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1、 第1章 引言 1.1 苯乙烯性质和用途 苯乙烯，分子式，结构式,是不饱和芳烃最简单、最关键组员，广泛用作生产塑料和合成橡胶原料。如结晶型苯乙烯、橡胶改性抗冲聚苯乙烯、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯三聚体（ABS）、苯乙烯-丙烯腈共聚体（SAN）、苯乙烯-顺丁烯二酸酐共聚体（SMA）和丁苯橡胶(SBR)。苯乙烯（SM）是含有饱和侧链一个简单芳烃，是基础有机化工关键产品之一。苯乙烯为无色透明液体，常温下含有辛辣香味，易燃。苯乙烯难溶于水，25℃时其溶解度为0.066%。苯乙烯溶于甲醇、乙醇、乙醚等溶剂中。 苯乙烯在空气中许可浓度为0.1ml/L。浓度过高、接触时间过长则对人体有一定危害。苯乙烯
2、在高温下轻易裂解和燃烧。苯乙烯蒸汽和空气混合能形成爆炸性混合物，其爆炸范围为1.1～6.01%（体积分数）。 苯乙烯（SM）含有乙烯基烯烃性质，反应性能极强，苯乙烯暴露于空气中，易被氧化而成为醛及酮类。苯乙烯从结构上看是不对称替换物，乙烯基因带有极性而易于聚合。在高于100℃时即进行聚合，甚至在室温下也可产生缓慢聚合。所以，苯乙烯单体在贮存和运输中全部必需加入阻聚剂，并注意用惰性气体密封，不使其和空气接触。 苯乙烯（SM）是合成高分子工业关键单体，它不仅能自聚为聚苯乙烯树脂，也易和丙烯腈共聚为AS塑料，和丁二烯共聚为丁苯橡胶，和丁二烯、丙烯腈共聚为ABS塑料，还能和顺丁烯二酸酐、乙二醇、邻
3、苯二甲酸酐等共聚成聚酯树脂等。由苯乙烯共聚塑料可加工成为多种日常生活用具和工程塑料，用途极为广泛。现在，其生产总量三分之二用于生产聚苯乙烯，三分之一用于生产多种塑料和橡胶。世界苯乙烯生产能力在1996年已达1900万吨，现在全世界苯乙烯产能约为2150～2250万吨。 1.2 原料关键性质和用途 1.2.1 乙苯关键性质 乙苯是无色液体，含有芳香气味，可溶于乙醇、苯、四氯化碳和乙醚，几乎不溶于水，易燃易爆，对皮肤、眼睛、粘膜有刺激性，在空气中最大许可浓度为100PPM。乙苯侧链易被氧化，氧化产物随氧化剂强弱及反应条件不一样而异。在强氧化剂（如高锰酸钾）或催化剂作用下，用空气或氧气
4、氧化，生成苯甲酸；若用缓解氧化剂或温和反应条件氧化，则生成苯乙酮。 表1.1 乙苯其它性质 序号 常数名称 计量单位 常数值 备注 1 分子量 106.16 2 液体比重 0.882 0℃ 3 沸点 ℃ 136.2 101325Pa 4 熔点 ℃ -94.4 101325Pa 5 液体热容量 kJ/（kg K） 1.754 298.15K 6 蒸汽热容量 Kcal/（kg K） 0.285 27℃ 7 蒸发烧 kJ /mol 35.59 正常沸点下 8 液体粘度 104kgSee/M2 0.679
5、 20℃ 9 生成热 Kcal/mol 2.98 20℃ 10 在水中溶解度 11 燃烧热 Kcal/mol 1101.1 气体 12 闪点 ℃ 15 13 自然点 ℃ 553.0 14 爆炸范围 %(体积) 2.3～7.4 1.2.2 乙苯关键用途 乙苯是一个关键中间体，关键用来生产苯乙烯，其次用作溶剂、稀释剂和用于生产二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同时它又是制药工业关键原料。 1.3 苯乙烯常见生产方法 1.3.1 环球化学∕鲁姆斯法 以乙苯为原料，采取脱氢反应器，由开始单级轴向反应器，中间经历开发了双级轴
6、向反应器到双径向反应器再到双级径向反应器多种组合优化多个反应器；反应器操作压力有开始正压发展到今天负压；汽油比有开始2.5:1发展到今天1.3：1；蒸汽消耗由开始10kg∕kgSM发展到今天4kg∕kgSM。UOP∕LummusClassic SM步骤中乙苯脱氢工艺装置关键有蒸汽过热炉、绝热型反应器、热回收器、气体压缩机和乙苯∕苯乙烯分离塔。过热炉将蒸汽过热至800℃而作为热引入反应器。乙苯脱氢工艺操作条件为550～650℃，常压或减压，蒸汽∕乙苯质量比为1.0～2.5。 图1.1 UOP∕LummusClassic SM工艺步骤 UOP∕Lummus“SMART”
