年产量50万吨苯乙烯工艺设计讲解

1、南华大学化学化工学院毕业设计第 1 章 引言1.1 苯乙烯的性质和用途苯乙烯，分子式 C8 H 8 ，结构式 C6H5CH CH2, 是不饱和芳烃最简单、最重 要的成员， 广泛用作生产塑料和合成橡胶的原料。 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 和侧链的一种简单芳烃， 是基本有机化工的重要产品之一。 苯乙烯为无色透明液 体，常温下具有辛辣香味，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

2、醇、乙醚等溶剂中。苯乙烯在空气中允许浓度为 0.1ml/L 。浓度过高、接触时间过长则对人体有 一定的危害。 苯乙烯在高温下容易裂解和燃烧。 苯乙烯蒸汽与空气混合能形成爆 炸性混合物，其爆炸范围为 1.1 6.01%（体积分数）。苯乙烯（SM）具有乙烯基烯烃的性质， 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取代物， 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的聚合。 因此，苯乙烯单体在贮存和运输中都必须加入阻聚剂，并注意用惰性气体密封， 不使其与空气接触。苯乙烯（ SM）是合成高分子工业的重要单体， 它不

3、但能自聚为聚苯乙烯树脂， 也易与丙烯腈共聚为 AS塑料，与丁二烯共聚为丁苯橡胶，与丁二烯、丙烯腈共 聚为 ABS塑料，还能与顺丁烯二酸酐、 乙二醇、 邻苯二甲酸酐等共聚成聚酯树脂 等。由苯乙烯共聚的塑料可加工成为各种日常生活用品和工程塑料， 用途极为广 泛。目前，其生产总量的三分之二用于生产聚苯乙烯， 三分之一用于生产各种塑 料和橡胶。世界苯乙烯生产能力在 1996 年已达 1900万吨，目前全世界苯乙烯产 能约为 21502250 万吨。第 1 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计1.2 原料的主要性质与用途1.2.1 乙苯的主要性质乙苯是无色液体，具有芳香气味，可溶于乙醇、苯、四氯

4、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，在空气中最大允许浓度为 100PPM。乙苯侧链易被氧化，氧化产物随氧化剂的强弱及反应条件的不同而异。 在强氧化剂（如高锰酸钾）或催化剂作用下，用空气或氧气氧化，生成苯甲酸； 若用缓和氧化剂或温和的反应条件氧化，则生成苯乙酮。表 1.1 乙苯的其它性质序号常数名称计量单位常数值备注1分子量106.162液体比重0.88203沸点136.2101325Pa4熔点-94.4101325Pa5液体热容量kJ/ （kg K ）1.754298.15K6蒸汽热容量Kcal/ （kg K）0.285277蒸发热kJ /mol35.59正常沸点

5、下8液体粘度104kgSee/M20.679209生成热Kcal/mol2.982010在水中溶解度11燃烧热Kcal/mol1101.1气体12闪点1513自然点553.014爆炸范围%（体积）2.3 7.41.2.2 乙苯的主要用途乙苯是一个重要的中间体， 主要用来生产苯乙烯， 其次用作溶剂、 稀释剂以 及用于生产二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同时它又是制药工业的主要原料。第 2 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计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， 采用脱氢反应器， 由开始的单级轴向反应器， 中间经历开发 了双级轴向反应器到双径向反应器再到双级径向

6、反应器的各种组合优化的多种 反应器；反应器的操作压力有开始的正压发展到今天的负压；汽油比有开始的 2.5:1 发展到今天 1.3 ：1；蒸汽消耗由开始的 10kgkgSM发展到今天的 4kg kgSM。UOP Lummus的 Classic SM流程中乙苯脱氢工艺装置主要有蒸汽过热炉、 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。 乙苯脱氢的工艺操作条件为 550 650，常压 或减压，蒸汽乙苯质量比为 1.0 2.5 。图 1.1 UOP Lummus的 Classic SM 工艺流程UOP Lummus的“SMAR”T SM工

7、艺是在 Classic SM 工艺基础上发展的一项 新工艺，即在工艺 Classic SM 工艺的脱氢反应中引入了部分氧化技术。可提高 乙苯单程转化率达 80%以上。“SMAR”T 技术的优点在于，通过提高乙苯转化率， 减少了未转化乙苯的循 环返回量， 使装置生产能力提高， 减少了分离部分的能耗和单耗； 以氢氧化的热 量取代中间换热， 节约了能量； 甲苯的生成需要氢， 移除氢后减少了副反应的发 生；采用氧化中间加热，由反应物流或热泵回收潜热，提高了能量效率，降低了 动力费用， 因而经济性明显优于传统工艺。 该技术可用于原生产装置改造， 改造第 3 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计容

