溫度tm=(82.1+103.2)/2=89.65(C)⑶平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由理論板的計(jì)算過程可知，y1=0.9,x1=0.784MvDm=0.9x78.11+(1-0.9)x92.13=79.51Kg/molM =0.784x78.11+(1-0.784)x92.13=81.14Kg/molLDm進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由理論板的計(jì)算過程可知，七二0.378,七=0.197M筋=0.378x78.11+(1-0.378)x92.13=86.83Kg/molMlf=0.197x78.11+(1-0.197)x92.13=89.37Kg/mol由理論板的計(jì)算過程可知，y15=0.013；x15=0.006MVDm=0.013x78.11+(1-0.013)x92.13=91.01Kg/molMLDm=0.006x78.11+(1-0.006)x92.13=92.05Kg/mol精餾段的平均摩爾質(zhì)量為M=(79.51+86.83)/2=83.17Kg/molVmML=(81.14+89.37)/2=85.26Kg/mol提餾段的平均摩爾質(zhì)量為M；=(91.01+86.83)/2=88.92Kg/molM；=(92.05+89.37)/2=90.71⑷平均密度的計(jì)算精餾段平均密度的計(jì)算I氣相由理想氣體狀態(tài)方程得pVm=PmMvw/RTm=(147X83.17)/[8.314X(273.15+89.65)]=4.05kg/m3II液相查不同溫度下的密度，可得tD=82.1.C時(shí)，pA=812.7kg/m3，pB=807.9kg/m3pLDmT/(0.9/812.7+0.1/807.9)=812.2kg/m3tF=100.8C時(shí)，pA=793.0kg/m3，pB=788.54kg/m3

tw=103°C時(shí)，pA=790.0kg/m3,pB=785.0kg/m3

pLwmT/(0.01/790.0+0.99/807.9)=807.7kg/m3提餾段平均密度的計(jì)算氣相由理想氣體狀態(tài)方程得Pv=PM、/RT=(147X88.92)/[8.31X(273.15+89.65)]=4.33kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率aa=(0.197X78.11)/(0.197X78.11+0.803X92.13)=0.172pLFm=1/(0.172/793.0+0.827/788.54)=790.0kg/m3精餾段液相平均密度為pLm=(pLDm+pLFm)/2=(812.2+790.0)/2=801.08kg/m3提餾段液相平均密度pLm=(pLwm+pLFm)/2=(807.7+790.0)/2=798.9kg/m3⑸平均粘度的計(jì)算可" °液相平均粘度依下式計(jì)算lgM^=E(xilgMi)x^mi.塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=82.1C查手冊(cè)得pA=0.302mPa.s,pB=0.306mPa.slgpLDm=0.900lg(0.302)+0.100lg(0.306)解得PLDm=0.302mPa.S進(jìn)料板平均粘度的計(jì)算由tF=100.8C查手冊(cè)得pA=0.25mPa.s,pB=0.30mPa.slgpLFm=0.197lg(0.25)+0.803lg(0.30)^^Fim解得pTT?=0.289mPa.s1LFm精餾段平均粘度pLm=(0.302+0.289)/2=0.296mPa.s塔底平均粘度的計(jì)算由tF=103C查手冊(cè)計(jì)算得pT=0.26mPa.s1Lwm⑹液相平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算即°Lm=EXiGi

塔頂液相平均表面張力的計(jì)算，由tD=82.ir查手冊(cè)得OA=21.24N/m,oB=21.42N/maLDm=0.90X21.24+0.1X21.42=21.258N/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算，由L=100.8r查手冊(cè)得FaA=19.10N/m,aB=19.56N/maLFM=0.197X19.10+0.803X19.56=19.46N/m精餾段液相平均表面張力aLm=(21.258+19.46)/2=20.36N/m4.1.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算(1)精餾段的氣、液相體積流率為VS=VMVm/3600pVm=(104.445X83.17)/(3600X4.05)=0.596m3/sLS=LMLm/3600pLm=(78.283X85.26)/(3600X801.08)=0.0023m3/su =Cj^^v式中，負(fù)荷因子C=C(°)0.2由史密斯關(guān)聯(lián)圖［15］查得C再求max ?丫 200.02 20的橫坐標(biāo)為Flv=L/Vx(pv/p[)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=0.34m由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知C20=0.073氣體負(fù)荷因子C=C20x(a/20)。