7、 SM工艺是在Classic SM工艺基础上发展一项新工艺，即在工艺Classic SM工艺脱氢反应中引入了部分氧化技术。可提升乙苯单程转化率达80%以上。 “SMART”技术优点在于，经过提升乙苯转化率， 降低了未转化乙苯循环返回量，使装置生产能力提升，降低了分离部分能耗和单耗；以氢氧化热量替换中间换热，节省了能量；甲苯生成需要氢，移除氢后降低了副反应发生；采取氧化中间加热，由反应物流或热泵回收潜热，提升了能量效率，降低了动力费用，所以经济性显著优于传统工艺。该技术可用于原生产装置改造，改造轻易且费用较低。现在采取“SMART”工艺SM装置有3套在运行。 图1.2 Lumm
8、usSMART乙苯脱氢工艺步骤图 表1.1“SMART”和 Classic比较 反应条件和结果 Classic “SMART”工艺 苯乙烯选择性∕% 95.6 95.6 乙苯转化率∕% 69.8 85 水比 1.7 1.3 蒸汽∕苯乙烯∕t∕t 2.3 1.3 燃烧油∕苯乙烯∕kg∕t 114.0 69.0 1.3.2 Fina∕Badger法 Badger工艺采取绝热脱氢，蒸汽提供脱氢需要热量并降低进料中乙苯分压和抑制结焦。蒸汽过热至800～900℃，和预热乙苯混合再经过催化剂，反应温度为650℃，压力为负压，蒸汽∕乙苯比为1.5%～2.2%
9、 图1.3 Fina∕Badger法乙苯脱氢工艺生产步骤示意图 1.3.3 巴斯夫法 巴斯夫法工艺特点是用烟道气加热方法提供反应热，这是和绝热反应最大不一样。其步骤以下图所表示： 图1.4 巴斯夫法工艺步骤示意图 1.3.4 Halcon法 Halcon法又称PO－SM联产法。Halcon法企业开发，于1973年在西班牙实现工业化。反应过程中乙苯在液相反应器中用氧化成过氧化物，反应条件为压力0.35MPa，温度141℃，停留时间4h，生成乙苯过氧化物经提浓度到17%后，进入环氧化工序。环氧化温度为110℃、压力为4.05MPa。环氧化反应液经蒸馏得环氧丙烷。环
10、氧化另一产物甲基苄醇在260℃、常压下脱水得苯乙烯。反应步骤图4所表示。 1-过氧化塔；2-提液塔；3-环氧化塔；4，5-分离塔；6-环氧丙烷提浓塔； 7-甲基苄酯脱水塔；8-苯乙烯提浓塔；9-苯乙酮加氢器 图1.5 Halcon法工艺步骤示意图 1.3.5 裂解汽油萃取分离法 日本日本东丽企业开发了Stex法裂解汽油萃取分离苯乙烯技术，同时还开发了专用萃取剂，可分离出纯度大于99.7%苯乙烯，同时可生产对二甲苯，并降低裂解汽油加氢负荷，生产成本仅为乙苯脱氢法二分之一。 1.3.6 环氧丙烷联产法 环氧烷联产法是先将乙苯氧化成乙苯氢过氧化物，再使之在Mo、W催
11、化剂存在下和丙烯反应生成环氧丙烷和－苯乙醇，后者脱水可得到苯乙烯。其优点是克服了法有污染、腐蚀和需要氯资源特点；缺点是步骤长、投资大，对原料质量要求较高，操作条件严格，联产品多，每吨苯乙烯联产0.45t左右环氧丙烷，所以不宜建中小型装置。现在世界上拥有该技术有阿尔科化学、壳牌和德士古化学。 第2章 生产工艺说明 2.1 本工艺设计说明 2.1.1 生产任务 年产50万吨精苯乙烯，纯度≥99.8%。 2.1.2 生产方法 采取低活性、高选择性催化剂，参考鲁姆斯(Lummus)企业生产苯乙烯技术，以乙苯脱氢法生产苯乙烯。鲁姆斯(Lummus)企业经典苯乙烯单体生产工艺技术含
12、有深度减压，绝热乙苯脱氢工艺。 鲁姆斯（UOP∕Lummus）经典苯乙烯单体生产工艺是全世界生产苯乙烯（SM）单体中最成熟和有效技术，自1970年实现工业化以来，现在大约有55套装置在运转。 乙苯(EB)脱氢是在蒸汽存在下，利用蒸汽来使并维持催化剂处于合适氧化状态。蒸汽既加热反应进料、降低吸热反应温度降，同时蒸汽也降低产品分压使反应平衡向着苯乙烯(SM)方向进行，且又能够连续去除积炭以维持催化剂一定活性。 高温、高压蒸汽稀释和低反应系统压力能提供良好反应平衡曲线，对乙苯(EB)转化为苯乙烯(SM)有利，在有两个绝热反应器工业生产装置中，乙苯(EB)总转化率可达成70%～85%。新鲜乙苯和