8、易且费用较低。目前采用“ SMAR”T工艺 SM装置有 3 套在运行图 1.2 Lummus 的 SMART乙苯脱氢工艺流程图表 1.1 “ SMAR”T 与 Classic 比较反应条件和结果Classic“ SMAR”T 工艺苯乙烯选择性 %95.695.6乙苯转化率 %69.885水比1.71.3蒸汽苯乙烯 t t2.31.3燃烧油苯乙烯 kg t114.069.01.3.2 FinaBadger 法Badger 工艺采用绝热脱氢，蒸汽提供脱氢需要的热量并降低进料中乙苯的 分压和抑制结焦。蒸汽过热至 800900，与预热的乙苯混合再通过催化剂， 反应温度为 650，压力为负压，蒸汽乙苯比

9、为 1.5%2.2%。图 1.3 Fina Badger 法乙苯脱氢工艺生产流程示意图第 4 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计1.3.3 巴斯夫法巴斯夫法工艺特点是用烟道气加热的方法提供反应热， 这是与绝热反应的最 大不同。其流程如下图所示：1.3.4 Halcon 法Halcon 法又称 POSM联产法。 Halcon 法公司开发，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，生成的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

10、。环氧化反应液经蒸馏 得环氧丙烷。环氧化另一产物甲基苄醇在 260、常压下脱水得苯乙烯。反应流 程如图 4 所示。第 5 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计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 法工艺流程示意图1.3.5 裂解汽油萃取分离法日本日本东丽公司开发了 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%的苯乙烯，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的一半。1.3.

11、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催化剂 存在下与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 AlCl3 法有污染、腐蚀和需要氯资源的特点；缺点是流程长、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 左右的 环氧丙烷，因此不适宜建中小型装置。目前世界上拥有该技术的有阿尔科化学、 壳牌和德士古化学。第 6 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计第 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

12、法采用低活性、高选择性催化剂， 参照鲁姆斯 (Lummus)公司生产苯乙烯的技术， 以乙苯脱氢法生产苯乙烯。 鲁姆斯 (Lummus)公司经典苯乙烯单体生产工艺技术具 有深度减压，绝热乙苯脱氢工艺。鲁姆斯(UOPLummu)s 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的技术， 自 1970年实现工业化以来， 目前大约有 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适当的氧化 状态。蒸汽既加热反应进料、 减少吸热反应的温度降， 同时蒸汽也降低产品的分 压使反应平衡向着苯乙烯 (SM)方向进行，且又可以连续去除积炭以维持催化剂

13、的 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的反应平衡曲线， 对乙苯 (EB) 转化为苯乙烯 (SM)有利，在有两个绝热反应器的工业生产装置中， 乙苯 (EB) 的总转化率可达到 70% 85%。新鲜乙苯和循环乙苯先与一部分蒸汽混合，然后 在一个用火加热的蒸汽过热器内进行过热，再与过热蒸汽相混合，在一个两段、 绝热的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(主要是氢气)压缩后，经回收烃类后再用作蒸汽过热器的 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、甲苯和少量高沸物)中

14、加入一种不含硫的阻聚剂 (NSI) 以减少聚合而损失苯乙烯( 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，回收的乙苯返回脱氢 反应器原料中。 EB/SM塔底物(苯乙烯单体和高沸物)在最后苯乙烯分馏塔内进第 7 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计行分馏，塔顶产品即为苯乙烯（ SM）单体产品，少量的塔底焦油用作蒸汽过热器的燃料，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

15、、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，加入定量的水蒸气、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。 生产工艺流程见 Lummus的“SMAR”T 乙苯脱氢工 艺流程图。图 2.1 Lummus 的 SMART乙苯

16、脱氢工艺流程图第 8 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计2.2 生产工艺的反应历程2.2.1 反应方程式催化剂C2H5500600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；C6H 5C2H 5C6H6 C2H 4C6H5C2H5 H 2C6H5CH 2 CH4C6H5C2H5 H2 C6 H6 C2HC6H 5C2H5 8C 5H 2C6H5C2H5 16H2O 8CO2 21H 2 为了减少在催化剂上的结炭， 需要在反应器进料中加入高温水蒸气， 从而发 生下述反应：C H2O CO2 2H 2脱氢反应式 1mol 乙苯生成 2mol 产品（苯乙烯和氢气

