苯乙烯課程設計

1、<p><b>　　目錄</b></p><p><b>　　1 總論4</b></p><p>　　1.1 設計依據4</p><p>　　1.2 設計地區(qū)的自然條件4</p><p>　　1.3 生產制度5</p><p><b>　　2 文獻

2、評述5</b></p><p>　　2.1 簡史概述5</p><p>　　2.1.1 產品簡介5</p><p>　　2.1.2 產品生產發(fā)展史5</p><p>　　2.1.3 國內外發(fā)展概況5</p><p>　　2.1.4 產品的物化性質6</p><p>　　2

3、.1.5 產品的質量指標7</p><p>　　2.2 工業(yè)生產方法的選擇及論證7</p><p>　　2.3 產品的發(fā)展前景9</p><p><b>　　3 物料衡算10</b></p><p>　　3.1 原料的物料衡算10</p><p>　　3.2 乙苯塔T101物料衡算11

4、</p><p>　　3.3 苯乙烯塔T102物料衡算13</p><p>　　4 乙苯塔工藝計算13</p><p>　　4.1 乙苯塔溫度計算14</p><p>　　4.1.1 T101塔頂溫度計算14</p><p>　　4.1.2 T101塔釜溫度計算15</p><p>　

5、　4.2 回流比的計算16</p><p>　　4.3 理論板的計算18</p><p>　　4.4 加料板位置的確定19</p><p>　　4.5 塔徑的計算19</p><p>　　4.5.1 進料溫度的計算19</p><p>　　4.5.2 計算塔頂的物質物性19</p><p

6、>　　4.5.3 計算塔釜的物質物性20</p><p>　　4.5.4 全塔的物質物性21</p><p>　　4.5.5 空塔氣速計算22</p><p>　　4.5.6 塔高計算23</p><p>　　4.6 流體力學校核24</p><p>　　4.6.1 板壓降校核24</p>

7、<p>　　4.6.2 液沫夾帶量的校核25</p><p>　　4.6.3 溢流液泛條件校核26</p><p>　　4.6.4 液體在降液管內停留時間的校核26</p><p>　　4.6.5 漏液點校核26</p><p>　　5 苯乙烯塔工藝28</p><p>　　5.1 苯乙烯塔溫度

8、的計算28</p><p>　　5.1.1 T102塔頂溫度計計算28</p><p>　　5.1.2 T102塔釜溫度計算29</p><p>　　5.2 回流比的計算29</p><p>　　5.3 理論板的計算31</p><p>　　5.4 加料板位置的確定32</p><p&g

9、t;　　5.5 塔徑的計算32</p><p>　　5.5.1 進料溫度的計算32</p><p>　　5.5.2 計算塔頂的物質物性33</p><p>　　5.5.3 計算塔釜的物質物性34</p><p>　　5.5.4 全塔的物質物性34</p><p>　　5.5.5 空塔氣速計算35</p

10、><p>　　5.5.6 塔高計算36</p><p><b>　　6 能量衡算37</b></p><p>　　6.1 反應器R101的熱負荷37</p><p>　　6.2 熱交換器E-101的熱負荷38</p><p>　　6.3 加熱爐F-101熱負荷38</p>&l

11、t;p>　　6.4 反應器出料冷凝器E-102的熱負荷39</p><p>　　6.5 T101進料預熱器E-103的熱負荷39</p><p>　　6.6 T101塔釜再沸器E-104的熱負荷40</p><p>　　6.7 T101塔頂全凝器E-105的熱負荷40</p><p>　　6.8 T102塔頂全凝器E-106的熱

12、負荷41</p><p>　　6.9 T102塔釜再沸器E-107的熱負荷41</p><p><b>　　7 設備選型42</b></p><p>　　7.1 換熱器的選型42</p><p>　　7.1.1 進出料換熱器E-101的選型42</p><p>　　7.1.2 反應器出料

13、冷凝器E102的選型42</p><p>　　7.1.3 預熱器E-103的選型43</p><p>　　7.1.4 再沸器E-104的選型44</p><p>　　7.1.5 冷凝器E-105的選型44</p><p>　　7.1.6 冷凝器E-106的選型45</p><p>　　7.1.7 再沸器E-1

14、07的選型45</p><p>　　7.2 原料儲罐與產品儲罐的計算與選型46</p><p>　　7.2.1 原料儲罐V-10146</p><p>　　7.2.2 T-101塔頂回流罐V-10246</p><p>　　7.2.3 T-102塔頂回流罐V-10347</p><p>　　7.2.4 T10

15、2塔頂出料產品儲罐V-10447</p><p>　　7.2.5 T102塔釜出料產品儲罐V-10547</p><p>　　7.3管道的計算47</p><p>　　7.3.1主物料線的管徑計算47</p><p>　　7.3.2 輔物料線的管徑計算48</p><p>　　7.4 泵的計算和選型50&l

16、t;/p><p>　　7.4.1 P-101A/B原料進料泵50</p><p>　　7.4.2 P-102A/B乙苯塔進料泵50</p><p>　　7.4.3 P-103A/乙苯塔塔頂回流泵51</p><p>　　7.4.4 P-104A/B苯乙烯塔進料泵51</p><p>　　7.4.5 P-105A/B

17、苯乙烯塔塔頂回流泵52</p><p>　　7.4.6 P-106A/B苯乙烯塔塔釜輸出泵52</p><p><b>　　8 經濟核算53</b></p><p>　　8.1裝置原料及產品質量指標53</p><p>　　8.2 裝置能耗分析54</p><p>　　8.3 裝置生產控

18、制分析54</p><p>　　8.4 裝置設計定員55</p><p>　　8.5 裝置布置原則55</p><p>　　8.6 裝置管道器材選用規(guī)則56</p><p>　　8.7 裝置自動控制部分56</p><p>　　8.7.1 自動控制水平56</p><p>　　8.7