2=0.0732Umax=1.027m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為U=0.7Umax=0.7x1.027=0.719m/sD/=：D/=：王t3.14u=1.02m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.1m塔截面積為At=3.14x1.1x1.1-4=0.95m2實(shí)際空塔氣速為U實(shí)^=Vs/At=0.596/0.95=0.627m/sU實(shí)際/Umax=0.627/1.033=0.611(安全系數(shù)在充許的范圍0.5?0.8內(nèi)，符全設(shè)計(jì)要求)⑵由上面可知提餾段L=389.65kmol/hV=189.61kmol/h精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精=(N精-1)Ht=(10-1)x0.40=3.6m提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）Ht=（17-1）x0.40=6.4m在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為0.8m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(jì)算[11-16]溢流堰裝置計(jì)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(zhǎng)，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。）各項(xiàng)計(jì)算如下：1） 堰長(zhǎng)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(shè)計(jì)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(jì)算，how=2.84/1000xEx（Lh/lw）（2/3）lw 堰長(zhǎng)，m;Lh——液體體積流量，m3/h;E——校正系數(shù)并由圖液流收縮系數(shù)計(jì)算，則可取用E=1.0，則how=0.014m取板上清液層高度hL=0.06m故hw=0.046m3） 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af由lw/D=0.65m 查圖可求得Af/AT=0.0711 Wd/D=0.122Af=0.0711x0.95=0.0675m2Wd=0.122x1.1=0.132m并依據(jù)下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間，即3=3600AfxHT/Lh=3600x0.0452x0.40/（3600x0.0017）=10.64s>5s其中Ht即為板間距0.40m，Lh即為每小時(shí)的體積流量驗(yàn)證結(jié)果為降液管設(shè)計(jì)符合要求。4） 降液管底隙高度hoho=Lh/（3600xlwxuo'）取uo'=0.09m/s則ho=0.0017x3600/(3600x0.59x0.09)=0.032mHw-ho=0.046-0.029=0.014m〉0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤，深度h'w=50mm。塔板布置塔板的分塊因?yàn)镈^800mm，所以選擇采用分塊式，查表可得，塔板可分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定取Ws=W's=65mm,Wc=35mm開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按下面式子計(jì)算，則有Aa=2[x(r2—x2)o.5+nr2/180xsin-1(x/r)]其中x=D/2—(Wd+Ws)=1.1/2-(0.132+0.065)=0.353r=D/2—Wc=1.1/2-0.035=0.515并由Wd/D=0.122，推出Wd=0.134由上面推出A=0.420m2a篩孔計(jì)算與排列本實(shí)驗(yàn)研究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用0=3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距七為t=3do=15mm篩孔的數(shù)目n為n=1.155Ao/t2=2156個(gè)開孔率為中=0.907(do/t)2=10.1%氣體通過閥孔的氣速為uo=Vs/Ao=0.596/(Aax中)=14.05m/s4.1.7塔版流體力學(xué)驗(yàn)算1)塔板的壓降a十板的阻力hc計(jì)算干板的阻力hc計(jì)算由公式hc=0.051(uo/co)2x(pv/pJ并取do/6=5/3=1.67,可查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，co=0.772所以hc=0.051(10.63/0.772)2x(4/801.2)=0.0483m液柱b氣體通過液層的阻力％的計(jì)算氣體通過液層的阻力％由公式hl=PhLua=Vs/(AT—Af)=0.596(0.95-0.0675)=0.526m/sFo=0.526(4.00)1/2=1.05kg1/2/(s?m")可得，得6=0.59所以hl=phL=0.59x(0.046+0.014)=0.0354m液柱c液體表面張力的阻力h。