17、） ，因此加入蒸气也可 使苯乙烯在系统中的分压降低， 有利于提高乙苯的转化率。 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=23:1 （质量比），反应所得的气体混合物经冷凝、油水 分离、多塔分离和精制，制得苯乙烯。2.2.2 生产过程1 脱氢过程第 9 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计在脱氢反应器中， 苯乙烯的产率与水蒸气用量和反应温度有关。 水蒸气用量 太少或反应温度太低，反应不完全，产率低；水蒸气用量过多或反应温度过高， 催化剂结炭而降低产率。将原料中的水蒸气（按比例过量）有助于反应向右移， 也要严格控制反

18、应温度。2 冷凝过程 在冷凝器中，将脱氢反应的产物冷凝，降低其温度。3 油水分离过程冷凝后， 因反应中的水蒸气变为水， 通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 油水分离的有机相进入粗馏塔，并加入阻聚剂防止苯乙烯聚合，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，把分离出来的乙 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：苯乙烯规 格：含量 99.8% 沸点： 145.2 折 光 率： 1.5439 （25）英文名称： styrol分 子 量： 104.15熔 点： 30.6 结 构 式： C6 H 5CH CH 2

19、结构式： C6 H 5CH 2CH3沸 点：136.2 密 度： 0.8671 g cm32.3.2 原料化学名称：乙苯分 子 量： 106.16折光指数： 1.4959 （25）第 10 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计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，使反应更好的发生，有利于苯乙烯的生成。2.3.5 阻聚剂在苯乙烯工艺中， 需要阻聚剂的有两个地方： 一是苯乙烯精馏系统， 二是苯 乙

20、烯产品贮存系统。在精馏塔中，苯乙烯处于 120的高温，阻聚剂主要用来防 止聚合物的生成；在苯乙烯贮存系统中，温度一般为20以下，聚合率较低，阻聚剂的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。 由于温度存在着很大的不同， 对阻聚 剂的要求也不一样，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 NSI），在苯乙烯贮存系统中使用 4-叔丁基邻苯二酚（ TBC）。2.4 生产方式的选取化工生产的操作可分为全间歇、 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的连续操作过程。

21、 全间歇与半间歇 （统称间歇式 操作）的优点是设备简单，改变生产品种容易；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，因此比较经济；但总投资较大，占地面积较大，一般单线生产能力 为 210 万吨 / 年。半连续操作与连续操作相比设备费用较少，操作较简单，改 变生产品种较容易， 但产品质量不如连续操作稳定， 与间歇操作相比， 生产规模 更大，劳动生产率也更高，用与较大规模的品种生产，一般为 12万吨/ 年。由 于苯乙烯用量很大，需连续化大生产。采用连续式操作比较有利。 苯乙烯生产能力根据设计任务规定为年产 50 万吨。取年工作

22、日为 300 天，则每第 11 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计昼夜生产能力为 1666.6 103kg 。每日生产能力同样为 1666.6 103kg 苯乙烯，这 样的规模采用连续操作是比较合理的第 3 章 物料衡算3.1 生产能力的计算根据设计任务，苯乙烯的年生产能力为 50万吨/ 年。开工因子 =生产装置开 工时间/ 年自然时间。为了充分利用设备，开工因子应取的较大，接近1，但又不能等于 1。因为还要考虑到设备的检修以及开停车等情况。开工因子一般取为 0.7 0.8 。全年 365天，则年生产 250 300天；因此除去季保养、月保养、修 理、放假等总计 65天，则年工作日为

23、( 365-65 )天=300天。定每天生产为 1 批 料，每小时生产为 1 班。可知每批料的生产能力为( 5000003 103/300)Kg/天=1666.6 103kg / 天。以 此作为物料衡算的标准。3.2 质量守恒定律质量守恒定律是 “进入一个系统的全部物料量， 必须等于离开这个系统的全 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：G进 = G出 + G损 + G积式中G4105 输入物料量总和；G出 离开物料量总和；G 损 总的损失量；G积 系统中积累量第 12 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计3.3 各设

24、备的物料衡算3.3.1进出脱氢反应器的物料衡算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。乙苯的脱氢反应 (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%的 杂质气体。每批产苯乙烯： G8=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：G1 =(1666.6/24 3 1033 106.16)/(104.15 3 90%3 98%3 98%)=8.1