19、.2 主要控制方案56</p><p>　　8.7.3 主要儀表選型57</p><p>　　8.8 裝置環(huán)境保護與安全58</p><p>　　8.8.1 裝置三廢情況58</p><p>　　8.8.2 安全59</p><p>　　8.8.3 裝置危險源分析59</p><p>

20、;　　8.8.4 安全設計中采取的措施59</p><p>　　8.9 投資估算及經濟分析60</p><p>　　8.9.1工藝設備費用60</p><p>　　8.9.2 其他費用61</p><p>　　8.9.3 預備費用61</p><p>　　8.9.4 專項費用61</p>&l

21、t;p><b>　　1 總論</b></p><p><b>　　1.1 設計依據</b></p><p>　　本課題設計的目的是生產苯乙烯，通過查閱各種資料和文獻，采用低活性、高選擇性催化劑，參照魯姆斯公司生產技術，以乙苯脫氫法生產苯乙烯，連續(xù)操作。</p><p>　　化工生產的操作可分為全間歇、半間歇、連續(xù)、半

22、連續(xù)四種：在全間歇操作中，整批物料投在一個設備單元中處理一定時間，然后整批輸送到下一個工序；半間歇操作過程是間歇操作過程的連續(xù)操作過程。全間歇與半間歇（統(tǒng)稱間歇式操作）的優(yōu)點是設備簡單，改變生產品種容易；其缺點是原料消耗定額高，能量消耗大，勞動生產率低，產品質量不穩(wěn)定。連續(xù)式操作，原料及能量消耗低，勞動生產率高，因此比較經濟；但總投資較大，占地面積較大，一般單線生產能力為2～10萬噸/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

23、，改變生產品種較容易，但產品質量不如連續(xù)操作穩(wěn)定，與間歇操作相比，生產規(guī)模更大，勞動生產率也更高，用與較大規(guī)模的品種生產，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。采用連續(xù)式操作比較有利。</p><p>　　綜上所述，本設計選擇乙苯脫氫法和連續(xù)操作。</p><p>　　1.2 設計地區(qū)的自然條件</p><p>　　(1)常州地區(qū)氣象資料<

24、/p><p>　　表1-1 常州地區(qū)氣象資料</p><p>　　(2)常州地區(qū)地質資料</p><p><b>　　土壤性質：中性 </b></p><p><b>　　地下水位：15米</b></p><p><b>　　1.3 生產制度</b><

25、/p><p>　　年操作300天，連續(xù)生產，四班三運轉。</p><p><b>　　2 文獻評述</b></p><p><b>　　2.1 簡史概述</b></p><p>　　2.1.1 產品簡介</p><p>　　苯乙烯，分子式，結構式,是不飽和芳烴最簡單、最重要的成員

26、，是重要的有機化工原料，廣泛用于生產塑料、樹脂和合成橡膠。[1]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)等。另外，苯乙烯還應用在制藥、染料、涂料等行業(yè)，或生產農藥乳化劑及選礦劑等方面。</p><p>　　2.1.2 產品生產發(fā)展史</p><p>　　苯乙烯是18

27、27年由M· Bonastre蒸餾一種天然香脂——蘇合香時發(fā)現的。[2]1893年E· Simon同樣用水蒸氣蒸餾法由蘇合香中得到該化合物并命名為苯乙烯。1867年Berthelot發(fā)現乙苯通過赤熱陶管能生成苯乙烯，這一發(fā)現被視為苯乙烯生產的起源。1930年美國道化學公司首創(chuàng)由乙苯脫氫法生產苯乙烯工藝，但因當時精餾技術未解決而未工業(yè)化。直至1937年道化學公司和BASF公司才在精餾技術上有突破，獲得高純度苯乙烯單體并

28、聚合成穩(wěn)定、透明、無色塑料。1941～1945年道化學、孟山都化學、Farben等公司各自開發(fā)了自己的苯乙烯生產技術，實現了大規(guī)模工業(yè)生產。</p><p>　　50年來，苯乙烯生產技術不斷提高，到50年代和60年代已經成熟，70年代以后由于能源危機和化工原料價格上升以及消除公害等因素，進一步促進老工藝以節(jié)約原料、降低能耗、消除三廢和降低成本為目標進行改進，取得了許多顯著成果，使苯乙烯生產技術達到新的水平。<

29、;/p><p>　　2.1.3 國內外發(fā)展概況</p><p>　　我國苯乙烯的工業(yè)生產始于20世紀50年代中期。[3]自中石油蘭州石油化工公司合成橡膠廠采用傳統(tǒng)的三氯化鋁液相烷基化工藝，建成一套5000噸/年苯乙烯生產裝置以來，我國苯乙烯的生產得到了飛速發(fā)展。2005年上海賽科石化公司50.0萬噸/年苯乙烯裝置的開車成功，標志著我國苯乙烯生產裝置進入世界級規(guī)模。[4]2006年，我國又有多套

30、苯乙烯裝置建成投產，其中包括中海油與殼牌化學公司合資在廣東惠州建設的一套55.0萬噸/年苯乙烯裝置，江蘇利士德化工（江蘇雙良集團）在江陰建成的一套20.0萬噸/年生產裝置、中石油錦州石油化工公司建成的一套8.0萬噸/年生產裝置、海南實華嘉盛化工有限公司與江蘇嘉盛化學品工業(yè)有限公司共同出資建設的一套8.0萬噸/年生產裝置。近兩年來，我國又引進了多套苯乙烯裝置，在消化、吸收引進技術的基礎上，我國苯乙烯的發(fā)展進入了一個新階段。</p&g