13、循环乙苯先和一部分蒸汽混合，然后在一个用火加热蒸汽过热器内进行过热，再和过热蒸汽相混合，在一个两段、绝热径向催化反应系统内进行脱氢。热反应产物在一个热交换器内冷却以回收热量并冷凝。不凝气（关键是氢气）压缩后，经回收烃类后再用作蒸汽过热器燃料，而冷凝液体分为冷凝水和脱水有机混合物（DM）。 在脱水有机混合物(DM)（苯乙烯、未反应乙苯、苯、甲苯和少许高沸物）中加入一个不含硫阻聚剂(NSI)以降低聚合而损失苯乙烯（SM）单体，然后在乙苯/苯乙烯单体（EB/SM）分馏塔进行分离，塔顶轻组分(EB及轻组分(苯/甲苯)从塔顶取得)去乙苯分离塔，从而从乙苯分离出苯和甲苯，回收乙苯返回脱氢反应器原料中。E
14、B/SM塔底物（苯乙烯单体和高沸物）在最终苯乙烯分馏塔内进行分馏，塔顶产品即为苯乙烯（SM）单体产品，少许塔底焦油用作蒸汽过热器燃料，蒸汽过热器所需大部分燃料来自脱氢废气和苯乙烯焦油。 2.1.3 生产控制参数及具体操作 1 投料配比 水蒸气:乙苯=3:1（质量比） 2 温度、压强和时间 脱氢温度控制在600℃左右，负压； 多塔分离控制在常温，常压。 3 具体操作 在脱氢反应器600℃条件下，加入定量水蒸气、乙苯和氧气混合气体，反应完全后；通到冷凝器进行冷凝、降温；输送到气体压缩机油水分离器将有机相和无机相分离，保持恒温20℃左右；和阻聚剂一起加到粗馏塔中，初步分离，塔顶为
15、乙苯、苯和甲苯，塔底为苯乙烯、焦油；将其送至乙苯塔和苯乙烯精制塔， 乙苯塔分离出乙苯和甲苯、苯，把乙苯送回脱氢反应器，还将甲苯和苯送到苯∕甲苯塔分离，分离出甲苯和苯。生产工艺步骤见Lummus“SMART”乙苯脱氢工艺步骤图。 图2.1 LummusSMART乙苯脱氢工艺步骤图 2.2 生产工艺反应历程 2.2.1 反应方程式 催化剂 C2H5 CH=CH2 + H2 500～600℃ 除脱氢反应外，同时发生一系列副反应，副产物甲苯、甲烷、乙烷、焦油等；
16、 为了降低在催化剂上结炭，需要在反应器进料中加入高温水蒸气，从而发生下述反应： 脱氢反应式1mol乙苯生成2mol产品（苯乙烯和氢气），所以加入蒸气也可使苯乙烯在系统中分压降低，有利于提升乙苯转化率。催化剂以三氧化二铁为主，加上氧化铬、氧化铜、氧化钾等助催化剂涂于氧化铁或碳酸钾等载体上，投料比为水蒸气:乙苯=2～3:1（质量比），反应所得气体混合物经冷凝、油水分离、多塔分离和精制，制得苯乙烯。 2.2.2 生产过程 1 脱氢过程 在脱氢反应器中，苯乙烯产率和水蒸气用量和反应温度相关。水蒸气用量太少或反应温度太低，反应不完全，产
17、率低；水蒸气用量过多或反应温度过高，催化剂结炭而降低产率。将原料中水蒸气（按百分比过量）有利于反应向右移，也要严格控制反应温度。 2 冷凝过程 在冷凝器中，将脱氢反应产物冷凝，降低其温度。 3 油水分离过程 冷凝后，因反应中水蒸气变为水，经过气体压缩机和油水分离器，将有机相和水分离。 4 多塔分离过程 油水分离有机相进入粗馏塔，并加入阻聚剂预防苯乙烯聚合，还要进入乙苯塔、苯乙烯精馏塔、苯∕甲苯塔，将依次它们分离出来，把分离出来乙苯送回脱氢反应器，使其循环。 2.3 原料、产品及半成品 2.3.1 产品 化学名称：苯乙烯 英文名称：styr
18、ol 规 格：含量≥99.8% 分 子 量：104.15 沸 点：145.2℃ 熔 点：－30.6℃ 折 光 率：1.5439（25℃） 结 构 式： 2.3.2 原料 化学名称：乙苯 结构式： 分 子 量：106.16 沸 点：136.2℃ 折光指数：1.4959（25℃） 密 度：0.8671 2.3.3 半成品 乙苯经脱氢反应器反应后，反应生成物送乙苯—苯乙
19、烯塔分离成乙苯（苯和甲苯）及粗苯乙烯（带重组分及焦油）。 2.3.4 催化剂 催化剂以三氧化二铁为主，加上氧化铬、氧化铜、氧化钾等助催化剂涂于氧化铁或碳酸钾等载体上，使反应愈加好发生，有利于苯乙烯生成。 2.3.5 阻聚剂 在苯乙烯工艺中，需要阻聚剂有两个地方：一是苯乙烯精馏系统，二是苯乙烯产品贮存系统。在精馏塔中，苯乙烯处于120℃高温，阻聚剂关键用来预防聚合物生成；在苯乙烯贮存系统中，温度通常为20℃以下，聚合率较低，阻聚剂关键用途之一是预防苯乙烯氧化。因为温度存在着很大不一样，对阻聚剂要求也不一样，所以，在蒸馏塔中使用无硫阻聚剂（2、4-二硝基-邻-二-丁基酚（DNBP）俗称NS