25、8843 104 Kg 每班理论投水蒸气量：G2=33 8.1884 3 104 =24.5653 104 Kg每批原料实际投入量： G1 =(8.1884 3 104 /0.996)Kg=8.2213 3 104KgG2 =(24.565 3 104 /0.95)Kg=25.585 3 104Kg杂质：G3 =(25.585-24.565 )3 10 4 Kg+(8.2213-8.1884) 3 10 4 Kg=1.32593 104Kg催化剂的量： G4 =(25.585+8.2213) 3 104 30.3%Kg= 1.3259 3 103 Kg2 脱氢过程计算 转化率为： 90%苯乙烯

26、的产量 G5 =(8.1884 3 10431 04.15 3 90%)/106.16Kg=7.23 3 104Kg 氢气的产量： G6 =( 8.1884 3 1043 90%3 2)/106.15Kg=1.3885 3 103Kg 氧气的加入量： G7 =(0.5 3 323 1.3885 3 103)/2=1.1108 3 103Kg第 13 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计乙苯剩余量： G8 =8.18843 104 3（ 190%）=8.18843 103Kg 生成水 G9 =（1.3885 3 103 318）/ 2= 1.2496 3 104Kg 进出脱氢反应器的物料

27、衡算见表 3.1 。表 3.1 进出脱氢反应器的物料衡算表（ Kg/ 批）输入输出序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1乙苯（ 99.6%）822131乙苯（ 100%）8188.42水蒸汽（ 95%）2585802水蒸汽2585803氧气111083水蒸汽124964催化剂1022.44苯乙烯723005甲苯169.16苯1127焦油558催化剂1022.4总计352923总计3529233.3.2 冷凝油水分离阶段的物料衡算脱氢结束后用冷凝器加以冷凝，除去水，温度必须控制在 20左右 表 3.2 进出冷凝油水分离器的物料衡算表 （Kg/ 批 ） 输入 输出序号物料名称质量 Kg序号

28、物料名称质量 Kg1乙苯8188.41乙苯8188.42苯乙烯723002苯乙烯723003甲苯169.1有机层3甲苯169.14苯1124苯1125焦油555焦油556水蒸汽271076无机层6水2710767催化剂1022.47催化剂1022.4总计352923总计3529233.3.3 粗馏塔的物料衡算将有机相加入粗馏塔中进行分离， 同时加入阻聚剂防止苯乙烯聚合。 加入阻聚剂的量为：(8188.4+72300+169.1+112+55)3 0.3%=242.45Kg表 3.3 粗馏塔的物料衡算表 (Kg/ 批 )输入输出序号物料名称 质量 Kg物料名称质量 Kg第 14 页 共 74 页

29、1乙苯8188.4乙苯8188.42苯乙烯72300塔顶甲苯169.13甲苯169.1苯1124苯112苯乙烯723005焦油55塔底焦油556阻聚剂242.45阻聚剂242.45总计81066.95总计81066.953.3.4 乙苯塔的物料衡算表将粗馏塔塔顶的物料加入到乙苯塔中，进行分离。表 3.4 乙苯塔的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 Kg1乙苯8188.4甲苯169.12甲苯169.1塔顶苯1123苯1124塔底乙苯1637.68总计8469.5总计8469.5南华大学化学化工学院毕业设计3.3.5 苯乙烯精馏塔的物料衡算将粗馏塔塔底的物料加到苯乙烯的精馏塔

30、中进行分离， 进一步浓缩苯乙烯的 浓度。表 3.5 苯乙烯精馏塔的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 Kg1苯乙烯723002焦油55塔顶苯乙烯723003阻聚剂242.45焦油55塔底阻聚剂242.45总计72597.45总计72597.453.3.6 苯甲苯的物料衡算将乙苯塔塔顶的物料送到苯甲苯塔中，进行分离。表 3.6 苯甲苯塔的物料衡算表输入 输出第 15 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计序号物料名称质量 Kg序号物料名称质量 Kg1苯112塔顶苯1122甲苯169.1塔底甲苯169.1总计281.1总计281.13.4 物料流程图根据以上物料衡算，物

31、料流程见图 3.7 （ kg / h）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阻聚剂242.45脱氢反应冷凝分离 粗馏塔甲苯 169.1 苯 112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苯乙烯精馏塔苯乙烯69436.9焦油55第 16 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计图 3.7 物料流程图第 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， 进入系统的热量与离开热量应该平衡”，在实际中对传热设备的衡算可由下式