31、t;<p>　　隨著聚苯乙烯和ABS樹脂等苯乙烯下游產品消費的強勁增長，近年來世界苯乙烯的生產發(fā)展很快。2004年，世界苯乙烯的生產能力為2588.0萬噸/年，其中, 北美 /南美地區(qū)的生產能力為742.7萬噸/年,約占世界苯乙烯總生產能力的28.7%； 歐洲地區(qū)的生產能力為704.1萬噸/年, 約占世界總生產能力的27.2%；中東地區(qū)的生產能力為119.5萬噸/年, 約占世界總生產能力的4.6%；亞洲地區(qū)的生產能力為10

32、21.7萬噸/年, 約占世界總生產能力的39.5%。另外，近年來許多公司研究用甲苯代替苯制苯乙烯的方法，如Monsanto公司和三菱油化公司的甲苯-甲醇、甲苯-甲烷直接合成苯乙烯的方法，是一種全新的工藝路線。[5]引起了苯乙烯技術研究者的注意。膜催化法，甲苯二聚共歧化法和丁二烯二聚法制苯乙烯等方法都處于積極的試驗探索階段，短時間內難有大的突破。</p><p>　　2.1.4 產品的物化性質</p>

33、<p>　　苯乙烯是無色透明油狀液體，不溶于水，溶于醇、醚等多數有機溶劑。遇明火極易燃燒。光或存在過氧化物催化劑時，極易聚合放熱導致爆炸。與氯磺酸、發(fā)煙硫酸、濃硫酸反應劇烈，有爆炸危險。有毒，對人體皮膚、眼和呼吸系統(tǒng)有刺激性?？諝庵凶罡呷菰S濃度為100ppm。苯乙烯在高溫下容易裂解和燃燒，生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、碳、一氧化碳、二氧化碳和氫氣等。苯乙烯蒸氣與空氣能形成爆炸混合物，其爆炸范圍為1.1％～6.01％。</p

34、><p>　　苯乙烯具有乙烯基烯烴的性質，反應性能極強，如氧化、還原、氯化等反應均可進行，并能與鹵化氫發(fā)生加成反應。苯乙烯暴露于空氣中，易被氧化成醛、酮類。苯乙烯易自聚生成聚苯乙烯（PS）樹脂。也易與其他含雙鍵的不飽和化合物共聚。</p><p>　　表2-1 苯乙烯物性數據</p><p>　　表2-1 苯乙烯物性數據</p><p>　　2.

35、1.5 產品的質量指標</p><p>　　表2-2 苯乙烯質量指標</p><p>　　2.2 工業(yè)生產方法的選擇及論證</p><p>　　目前，工業(yè)上苯乙烯的生產方法主要有環(huán)球化學∕魯姆斯法、Fina∕Badger法、巴斯夫法、Halcon法、裂解汽油萃取分離法、環(huán)氧丙烷聯(lián)產法等。</p><p>　?。?）環(huán)球化學∕魯姆斯法</

36、p><p>　　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；反應器的操作壓力由開始的正壓發(fā)展到今天的負壓；汽油比由開始的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、

37、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550～650℃，常壓或減壓，蒸汽∕乙苯質量比為1.0～2.5。</p><p>　?。?）Fina∕Badger法</p><p>　　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800～900℃，與預熱的乙苯混合再通過催化劑，反應溫度

38、為650℃，壓力為負壓，蒸汽∕乙苯比為1.5%～2.2%。反應器材質為鉻鎳，反應產物在冷凝器中冷凝。Fina／Badger與ABB Lummus公司一起幾乎壟斷了世界苯乙烯生產專利市場。</p><p><b>　　（3）巴斯夫法</b></p><p>　　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。反應產物與原料氣系統(tǒng)進行熱交換，列管

39、間加折流擋板，使加熱氣體徑向流動，煙道氣進口750℃，出口630℃，換熱后乙苯的進料溫度達到585℃，直接與管內脫氫催化劑接觸反應。出口氣體經急冷、換熱，再經空氣冷卻，分離脫氫尾氣(Ｈ２、CH４、CO２等)、水和油，上層脫氫料液送精餾工序制得苯乙烯。</p><p>　?。?）Halcon法</p><p>　　Halcon法又稱PO－SM聯(lián)產法。Halcon法公司開發(fā)，于1973年在西班

40、牙實現工業(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)氧化反應液經蒸餾得環(huán)氧丙烷。環(huán)氧化另一產物甲基芐醇在260℃、常壓下脫水得苯乙烯。</p><p>　　（5）裂解汽油萃取分離法</p><p>　　日本日本東麗公司開發(fā)了S

41、tex法裂解汽油萃取分離苯乙烯技術，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，同時可生產對二甲苯，并降低裂解汽油加氫負荷，生產成本僅為乙苯脫氫法的一半。</p><p>　?。?）環(huán)氧丙烷聯(lián)產法</p><p>　　環(huán)氧烷聯(lián)產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AlCl3法有污

42、染、腐蝕和需要氯資源的特點。但這項工藝缺點也是明顯的：工藝流程和反應相對繁長；一次性投入成本相對偏高；產物中副產物多導致苯乙烯的收率不高；相比于乙苯脫氫技術，各項消耗都比較大。</p><p>　　通過比較上述六種方法，可以看出方案（1）工藝流程簡單，工藝條件合理，生產成本低，最適合工業(yè)化生產，并且具有很高的經濟效益，所以最終確定按照方案（1）進行工藝設計，即魯姆斯法。其工藝特點和優(yōu)點如下：</p>

43、<p><b>　?。╝）成本減少：</b></p><p>　　苯乙烯裝置是在低蒸汽/油比下操作，因而可降低苯乙烯生產成本。</p><p><b>　?。╞）操作容易：</b></p><p>　　利用該技術的工業(yè)化裝置已證明它具有很高的可靠性。工業(yè)設計的優(yōu)化和設備的良好設計可使操作無故障，從而可減少生產波