20、I），在苯乙烯贮存系统中使用4-叔丁基邻苯二酚（TBC）。 2.4 生产方法选择 化工生产操作可分为全间歇、半间歇、连续和半连续四种：在全间歇操作中，整批物料投在一个设备单元中处理一定时间，然后整批输送到下一个工序；半间歇操作过程是间歇操作过程连续操作过程。全间歇和半间歇（统称间歇式操作）优点是设备简单，改变生产品种轻易；其缺点是原料消耗定额高，能量消耗大，劳动生产率低，产品质量不稳定。连续式操作，原料及能量消耗低，劳动生产率高，所以比较经济；但总投资较大，占地面积较大，通常单线生产能力为2～10万吨/年。半连续操作和连续操作相比设备费用较少，操作较简单，改变生产品种较轻易，但
21、产品质量不如连续操作稳定，和间歇操作相比，生产规模更大，劳动生产率也更高，用和较大规模品种生产，通常为1～2万吨/年。因为苯乙烯用量很大，需连续化大生产。采取连续式操作比较有利。 苯乙烯生产能力依据设计任务要求为年产50万吨。取年工作日为300天，则每昼夜生产能力为。每日生产能力一样为苯乙烯，这么规模采取连续操作是比较合理。 第3章 物料衡算 3.1 生产能力计算 依据设计任务，苯乙烯年生产能力为50万吨/年。开工因子=生产装置开工时间/年自然时间。为了充足利用设备，开工因子应取较大，靠近1，但又不能等于1。因为还要考虑到设备检修和开停车等情况。开工因子通常取为0.7～0.8。
22、整年365天，则年生产250～300天；所以除去季保养、月保养、修理、放假等总计65天，则年工作日为（365-65）天=300天。定天天生产为1批料，每小时生产为1班。 可知每批料生产能力为（500000×103/300）Kg/天=/天。以此作为物料衡算标准。 3.2 质量守恒定律 质量守恒定律是“进入一个系统全部物料量，必需等于离开这个系统全部物料量，再加上过程中损失量和在系统中累计量”。依据质量守恒定律，对研究系统做物料衡算，可用下式表示： 式中 —输入物料量总和； —离开物料量总和； —总损失量； —系统中积累量。 3.3 各设
23、备物料衡算 3.3.1进出脱氢反应器物料衡算 1 投料量计算 对连续生产可确定计算基准为Kg/批，则需计算每批产量及原料投料量。乙苯脱氢反应(见反应历程) 其中原料规格：乙苯（99.6%） 水蒸气（95%） 原料乙苯含甲苯0.02%、含苯0.014%，含焦油0.006%。原料水蒸气含5%杂质气体。 每批产苯乙烯：=1666.6Kg 投料比：水蒸气:乙苯 =3:1（质量比） 转化率：脱氢过程为90% 分离率：多塔分离过程为98% 每班理论投料乙苯量： =(1666.6/24××106.16)/(104.15×90%×98%×98%)=8.1884×K
24、g 每班理论投水蒸气量： =3×8.1884×=24.565×Kg 每批原料实际投入量：=(8.1884×/0.996)Kg=8.2213×Kg =(24.565×/0.95)Kg=25.585×Kg 杂质：=（25.585-24.565）×Kg+(8.2213-8.1884)×Kg=1.3259×Kg 催化剂量：=(25.585+8.2213)××0.3%Kg=1.3259×Kg 2 脱氢过程计算 转化率为：90% 苯乙烯产量=(8.1884××104.15×90%)/106.16Kg=7.23×Kg 氢气产量：=（8.1884××
25、90%×2）/106.15Kg=1.3885×Kg 氧气加入量：=（0.5×32×1.3885×）/2=1.1108×Kg 乙苯剩下量：=8.1884××（1－90%）=8.1884×Kg 生成水=(1.3885××18)/ 2=1.2496×Kg 进出脱氢反应器物料衡算见表3.1。 表3.1进出脱氢反应器物料衡算表（Kg/批） 输入 输出 序号 物料名称 质量Kg 序号 物料名称 质量Kg 1 乙苯（99.6%） 82213 1 乙苯（100%） 8188.4 2 水蒸汽（95%） 258580 2 水蒸汽 258580 3 氧气