32、表示Q1 Q2 Q3 Q4 Q5 Q6（11）式中： Q1 所处理的物料带入设备总的热量；Q2 加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为“ +”，冷却剂吸收热量为“ -”），KJ；Q3 过程的热效率，（符号规定过程放热为“ +”；过程吸热为“ -”）；Q4 反应终止时物料的焓（输出反应器的物料的焓） ；Q5 设备部件所消耗的热量， KJ；Q6 设备向四周散失的热量，又称热损失 ,KJ； 热量衡算的基准可与物料衡算相同， 即对间歇生产可以以每日或每批处理物 料基准。（计算传热面积的热负荷必须以每小时作为基准，而该时间必须是稳定 传热时间）热量衡算温度基准，一般规定 25。从

33、（ 1 1）式中可得：Q2 Q4 Q5 Q 6 Q1 Q3式中各项可用以下计算方法第 17 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计4.2 热量计算4.2.1 Q1和Q4 的计算Q1和 Q4均可以用下式计算：QmiciT1(T2 )式中： mi 反应物体系中组分 i 的质量， Kg;ci 组分 i 在 0T时的平均比热容， KJ/(Kg2 ) 或KJ/(Kmol 2);T1(T2 ) 反应物系反应前后的温度，Q1 (m乙苯c乙苯 m水c水 m氧气c氧气 ) 373=(81884 3 1.738)+(245650 3 4.2)+(11108 33.5)3 373=452420052.2KJQ

34、4 (m乙苯c乙苯 m苯乙烯c苯乙烯 m甲苯 c甲苯 +m苯c苯 m焦油c焦油 ) 373= (8188.4 3 1.859)+(723003 1.555)+(169.13 1.834)+(1123 3.5 )(553 1.828 ) 3 333=42774317.87KJ4.2.2 Q5 的计算冷凝器带走的热量 Q5 =376146336.9KJ4.2.3 Q6 的计算设备向四周散失的热量 Q6 可用下式计算：Q6 A (Tw T) 10 3 式中 A 设备散热铭记() ；Tw设备外表温度，； T环境介质温度，；第 18 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计 操作过程持续时间( s)

35、； 对流传质系数， W/( 2 )当空气做自然对流，散热层表面温度为 50 350时，经计算得A (8.8 1 2 0.785) (7.6 1 2 0.785) (5.0 1 2 0.785) (10.0 1 2 0.785)=104.926 m2 =8+0.05Tw=8+0.05360 =11W/(2 )Q6 =104.9263113( 100-25)33336003 10 3 =934890.66KJ4.2.4 过程效应热 Q3 的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。 物料经化学变化过程， 除化学反应热效应外， 往往伴随着物 料状态

36、变化热效应， 但本工艺流程中物理过程热效应较低， 可忽略不计， 故过程 热效应可由下式表示：Q3 Qr Qp式中 Qr 化学反应热效应， KJ；Qp 物理过程热效应， KJ；( 可忽略不计 )Qr 可通过标准化学反应热 qr0 计算：Qr (1000GA /M A)qr0式中 qr0 标准化学反应热， KJ/mol；GA 参与化学反应的 A 物质质量， Kg；M A A 物质分子量。(qc0)R (qc0 )P反应体系中各物质标准焓为：第 19 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计乙苯( 40.219KJ/mol ) 苯( 33.871 KJ/mol ) 甲苯( 18.029KJ/mo

37、l )qr0 =(33.871+18.029-40.219 )KJ/mol=51.86KJ/molQr =Q3 =(10003 723003 51.86/104.15)=36000748.9KJ4.2.5 热负荷 Q2 的计算Q2 =( Q4 +Q5+Q6)-( Q1+Q3)=(42774317.87+376146336.9+934890.66)- (452420052.2+36000748.9 ) =-68565255.67KJ查手册得冷却水得 Cp 为 4.187 KJ/(Kg2 ), 则冷却水的用量G Q/Cp (t出 t进 ) = 68565255.67/4.187 3( 60-25)

38、=467878.5Kg4.3 热量衡算表由能量守恒定律 Q1 Q2 Q3 Q4 Q5 Q6 ，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/hQ1所处理的物料带入设 备总的热量452420052.2Q4反应终了时物料的焓42774317.87Q2加热剂或冷却剂与设 备和物料传递的热量68565255.67Q5设备部件所消耗的热量376146336.9Q3过程的热效率36000748.9Q6物理过程热效应934890.66Qr化学反应热效应36000748.9总计419855545.4419855545.4第 20 页 共 74 页南华大