44、動和損失。</p><p>　　（c）催化劑壽命長：</p><p>　　根據操作經驗，脫氫催化劑的使用壽命是18～24個月。隨著乙苯裝置上催化劑壽命的延長，乙苯和苯乙烯裝置更換催化劑的停工時間也可適應盡量減少總停車時間的需求。</p><p><b>　?。╠）能量回收：</b></p><p>　　魯姆斯公司在苯乙烯

45、裝置上已實現了低品位能量（500大卡/公斤苯乙烯）的回收工藝，利用乙苯/苯乙烯蒸餾塔頂產物的冷凝熱來汽化乙苯和水的共沸物，并直接送至脫氫反應器，而不需要任何壓縮設備。</p><p><b>　　（e）生產安全：</b></p><p>　　一旦儀表系統(tǒng)發(fā)現有任何嚴重誤操作或故障時，脫氫反應的自動聯(lián)鎖系統(tǒng)即啟動，無需任何操作員工即可將裝置自動轉入安全操作狀態(tài)或安全停工

46、。</p><p>　　2.3 產品的發(fā)展前景</p><p>　　我國苯乙烯主要用于生產聚苯乙烯、ABS樹脂、SAN樹脂、不飽和聚酯樹脂、丁苯橡膠、丁苯膠乳以及苯乙烯系熱塑性彈性體等。2004年的消費結構為：55.6%用于生產聚苯乙烯, 11.6%用于生產ABS/SAN樹脂, 3.5%用于生產丁苯橡膠/丁苯膠乳, 7.3%用于生產不飽和聚酯樹脂, 2.6%用于生產苯乙烯系熱塑性彈性體,

47、19.4%用于生產農藥、醫(yī)藥和離子交換樹脂等其它產品。</p><p>　　總體上來看，我國對苯乙烯的需求量很大,而國內生產能力偏低,市場缺口較大,每年都需從國外進口大量的苯乙烯。作為其下游產品的聚苯乙烯、ABS樹脂的需求也不斷增加。開發(fā)苯乙烯生產工藝,有利于緩解國內市場供需緊張的矛盾。</p><p><b>　　3 物料衡算</b></p><

48、p>　　3.1 原料的物料衡算</p><p>　　主反應： 90% </p><p>　　副反應： 6%</p><p><b>　　4%</b></p><p>　　年產35000噸苯乙烯車間工藝設計</p><p>　　以

49、每年300天，7200小時計算，</p><p><b>　　。</b></p><p>　　設計裕度：年產量放大1.2倍，則</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》見表3-1</p><p>　　表3-1 物質常溫下屬性</p><p>　　表3-1 物質常溫下屬性</p>

50、<p>　　表3-2 反應器進料組成表</p><p>　　表3-3 反應器出料組成表</p><p>　　阻聚劑流量=（6580.77+5810+290.51+228.47）×0.03%=3.87kg/h</p><p>　　3.87÷184.11=0.0210kmol/h</p><p>　　設經油水分離器

51、油相損失不計。</p><p>　　3.2 乙苯塔T101物料衡算</p><p>　　苯乙烯聚合量=55.7903×10%=5.5790kmol/h</p><p>　　聚合物流量=5.5790÷5=1.1158kmol/h</p><p>　　則苯乙烯流量=50.2113kmol/h</p><p&

52、gt;　　50.2113×104.14=5229.00kg/h</p><p>　　焦油流量=1.1158×520.7=581.00kg/h</p><p>　　表3-4 T101進料組成表</p><p>　　塔頂乙苯收率99.8%，塔釜苯乙烯收率93%分離過程為清晰分割。</p><p>　　已知各組分的沸點（從低到高

53、）：苯<甲苯<乙苯<苯乙烯<阻聚劑<焦油。</p><p>　　則塔頂組分有苯、甲苯、乙苯、苯乙烯，塔釜為乙苯、苯乙烯、阻聚劑、焦油。設定為苯乙烯重關鍵組分，乙苯為輕關鍵組分。</p><p>　　表3-5 T101塔頂物料組成表</p><p>　　表3-6 T101塔釜物料組成表</p><p>　　3.3

54、苯乙烯塔T102物料衡算</p><p>　　塔頂苯乙烯收率99.9%，分離過程為清晰分割。</p><p>　　已知各組分的沸點（從低到高）：乙苯<苯乙烯<阻聚劑<焦油。</p><p>　　則塔頂組分有乙苯、苯乙烯、阻聚劑，塔釜為苯乙烯、阻聚劑、焦油。設定阻聚劑重關鍵組分，苯乙烯為輕關鍵組分。</p><p>　　表3-

55、7 T102塔頂物料組成表</p><p>　　表3-8 T102塔釜物料組成表</p><p><b>　　4 乙苯塔工藝計算</b></p><p>　　4.1 乙苯塔溫度計算</p><p>　　4.1.1 T101塔頂溫度計算</p><p>　　已知塔頂壓力為101.325KPa，氣相組

56、成見表4-1</p><p>　　表4-1 T101塔頂氣相組成</p><p>　　查《化工原理》下，P93 泡點溫度計算公式：</p><p><b>　　其中理想狀態(tài)下：</b></p><p>　　取溫度為120℃計算，塔頂各組分的氣相分壓見表4-2</p><p>　　表4-2 120

57、℃時塔頂氣相分壓</p><p>　　取溫度為130℃計算，塔頂各組分的氣相分壓表4-3</p><p>　　表4-3 130℃時塔頂各組分分壓</p><p>　　表4-3 130℃時塔頂各組分分壓</p><p>　　數據來源于《石油化工基礎數據手冊》</p><p>　　因為yi/Ki=1介于120℃和130℃之