26、11108 3 水蒸汽 12496 4 催化剂 1022.4 4 苯乙烯 72300 5 甲苯 169.1 6 苯 112 7 焦油 55 8 催化剂 1022.4 总计 352923 总计 352923 3.3.2 冷凝油水分离阶段物料衡算 脱氢结束后用冷凝器加以冷凝，除去水，温度必需控制在20℃左右 表3.2 进出冷凝油水分离器物料衡算表(Kg/批) 输入 输出 序号 物料名称 质量Kg 序号 物料名称 质量Kg 1 乙苯 8188.4 有机层 1
27、 乙苯 8188.4 2 苯乙烯 72300 2 苯乙烯 72300 3 甲苯 169.1 3 甲苯 169.1 4 苯 112 4 苯 112 5 焦油 55 5 焦油 55 6 水蒸汽 271076 无机层 6 水 271076 7 催化剂 1022.4 7 催化剂 1022.4 总计 352923 总计 352923 3.3.3 粗馏塔物料衡算 将有机相加入粗馏塔中进行分离，同时加入阻聚剂预防苯乙烯聚合。加入阻聚剂量为：（8188.4+72300+169.1+112+55）×0.3%=24
28、2.45Kg 表3.3粗馏塔物料衡算表(Kg/批) 输入 输出 序号 物料名称 质量Kg 物料名称 质量Kg 1 乙苯 8188.4 塔顶 乙苯 8188.4 2 苯乙烯 72300 甲苯 169.1 3 甲苯 169.1 苯 112 4 苯 112 塔底 苯乙烯 72300 5 焦油 55 焦油 55 6 阻聚剂 242.45 阻聚剂 242.45 总计 81066.95 总计 81066.95 3.3.4 乙苯塔物料衡算表 将粗馏塔塔顶物料加入到乙苯塔中，进行分离。 表3.4乙苯塔物料
29、衡算表 输入 输出 序号 物料名称 质量Kg 序号 物料名称 质量Kg 1 乙苯 8188.4 塔顶 甲苯 169.1 2 甲苯 169.1 苯 112 3 苯 112 4 塔底 乙苯 1637.68 总计 8469.5 总计 8469.5 3.3.5 苯乙烯精馏塔物料衡算 将粗馏塔塔底物料加到苯乙烯精馏塔中进行分离，深入浓缩苯乙烯浓度。 表3.5苯乙烯精馏塔物料衡算表 输入 输出 序号 物料名称 质量Kg 序号 物料名称 质量Kg 1 苯乙烯 72300 塔顶 苯乙烯 723
30、00 2 焦油 55 3 阻聚剂 242.45 塔底 焦油 55 阻聚剂 242.45 总计 72597.45 总计 72597.45 3.3.6 苯∕甲苯物料衡算 将乙苯塔塔顶物料送到苯∕甲苯塔中，进行分离。 表3.6苯∕甲苯塔物料衡算表 输入 输出 序号 物料名称 质量Kg 序号 物料名称 质量Kg 1 苯 112 塔顶 苯 112 2 甲苯 169.1 塔底 甲苯 169.1 总计 281.1 总计 281.1 3.4 物料步骤图 依据以上物料衡算，物料
31、步骤见图3.7（） 乙苯塔 苯乙烯精馏塔 粗馏塔 冷凝分离 脱氢反应 乙苯 82213 水蒸汽 258580 氧气 11108 催化剂 1022.4 乙苯 8188.4 苯乙烯 72300 甲苯 169.1 苯 112 焦油 55 水蒸汽 271076 催化剂 1022.4 乙苯 8188.4 苯乙烯 72300 甲苯 169.1 苯 112 焦油 55 阻聚剂242.45 乙苯 8188.4 甲苯 169.1 苯 112 苯∕甲
32、苯 甲苯 169.1 苯 112 苯乙烯 69436.9 焦油 55 图3.7 物料步骤图 第4章 热量衡算 4.1 能量守恒定律 热量衡算按能量守恒定律“在无轴功条件下，进入系统热量和离开热量应该平衡”，在实际中对传热设备衡算可由下式表示 （1—1） 式中：—所处理物料带入设备总热量； —加热剂或冷却剂和设备和物料传输热量（符号要求加热剂加入热量为“+”，冷却剂吸收热量为“-”），KJ； —过
33、程热效率，（符号要求过程放热为“+”；过程吸热为“-”）； —反应终止时物料焓（输出反应器物料焓）； —设备部件所消耗热量，KJ； —设备向四面散失热量，又称热损失,KJ； 热量衡算基准可和物料衡算相同，即对间歇生产能够以每日或每批处理物料基准。（计算传热面积热负荷必需以每小时作为基准，而该时间必需是稳定传热时间）热量衡算温度基准，通常要求25℃。 从（1—1）式中可得： (1—2) 式中各项可用以下计算方法 4.2 热量计算 4.2.1 和计算 和均能够用下式计算： 式中： —反应物体系中组分i质量，