計(jì)算液體表面張力的阻力h。由公式h°=4oL/(plxgxdo)計(jì)算，則有h。=(4x20.34x10-3)/(807.7x9.81x0.005)=0.0021m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp,可按下面公式計(jì)算hp=hc+h[+h=0.0483+0.0354+0.0021=0.0858m液柱氣體通過每層塔板的壓降為Pp=hpXplxg=0.0858x807.7x9.81=680KPa<0.9KPa(設(shè)計(jì)允許值)液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式ev=5.7X106/。LX[ua/(HT—hf)]3.2由hf=2.5hL=2.5x0.06=0.15m所以：ev=(5.7x10-6/20.34x10-3)[0.763/(0.4-0.15)]=0.010kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣可知液沫夾帶量在設(shè)計(jì)范圍之內(nèi)。漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速uo，min可由公式Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13hL-h)/pL/pv]1/2=5.110m/s實(shí)際孔速為Uo=10.63m/s>Uo,min穩(wěn)定系數(shù)為K=Uo/Uo,min=10.63/5.110=2.08>1.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子Hd^w(HT+hw)甲醇與水屬于一般物系，取W=0.5，則W(HT+hw)=0.5(0.40+0.046)=0.223m而Hd=%+hL+hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd=0.153(uo’2=0.153x(0.099)2=0.00151m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0858+0.06+0.00151=0.147m液柱則有：Hd忍W(HT+hw)于是可知本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛4.1.8塔板負(fù)荷性能圖[12-15]精餾段a漏液線Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13hL-h//pl2廣Uo,min=Vs,min/A0hL=hw+hOWhOW=2.84/1000xEx(Lh/lw)(2/3)Vs,min=4.4CoAo{[0.0056+0.13(hW+2.84/1000XEX(Lh/lw)(2/3))-ha]pL/pV}1/2=2.039(0.00948+0.127Ls2/3)1/2在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值計(jì)算結(jié)果列于下表Lsm3/s0.00060.00150.00300.0045Vsm3/s0.2080.2150.2240.231b液沫夾帶線ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs一Ls關(guān)系如下：ev=5.7x10-6/aLx[ua/(HT-hf)]3.2ua=Vs/(AT-Af)=1.693Vshf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.046how=2.84/1000xEx(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.046+0.98Ls2/3)=0.115+2.5Ls2/3Ht-hf=0.40-0.115-2.5Ls2/3=0.285-2.5Ls2/3ev=5.7x10-6/20.34x10-3[1.693Vs/(0.285-2.5Ls2/3)]3.2=0.1整理得Vs=1.06-9.27Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值計(jì)算結(jié)果列于下表

Lsm3/s0.00060.00150.00300.0045Vsm3/s0.9960.9410.8710.812c液相負(fù)荷下限線對(duì)于平流堰，取堰上液層高度how=0.005m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由式how=2.84/1000xEx(Lh/lw)(2/3)=0.006Ls,min=0.00056m/s據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3液相負(fù)荷上限線以e=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式0=(AfxHT)/Ls=5故Ls,max=(AfxHT)/5=(0.0452x0.40)/5=0.00362m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限液泛線令Hd=W叫+hw)Hd=hp+hL+hdhp=hc+hi+h。