58、間</p><p>　　假設各物質在120℃-130℃的飽和蒸汽壓隨溫度變化為線性變化（內插法）</p><p>　　則1℃對應于Kixi的變化為：（1.0148－0.7705）÷10=0.02443</p><p>　　所以相對于120℃而言溫度變化為：（1－0.7705）÷0.02443=9.4</p><p>　　塔

59、頂溫度TD=120＋9.4=129.4</p><p>　　4.1.2 T101塔釜溫度計算</p><p>　　本次設計中，為了便于計算，采用多設計一塊理論板，而不再將再沸器看做一塊理論板計算，即假定再沸器只提供熱量使液體氣化，而不再改變相平衡。已知塔釜壓力為101.325KPa，氣相組成見表4-4</p><p>　　表4-4 T101塔釜氣相組成</p&

60、gt;<p>　　查《化工原理》下，P93露點溫度的計算公式：</p><p>　　取溫度為220℃計算,各組分yi見表4-5</p><p>　　表4-5 220℃時塔釜各組分yi</p><p>　　取溫度為230℃計算，各組分xi見表4-6</p><p>　　表4-6 230℃時塔釜各組分xi</p>&l

61、t;p>　　因為yi/Ki=1介于220℃和230℃之間</p><p>　　假設各物質220℃-230℃的飽和蒸汽壓隨溫度變化為線性變化（內插法）</p><p>　　則1℃對應于yi/Ki的變化為：(1.1332－0.7958)÷10=0.03374</p><p>　　所以相對于220℃而言溫度變化為：(1.1332－1)÷0.033

62、74=4.0</p><p>　　塔釜溫度Tw=220＋4.0=224.0</p><p>　　4.2 回流比的計算</p><p>　　塔頂TD=129.4℃，通過內插法計算塔頂各組分的飽和蒸汽壓，</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》</p><p>　　T101塔頂T=129.4℃時各組分的相對揮發(fā)度見

63、表4-7</p><p>　　表4-7 T101塔頂各組分的相對揮發(fā)度</p><p>　　其中，相對揮發(fā)度均為相對于重關鍵組分苯乙烯而言的</p><p>　　例如：ɑ苯=374.810÷65.523=5.72</p><p>　　同理T101塔釜T=224.0℃時各組分的相對揮發(fā)度，見表4-8</p><p&

64、gt;　　表4-8 T101塔釜各組分的相對揮發(fā)度</p><p>　　表4-8 T101塔釜各組分的相對揮發(fā)度</p><p>　　全塔乙苯的相對揮發(fā)度ɑ乙苯==1.27</p><p>　　所以對于全塔而言相對揮發(fā)度見表4-9</p><p>　　表4-9 T101全塔相對揮發(fā)度</p><p>　　參考《化工原理

65、》下P96的最小回流比的計算公式：</p><p>　　其中進料狀態(tài)取為泡點進料，所以q=1</p><p>　　取不同的θ值代入公式（1）用excel表格進行試差計算，見表4-10</p><p>　　表4-10 θ值的試差計算</p><p>　　表4-10 θ值的試差計算</p><p>　　所以θ=1.1040

66、，代入公式（2）中</p><p>　　取回流比為最小回流比的1.52倍作為回流比</p><p>　　4.3 理論板的計算</p><p>　　參考《化工原理》下，P97理論板數的捷算公式：</p><p>　　其中，l代表輕關鍵組分，h代表重關鍵組分</p><p><b>　　代入數據</b>

67、;</p><p>　　查《化工原理》下，P74吉利蘭關聯(lián)圖（圖9-35）</p><p><b>　　N=60</b></p><p>　　所以理論板取為60塊板</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》，在塔頂T=129.4℃時</p><p>　　uL=0.243×0.864

68、3＋0.253×0.0491＋0.199×0.0520＋0.214×0.0346=0.240mPa·s</p><p>　　同理，在塔釜T=224℃時</p><p>　　uL=0.141×0.0026＋0.163×0.9737＋1.698×0.0233＋0.198×0.0004=0.199mPa·s

69、</p><p>　　所以，全塔粘度mP·s</p><p>　　查《化工原理》下冊，P118，圖10-19精餾塔全塔效率關聯(lián)圖得，</p><p><b>　　=0.56</b></p><p><b>　　實際板數：塊</b></p><p>　　取塔板數N=1

70、08塊</p><p>　　4.4 加料板位置的確定</p><p>　　查《化工原理》下，P98</p><p>　　代入數據得 Nminl=10.76</p><p><b>　　又因為</b></p><p><b>　　所以Nl=18.6</b></p>

71、;<p><b>　　加料板取為第19塊</b></p><p>　　實際：，即進料板為第34塊板。</p><p><b>　　4.5 塔徑的計算</b></p><p>　　4.5.1 進料溫度的計算</p><p>　　根據工藝要求，進料選取進料為常壓下的泡點進料，參考《化工原理

72、》下，P92的泡點溫度計算公式：</p><p>　　通過試差計算，進料溫度為135.1℃。</p><p>　　4.5.2 計算塔頂的物質物性</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》得，塔頂在T=129.4℃下的物性見表4-11</p><p>　　表4-11 塔頂各組分的物性</p><p>　　甲醇塔塔頂

73、的平均相對分子質量MD</p><p>　　MD=106.16×0.8643+104.14×0.0491＋78.11×0.0520+92.14×0.0346=104.12g/mol</p><p><b>　　塔頂的氣相密度PV</b></p><p>　　塔頂的液相密度PL、</p>&l

74、t;p>　　PL=（0.7672×0.8643＋0.8108×0.0491＋0.7574×0.052+0.7601×0.0346）×1000=768.58kg/m3</p><p><b>　　塔頂的液體粘度uL</b></p><p>　　uL=0.243×0.8643＋0.253×0.04