34、Kg; —组分i在0—T℃时平均比热容，KJ/(Kg·℃)或KJ/(Kmol·℃); —反应物系反应前后温度，℃ =[(81884×1.738)+(245650×4.2)+(11108×3.5)]×373=45242.2KJ =[（8188.4×1.859）+（72300×1.555）+（169.1×1.834）+（112×3.5）+（55×1.828）]×333 =42774317.87KJ 4.2.2 计算 冷凝器带走热量=.9KJ 4.2.3 计算 设备向四面散失热量可用下式计算： 式中 A—设备散热铭记（㎡）； Tw—设备外表温度，
35、℃； T—环境介质温度，℃； θ—操作过程连续时间（s）； α—对流传质系数，W/(㎡·℃) 当空气做自然对流，散热层表面温度为50～350℃时，经计算得 =104.926 α=8+0.05Tw=8+0.05×60=11W/(㎡·℃) =104.926×11×(100-25)×3×3600× =934890.66KJ 4.2.4 过程效应热计算 过程效应热可分为两类，一类是化学过程热效应即化学反应热效应；另一类是物理过程热效应。物料经化学改变过程，除化学反应热效应外，往往伴伴随物料状态改变热效应，但本工艺步骤中物理过程热效应较低，可忽略不计，故过程热效
36、应可由下式表示： 式中 —化学反应热效应，KJ； —物理过程热效应，KJ；(可忽略不计) 可经过标准化学反应热计算： 式中 —标准化学反应热，KJ/mol； —参与化学反应A物质质量，Kg； —A物质分子量。 反应体系中各物质标准焓为： 乙苯（40.219KJ/mol） 苯（33.871 KJ/mol） 甲苯（18.029KJ/mol） =（33.871+18.029-40.219）KJ/mol=51.86KJ/mol ==(1000×72300×51.86/104.15)=36000748.9KJ 4.2.5 热负荷计算 =(427
37、74317.87+.9+934890.66)-（45242.2+36000748.9） =-68565255.67KJ 查手册得冷却水得为4.187KJ/(Kg·℃),则冷却水用量 = 68565255.67/[4.187×（60-25）]=467878.5Kg 4.3 热量衡算表 由能量守恒定律，能量衡算结果见表4.1 表4.1热量衡算表 输入 输出 符号 符号意义 结果 KJ/h 符号 符号意义 结果KJ/h 所处理物料带入设备总热量 .2 反应终了时物料焓 42774317.87 加热剂或冷却剂和设备和物料传输热量 68565255.
38、67 设备部件所消耗热量 .9 过程热效率 36000748.9 物理过程热效应 934890.66 化学反应热效应 36000748.9 总计 .4 .4 第5章 设备设计计算和选型 5.1 苯∕甲苯精馏塔设计计算 经过计算D=1.435kmol/h，，设可知原料液处理量为F=7.325kmol/h，因为每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等20小时后再精馏。故D=28.7,F=146.5kmol/h ,组分为,要求塔顶馏出液组成为,塔底釜液组成为。 设计条件以下： 操作压力:4
39、kPa（塔顶表压）； 进料热情况:自选； 回流比:自选； 单板压降:≤0.7kPa； 全塔压降:。 5.1.1 精馏塔物料衡算 1 原料液及塔顶、塔底产品摩尔分率 苯摩尔质量 kg/kmol 甲苯摩尔质量 kg/kmol 2 原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量 0.18×78.11+(1-0.18)×92.13=89.606kg/kmol 0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol 0.01×78.11+(1-0.01)×92.13=91.9898kg/kmol 3 物料衡算 原料处理量