hl=PhLhL=hw+hOW聯(lián)立得wHt+(W-P-1)hw=(p+1)hOW+hc+hd+h。忽略h。，將h0W與Ls、hd和Ls、hc與Vs的關(guān)系代入上式，得a'V2s=b'-c'Ls2-d'Ls2/3式中a'=[0.051/(Aoco)2]x(pv/pl)b'=WHT+⑶-P-1)hwc'=0.153/(lwhO)2d'=2.84x10-3xEx(1+p)(3600/lw)(2/3)將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得a'=[0.051/(0.101x0.42x0.772)2]x(4.00/801.2)=0.237b'=0.5x0.4+(0.5-0.59-1)x0.046=0.150c'=0.153/(0.59x0.029)2=522.63d'=2.84x10-3x1x(1+0.59)(3600/0.59)(2/3)=1.552故V2s=0.63-2205.19Ls2-6.55L2/3s在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs的值，計(jì)算結(jié)果如下表Lsm3/s0.00060.0010.0030.004Vsm3/s0.760.730.690.64

在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接OA,即作出操作線。由圖4.2可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏控制。由圖查得Vsmax=0.70m3/s,Vsmin=O.20m3/s故操作彈性為Vsmax/Vsmin=0.704/0.207=3.400LsxLsx10-3,m3/s1.0 2.0 3.0(4.787x10-4,0.408) (13.833x10-4,1.179)4.2冷凝器的設(shè)計(jì)[16-18]冷凝器按其制冷介質(zhì)和冷卻方式，可以分為水冷式，空氣冷卻式和蒸發(fā)式三種類型。蒸發(fā)式冷凝器主要是利用冷卻水蒸發(fā)時(shí)吸收潛熱而使制冷劑蒸氣凝結(jié)。根據(jù)能量守恒原理，假設(shè)熱損失可忽略不計(jì)，則單位時(shí)間內(nèi)熱流體放出的熱量等冷流體吸收的能量。熱負(fù)荷Q為：Q=Wc(t-1)hpc1 2式中cp-流體的平均比熱容，KJ/(Kg?°。；t一冷流體的溫度，°C。Q=376146336.9kJ管殼式換熱器的對(duì)數(shù)平均溫度按逆流計(jì)算，即AHmAt-AAHmAt-At———1IAtIn2At1^2(600-100)-(20-10)^0=125.6C查得A中=0.65，所以At=A^At1=0.89X125.6=111.784°C比cQM376146336.9故S=—= =7159.4m2KAt470x111.784查化工原理上冊(cè)得，選用TB/4715-92,列管尺寸為直徑19mm；管心距為25mm；管程數(shù)為1；管子總根數(shù)為1267個(gè)；中心排管數(shù)為39個(gè)；管程流通面積為0.2239m2列管長(zhǎng)度6000mm，換熱面積446.2m2,所以需要16個(gè)這樣的換熱器。4.3油水分離器重力法脫除水中的油滴其基本原理是利用水與油的密度差，使含油污水中的油滴在設(shè)備中上浮而除去。按照Stokes定律,油滴的脫除效率只與油滴粒徑、油與水物性、處理量和浮升面積有關(guān),而與浮升高度無關(guān),這就是所謂的“淺池原理”。根據(jù)“淺池原理”即可以采用低浮升高度的多層板結(jié)構(gòu)，以增大浮升面積,提高油滴脫除效率。而且由于多層板組當(dāng)量直徑的減小，可使液流在較大流量下保持層流狀態(tài)，也有利于油滴的有效分離。但是，在一定的設(shè)備高度內(nèi)，增加多層板層數(shù)、縮短板距，必然帶來要固定多層板而需的結(jié)構(gòu)上的復(fù)雜與困難。所以，一般多層板除油裝置板距均較大，且不能十分保證水流分布均勻，其處理效率的提高及設(shè)備的緊湊化，就受到限制。另一種強(qiáng)化途徑是，使含油污水中的細(xì)小油滴通過聚結(jié)床合并為大油滴，則能使脫油效率得到較大的提高，這就是油滴的聚結(jié)。但采用聚結(jié)技術(shù)，也有限制，即流速要在一定范圍內(nèi)，且不但需要另外的浮升分離空間，還需定期反洗，增加了投資和操作費(fèi)用。本高效油水分離器，正是將“淺池原理”和“聚結(jié)技術(shù)”結(jié)合起來，用特殊的內(nèi)部分離構(gòu)件和配置，保證了在一定設(shè)備容積內(nèi)，可提供最大的油滴浮升面積，以及盡可能多的油滴聚結(jié)機(jī)會(huì)，并使得水中油滴在浮升中聚結(jié)，在聚結(jié)中浮升，且內(nèi)部液流分布均勻，防止了液流的短路與溝流，故在較短的停留時(shí)間內(nèi)，可獲得較高的脫油效率。高效油水分離器為一水平放置的臥式容器，主要由進(jìn)水部分、出水部分、集油室和由斜通道波紋板構(gòu)成的主體板組等構(gòu)成，其結(jié)構(gòu)特點(diǎn)為：可以采用盡可能小的板距而無需固定支撐構(gòu)件，從而在一定高度設(shè)備內(nèi)，有更多的油滴浮升分離層，保證了在較短的停留時(shí)間內(nèi)，可脫除較小的油滴，得到較高的