75、91＋0.199×0.0520＋0.214×0.0346=0.240mPa·s</p><p><b>　　塔頂的氣體流量WV</b></p><p>　　V=(R+1)D=(8+1)×71.5789=644.2101kmol/h</p><p>　　WV=V×MD=644.2101×

76、104.12=67075.15kg/h</p><p><b>　　塔頂的液體流量WL</b></p><p>　　L=RD=8×71.5789=572.6312kmol/h</p><p>　　WL=L×MD=572.6312×104.12=59622.36kg/h</p><p>　　塔

77、頂的物質性質匯總，見表4-12</p><p>　　表4-12 塔頂物質性質匯總</p><p>　　4.5.3 計算塔釜的物質物性</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》得，塔釜在T=224℃下的物性見表4-13</p><p>　　表4-13 塔釜各物質的物性</p><p>　　甲醇塔塔釜的平均相對分子質

78、量MW</p><p>　　MW=106.16×0.0026＋104.14×0.9737＋184.11×0.0004＋520.7×0.0233=113.88g/mol</p><p><b>　　塔釜的氣相密度PV</b></p><p>　　塔釜的液相密度PL、</p><p>

79、　　PL=(0.6631×0.0026+0.7119×0.9737+0.9547×0.0233＋0.7240×0.0004）×1000=717.50kg/m3</p><p><b>　　塔釜的液體粘度uL</b></p><p>　　uL=0.141×0.0026＋0.163×0.9737＋1.6

80、98×0.0233＋0.198×0.0004=0.199mPa·s</p><p><b>　　塔釜的氣體流量WV</b></p><p>　　V'=(R+1)D=(8+1)×71.5789=644.2101kmol/h</p><p>　　WV=V'×MW=644.2101&#

81、215;113.88=73362.65kg/h</p><p><b>　　塔釜的液體流量WL</b></p><p>　　L'=RD+F=8×71.5789+119.5362=692.1674kmol/h</p><p>　　WL=L'×113.88=692.1674×113.88=78824.0

82、2kg/h</p><p>　　8.96×0.0026＋10.88×0.9737＋16.94×0.0233+10.89×0.0004=11.02</p><p>　　塔釜的物質性質匯總，見表4-14</p><p>　　表4-14 塔釜的物質性質匯總</p><p>　　4.5.4 全塔的物質物性<

83、;/p><p><b>　　全塔的氣相密度</b></p><p><b>　　全塔的液相密度</b></p><p><b>　　全塔的液體粘度</b></p><p><b>　　全塔的氣體流量</b></p><p><b&

84、gt;　　全塔的液體流量</b></p><p>　　全塔的物質性質匯總，見表4-15</p><p>　　表4-15 全塔的物質性質匯總</p><p>　　4.5.5 空塔氣速計算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　取板間距HT=0.45</p><

85、p>　　查《化工原理》下冊P129圖10-42，得 =0.081 </p><p>　　取泛點百分率為0.8，則空塔氣速為</p><p>　　=0.80.8×1.20=0.96m∕s</p><p>　　單流塔板取堰長lw=0.7D</p><p>　　查《化工原理》下冊P127圖10-40弓形降液管的寬度與面

86、積</p><p><b>　　D=m</b></p><p>　　按標準塔徑園整后為 D=3.0m</p><p><b>　　塔截面積為 </b></p><p><b>　　溢流管面積</b></p><p><b>　　氣體通過有

87、效面積</b></p><p>　　un=6.5674÷6.465=1.016m/s</p><p><b>　　校驗實際泛點百分率</b></p><p>　　4.5.6 塔高計算</p><p>　　-實際塔板數 -人孔數</p><p>　　-塔頂空

88、間高度 -設人孔處的板間距</p><p>　　-進料板處板間距 -塔底空間高度</p><p>　　-封頭 -裙座</p><p>　　N=108 S=19</p><p><b>　　取 </b></p><p><b&g

89、t;　　塔體總高：</b></p><p>　　4.6 流體力學校核</p><p><b>　　取堰長</b></p><p><b>　　出口堰高</b></p><p><b>　　降液管底隙高度</b></p><p><b&g

90、t;　　篩孔孔間距</b></p><p>　　參考《化工原理》下P128式10-24</p><p><b>　　開孔率</b></p><p><b>　　篩孔數</b></p><p><b>　　篩孔氣速</b></p><p>　　

91、4.6.1 板壓降校核</p><p><b>　　干板壓降</b></p><p>　　取板厚δ=3mm δ/=3/6=0.5</p><p>　　查《化工原理》下冊P132圖10-45得=0.74</p><p>　　u0=10.08m/s</p><p><b>　　所以&

92、lt;/b></p><p><b>　?。╞）板上液層阻力</b></p><p>　　參考《化工原理》下冊P132式10-31</p><p>　　參考《化工原理》下冊P133式10-34</p><p>　　查《化工原理》下冊P134圖10-48得E=1.03</p><p><

93、b>　　所以m</b></p><p>　　查《化工原理》下冊圖10-46得液層充氣系數=0.58</p><p><b>　　板壓降</b></p><p>　　本設計為常壓塔，對板壓降無特殊要求，所以合適</p><p>　　4.6.2 液沫夾帶量的校核</p><p>　　

94、參考《化工原理課程設計》P113式3-36</p><p>　?。阂耗瓓A帶量（kg液/kg氣）</p><p>　?。核迳瞎呐輰拥母叨?lt;/p><p><b>　　根據經驗，</b></p><p><b>　　滿足要求</b></p><p>　　4.6.3 溢流液泛條件