40、 F=146.5kmol/h 总物料衡算 146.5=D+W 苯物料衡算 146.5×0.18=0.9×D+0.01×W 联立解得 D=27.89kmol/h W=118.52kmol/h 5.1.2 塔板数确实定 1 理论板层数求取 苯—甲苯属理想物系，可采取图解法求理论板层数。 ①由物性手册查得苯—甲苯物系气液平衡数据，绘出x—y图，见下图5.1 图5.1图解法求理论板层数 ②求最小回流比及操作回流比。 采取作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线和平衡线交
41、点坐标为 故最小回流比为 取操作回流比为 R=2 ③求精馏塔气、液相负荷 L=RD=2.2×27.89=61.358kmol/h V=(R+1)D=(2.2+1)×27.89=89.248kmol/h kmol/h kmol/h ④求操作线方程 精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 ⑤图解法求理论板层数 采取图解法求理论板层数，图5.1。求解结果为 总理论板层数=12.5（包含再沸器） 进料板位置 2 实际板层数求取 精馏段实际板层数 取10 提馏段实际板层数 取15 5.1.3精馏塔工艺尺寸及相关物性
42、数据计算 以精馏段为例计算。 1 操作压力计算 塔顶操作压力 kPa 每层塔板压降 进料板压力 kPa 精馏段平均压力 2 操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程经过试差法计算出泡点温度，其中苯，甲苯饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果以下： 塔顶温度 ℃ 进料板温度 ℃ 精馏段平均温度 ℃ 3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算: 由,查平衡曲线得=0.916 0.9×78.11+（1-0.9）×92.13=79.512kg∕kmol 0.916×78.11+（1-0.916）×92.13=7
43、9.288kg∕kmol 进料板平均摩尔质量计算: 由图解理论板得0.604 查平衡曲线得0.388 0.604×78.11+（1-0.604）×92.13=83.66kg∕kmol 0.388×78.11+（1-0.388）×92.13=86.69kg∕kmol 精馏段平均摩尔质量: （79.512+83.66）/2=81.586 kg∕kmol （79.299+86.69）/2=82.99 kg∕kmol 4 平均密度计算 (1)气相平均密度计算 (2)液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度计算: 由=82.1℃,查手册得 =812
44、7kg∕m3 807.9 进料板液相平均密度计算: 由99.5℃,查手册得 =793.1 790.8 进料板液相质量分率 精馏段液相平均密度为 (812.5+791.6)/2=802.1 5 液体平均表面张力计算 液体平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力计算 由=82.1℃,查手册得 21.24mN∕m 21.42mN∕m 0.9×21.24+0.1×21.42=21.25mN∕m 进料板液相平均表面张力计算: 由99.5℃,查手册得 18.90mN∕m 20.0mN∕m =0.388×18.90+0.612×20.0=19.57m
45、N∕m 精馏段液相平均表面张力为 =（21.25+19.57）/2=20.41mN∕m 6 液体平均粘度计算 液体平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度计算 由=82.1℃,查物性手册得 0.302mPa·s 0.306mPa·s Lg0.9Lg（0.302）+0.1Lg（0.306） 解出 0.302mPa·s 进料板液相平均粘度计算: 由99.5℃,查物性手册得 0.256mPa·s 0.265mPa·s =0.388Lg（0.256）+0.612Lg（0.265） 解出 0.261mPa·s 精馏段液相平均表面张力为 （0.302+0