95、校核</p><p>　　參考《化工原理》下P133式10-33</p><p>　?。喊l(fā)泡系數，一般物系中=0.5</p><p>　　參考《化工原理》下P111式10-8</p><p>　　降液管內的清液高度為</p><p>　　已知 </p><p>　　參考《化工原理

96、》下P134式10-38</p><p><b>　　降液管阻力</b></p><p>　　滿足條件，不會發(fā)生溢流液泛</p><p>　　4.6.4 液體在降液管內停留時間的校核</p><p>　　參考《化工原理》下P134式10-39</p><p>　　滿足條件，不會發(fā)生嚴重的氣泡夾帶&

97、lt;/p><p>　　4.6.5 漏液點校核</p><p>　　參考《化工原理課程設計》P114式3-34</p><p><b>　　、</b></p><p>　　參考《化工原理課程設計》P114式3-38</p><p><b>　　實際孔速</b></p>

98、<p><b>　　穩(wěn)定系數</b></p><p>　　表明塔板具有足夠的彈性。</p><p><b>　　5 苯乙烯塔工藝</b></p><p>　　5.1 苯乙烯塔溫度的計算</p><p>　　5.1.1 T102塔頂溫度計計算</p><p>　　

99、已知塔頂壓力為101.325KPa，氣相組成見表5-1</p><p>　　表5-1 T102塔頂氣相組成</p><p>　　取溫度為140℃計算，塔頂各組分的氣相分壓見表5-2</p><p>　　表5-2 140℃時塔頂氣相分壓</p><p>　　取溫度為150℃計算，塔頂各組分的氣相分壓表5-3</p><p&

100、gt;　　表5-3 150℃時塔頂各組分分壓</p><p>　　數據來源于《石油化工基礎數據手冊》</p><p>　　因為yi/Ki=1介于140℃和150℃之間</p><p>　　假設各物質在140℃-150℃的飽和蒸汽壓隨溫度變化為線性變化（內插法）</p><p>　　則1℃對應于Kixi的變化為：（1.1342－0.8702）&

101、#247;10=0.0264</p><p>　　所以相對于140℃而言溫度變化為：（1－0.8702）÷0.0264=4.9</p><p>　　塔頂溫度TD=140＋4.9=144.9</p><p>　　5.1.2 T102塔釜溫度計算</p><p>　　本次設計中，為了便于計算，采用多設計一塊理論板，而不再將再沸器看做一塊

102、理論板計算，即假定再沸器只提供熱量使液體氣化，而不再改變相平衡。</p><p>　　已知塔釜壓力為101.325KPa，氣相組成見表5-4</p><p>　　表5-4 T102塔釜氣相組成</p><p>　　取溫度為330℃計算,各組分xi見表5-5</p><p>　　表5-5 330℃時塔釜各組分xi</p><

103、p>　　取溫度為340℃計算，各組分xi見表5-6</p><p>　　表5-6 340℃時塔釜各組分xi</p><p>　　因為yi/Ki=1介于330℃和340℃之間</p><p>　　假設各物質在330℃-340℃的飽和蒸汽壓隨溫度變化為線性變化（內插法）</p><p>　　則1℃對應于yi/Ki的變化為：(1.1018－0

104、.8620)÷10=0.02398</p><p>　　所以相對于330℃而言溫度變化為：(1.1018－1)÷0.02398=4.3</p><p>　　塔釜溫度Tw=330＋4.3=334.3</p><p>　　5.2 回流比的計算</p><p>　　塔頂TD=144.9℃，通過內插法計算塔頂各組分的飽和蒸汽壓，&

105、lt;/p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》</p><p>　　T102塔頂T=144.9℃時各組分的相對揮發(fā)度見表5-7</p><p>　　表5-7 T102塔頂各組分的相對揮發(fā)度</p><p>　　T102塔釜T=334.3℃時各組分的相對揮發(fā)度，見表5-8</p><p>　　表5-8 T102塔釜各組分

106、的相對揮發(fā)度</p><p>　　全塔乙苯的相對揮發(fā)度ɑ苯乙烯==3.70</p><p>　　所以對于全塔而言相對揮發(fā)度見表5-9</p><p>　　表5-9 T102全塔相對揮發(fā)度</p><p>　　參考《化工原理》下P96的最小回流比的計算公式：</p><p>　　其中進料狀態(tài)取為泡點進料，所以q=1<

107、;/p><p>　　取不同的θ值代入公式（1）用excel表格進行試差計算，見表5-10</p><p>　　表5-10 θ值的試差計算</p><p>　　所以θ=1.0003，代入公式（2）中</p><p>　　取回流比為最小回流比的1.9倍作為回流比</p><p>　　5.3 理論板的計算</p>

108、<p>　　參考《化工原理》下，P97理論板數的捷算公式：</p><p>　　其中，l代表輕關鍵組分，h代表重關鍵組分</p><p><b>　　代入數據</b></p><p>　　查《化工原理》下，P74</p><p>　　所以理論板的計算公式為：</p><p><b&

109、gt;　　代入數據</b></p><p><b>　　N=13.9</b></p><p>　　所以理論板取為14塊板</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》，在塔頂144.9℃時塔頂的液體粘度uL</p><p>　　uL=0.22×0.0027＋0.244×0.9972＋0.

110、42×0.0001=0.244mPa*s</p><p>　　同理，在塔釜148.26℃時塔釜的液體粘度uL</p><p>　　uL=0.075×0.0762＋0.505×0.9107＋0.096×0.0131=0.467mPa*s</p><p>　　所以，全塔粘度mP·s</p><p>

111、;　　查《化工原理》下冊，P118，圖10-19精餾塔全塔效率關聯(lián)圖得，</p><p><b>　　=46%</b></p><p><b>　　實際板數：塊</b></p><p><b>　　取塔板數N=31塊</b></p><p>　　5.4 加料板位置的確定<

112、/p><p>　　查《化工原理》下，P98</p><p>　　代入數據得 Nminl=1.08</p><p><b>　　又因為</b></p><p><b>　　所以Nl=3.62</b></p><p>　　理論加料板取為第4塊</p><p&g

113、t;　　實際：，即進料板為第8塊板。</p><p><b>　　5.5 塔徑的計算</b></p><p>　　5.5.1 進料溫度的計算</p><p>　　根據工藝要求，進料選取進料為常壓下的泡點進料，參考《化工原理》下，P92的泡點溫度計算公式：</p><p>　　通過試差計算，進料溫度為145.9℃。<

114、/p><p>　　5.5.2 計算塔頂的物質物性</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》</p><p>　　塔頂在T=144.9℃下的物性見表5-11</p><p>　　表5-11 塔頂各組分的物性</p><p>　　塔頂的平均相對分子質量MD</p><p>　　MD=106.16&

115、#215;0.0027+104.14×0.9972＋184.11×0.0001=104.15g/mol</p><p><b>　　塔頂的氣相密度PV</b></p><p>　　塔頂的液相密度PL、</p><p>　　PL=（0.7518×0.0027＋0.7960×0.9972＋0.8076

116、5;0.0001）×1000=795.88kg/m3</p><p><b>　　塔頂的液體粘度uL</b></p><p>　　uL=0.22×0.0027＋0.244×0.9972＋0.42×0.0001=0.244mPa*s</p><p><b>　　塔頂的氣體流量WV</b>

117、;</p><p>　　V=(R+1)D=(0.07+1)×46.7321=50.0033kmol/h</p><p>　　WV=V×MD=50.0033×104.15=5207.84kg/h</p><p><b>　　塔頂的液體流量WL</b></p><p>　　L=RD=0.07&#

118、215;46.7321=3.2712kmol/h</p><p>　　WL=L×MD=3.2712×104.15=340.70kg/h</p><p>　　16.04×0.0027＋18.30×0.9972＋17.22×0.0001=18.29</p><p>　　塔頂的物質性質匯總，見表5-12</p>

119、<p>　　表5-12 塔頂物質性質匯總</p><p>　　5.5.3 計算塔釜的物質物性</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》得，塔釜在T=334.3℃下的物性見表5-13</p><p>　　表5-13 塔釜各物質的物性</p><p>　　塔釜的平均相對分子質量MW</p><p>　　

120、MW=104.14×0.0762＋520.7×0.9107＋184.11×0.0131=484.55g/mol</p><p><b>　　塔釜的氣相密度PV</b></p><p>　　塔釜的液相密度PL、</p><p>　　PL=(0.546×0.0762+0.8469×0.9107+0.

121、5667×0.0131）×1000=820.30kg/m3</p><p><b>　　塔釜的液體粘度uL</b></p><p>　　uL=0.075×0.0762＋0.505×0.9107＋0.096×0.0131=0.467mPa*s</p><p><b>　　塔釜的氣體流量W

122、V</b></p><p>　　V'=(R+1)D=(0.07+1)×46.7321=50.0033kmol/h</p><p>　　WV=V'×MW=50.0033×484.55=24229.10kg/h</p><p><b>　　塔釜的液體流量WL</b></p>&

123、lt;p>　　L'=RD+F=0.07×46.7321+47.9573=51.2285kmol/h</p><p>　　ML=L'×484.55=51.2285×484.55=24822.77kg/h</p><p>　　2.15×0.0762＋10.03×0.9107＋3.10×0.0131=9.34mN/

124、m</p><p>　　塔釜的物質性質匯總，見表5-14</p><p>　　表5-14 塔釜的物質性質匯總</p><p>　　5.5.4 全塔的物質物性</p><p><b>　　全塔的氣相密度</b></p><p><b>　　全塔的液相密度</b></p&g

125、t;<p><b>　　全塔的液體粘度</b></p><p><b>　　全塔的氣體流量</b></p><p><b>　　全塔的液體流量</b></p><p>　　全塔的物質性質匯總，見表5-15</p><p>　　表5-15 全塔的物質性質匯總<

126、/p><p>　　5.5.5 空塔氣速計算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　取板間距HT=0.45，查《化工原理》下冊P129圖10-42，得 =0.08</p><p><b>　　mN/m</b></p><p>　　取泛點百分率為0.8</p>

127、<p>　　單流塔板取堰長lw=0.7D</p><p>　　查《化工原理》下冊P127圖10-40弓形降液管的寬度與面積</p><p>　　按標準塔徑園整后為 D=1.2m</p><p><b>　　塔板面積 </b></p><p><b>　　溢流管面積 </b><

128、/p><p><b>　　氣體通過有效面積</b></p><p>　　根據氣體通過面積計算流速</p><p>　　校驗實際泛點百分率 </p><p>　　5.5.6 塔高計算</p><p>　　-實際塔板數 -人孔數</p><p>　　-塔頂空間高

129、度 -設人孔處的板間距</p><p>　　-進料板處板間距 -塔頂空間高度</p><p>　　-封頭 -裙座</p><p>　　N=31 S=5</p><p><b>　　取 </b></p><p><b>　　

130、塔體總高：</b></p><p><b>　　6 能量衡算</b></p><p>　　6.1 反應器R101的熱負荷</p><p>　　以25℃為基準，進料溫度為600℃。</p><p>　　查《石油化工基礎數據手冊》、《物理化學（下）》進料各物質的屬性，見表6-1</p><p&

131、gt;　　表6-1 各組分的比熱容</p><p><b>　　原料帶入熱量：</b></p><p><b>　　產品帶出熱量：</b></p><p>　　主反應：C6H5CH2CH3 →C6H5C2H3+ H2 117.8kJ/mol</p><p>　　副反應: C6