46、261）/2=0.282mPa·s 5.1.4 精馏塔塔体工艺尺寸计算 1 塔径计算 精馏段气、液相体积流率为 0.690 式中C由式计算，其中由书本查取，图横坐标为 =4.018 取板间距，板上液层高度hL =0.06m，则 hL =0.40-0.06=0.34m 查图得 =0.072 取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.70.7×1.196=0.837m∕s 按标准塔径园整后为 D=1.2m 塔截面积为 实际空塔气速为 2 精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度为 （10-1）×0.4=3.6m 提馏段有效高度
47、为 （15-1）×0.4=5.6m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔有效高度为 Z=3.6+5.6+0.8=10m 5.1.5 塔板关键工艺尺寸计算 1 溢流装置计算 因塔径为D=1.0m，可选单溢流弓形降液管，采取凹形受液盘。各项计算以下： （1） 堰长 取=0.66D=0.66×1.0=0.66m （2）溢流堰高度 取 选择平直堰，堰上液层高度由下式计算 即 近似取E=1，则 取板上清液层高度=60mm 故=0.06-0.013=0.047m （3）弓形降液管宽度 由 查书本图得 故=0.0722=0.0722×
48、0.785=0.0567m2 0.124×1.0=0.124m 依下式验算液体在降液管中提留时间，即 >5s 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度h0 取∕s 则 ＞0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选择凹形受液盘，深度为 2 塔板部署 (1)塔板分块 因D≥0.8m，故塔板采取分块式。查书本得，塔板分为3块。 (2)边缘区宽度确定 取 (3)开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即 其中 故=0.532 （3） 筛孔计算及其排列 所处理物系无腐蚀性，可选择=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm。 筛孔按正三角形
49、排列，取孔中心距t为 t=3d=3×5=15mm 筛孔数目n为 开孔率为 气体经过阀门气速为 ∕s 5.1.6筛板流体力学验算 1 塔板压降 （1）干板阻力计算 干板阻力由下式计算，即 由 故 （2）气体经过液层阻力h1计算 气体经过液层阻力h1由下式计算，即 查图得， 故 （3）液体表面张力阻力由下式计算，即 气体经过每层塔板液柱高度，即 0.0416+0.0366+0.0021=0.080m液柱 气体经过每层塔板压降为 0.08×802.1×9.81=629Pa<设计值700P
50、a 2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差影响。 3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算，即 故∕kg气 故本设计在液沫夹带在许可范围内。 4 漏液 对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即 =5.985m∕s 实际孔速∕s 稳定系数为 K=﹥1.5 故设计中无显著漏液。 5 液泛 为预防塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式关系 苯-甲苯物系属通常物系，取，则 而 板上不设进口堰，可由下式计算，即 =0.08+0.06+0.001=0.141m液柱 故本设计中不会发生液泛现象。 5.
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