39、学化学化工学院毕业设计第 5 章 设备设计计算与选型5.1 苯甲苯精馏塔的设计计算Dx通过计算 D=1.435kmol/h ， DxD ，设 98% 可知原料液的处理量为FxFF=7.325kmol/h ，由于每小时处理量很小， 所以先储存在储罐里， 等 20 小时后再 精馏。故 D=28.7koml h,F=146.5kmol/h , 组分为 xF 0.18,要求塔顶馏出液的 组成为 xD 0.90, 塔底釜液的组成为 xW 0.01。设计条件如下：操作压力:4kPa（塔顶表压）； 进料热状况 :自选； 回流比:自选； 单板压降: 0.7kPa； 全塔压降: ET 52%。5.1.1 精馏塔

40、的物料衡算1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A 78.11kg/kmol甲苯的摩尔质量M B 92.13kg/kmolxF 0.18x D 0.90 x W 0.012 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F 0.183 78.11+(1-0.18) 3 92.13=89.606kg/kmolM D 0.93 78.11+(1-0.9) 3 92.13=79.512kg/kmol第 21 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计M W 0.013 78.11+(1-0.01) 3 92.13=91.9898kg/kmol3 物料衡算原料处理量 F=146.5kmol/

41、h总物料衡算 146.5=D+W苯物料衡算 146.5 3 0.18=0.9 3 D+0.013 W 联立解得 D=27.89kmol/hW=118.52kmol/h5.1.2 塔板数的确定1 理论板层数 NT 的求取 苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由物性手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy 图，见下图 5.1图 5.1 图解法求理论板层数 求最小回流比及操作回流比。 采用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），该线与平衡线的交点坐标为第 22 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计yq 0.66

42、7xq 0.450故最小回流比为x D yq yq x q0.9 0.667 0.2330.667 0.45 0.217取操作回流比为R=2Rmin 2 1.1 2.2 求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.23 27.89=61.358kmol/hV=(R+1)D=(2.2+1) 3 27.89=89.248kmol/h1L1 L F 61.358 146.5 207.858 kmol/h1V 1 V 89.248 kmol/h 求操作线方程 精馏段操作线方程为LD61.35827.89y xx Dx 0.9 0.6875x 0.3215V V89.248 89.248提馏段操作线方程为11

43、L1 1 W207.858 1y 1 x 1 xWxV1 V 189.248图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如图18198.2.5428 0.01 2.329x15.1 。求0.0132总理论板层数 NT =12.5 （包括再沸器）进料板位置NF 62 实际板层数的求取精馏段实际板层数N精 5 0.52 9.6 取 10提馏段实际板层数NF 7.5 0.52 14.42 取 15第 23 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计5.1.3 精馏塔的工艺尺寸及有关物性数据的计算以精馏段为例计算1 操作压力计算塔顶操作压力PD 101.3 4 105.3kPa每层塔板压降P 0.7

44、kPa进料板压力PF 101.3 0.7 10 112.3kPa精馏段平均压力Pm （105.3 112.3）/ 2 108.8kPa2 操作温度计算 依据操作压力， 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度， 其中苯， 甲苯的饱 和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD 82.1 进料板温度tF 99.5 精馏段平均温度tm （82.1 99.5）/ 2 90.83 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 :由 x D y1 0.9, 查平衡曲线得 x1 =0.916MVDm 0.93 78.11+ （1-0.9 ）392.13=79.512kg kmolMLDm 0.916

45、 3 78.11+（1-0.916 ）3 92.13=79.288kg kmol 进料板平均摩尔质量计算 :由图解理论板得 y F 0.604查平衡曲线得 x F 0.388MVFm 0.604 3 78.11+（1-0.604 ）3 92.13=83.66kg kmolMLFm 0.388 3 78.11+（1-0.388 ）3 92.13=86.69kg kmol精馏段平均摩尔质量第 24 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计MVm (79.512+83.66 )/2=81.586 kg kmolM Lm ( 79.299+86.69 )/2=82.99 kg kmol4 平均密度

46、的计算(1) 气相平均密度计算VmPmM vmRTm108.8 81.5868.314 (90.8 273.15)32.93 kg/ m(2) 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1 Lmaii塔顶液相平均密度的计算 :由 t D =82.1 , 查手册得3A =812.7kg m3B 807.9 kg/m3LDm13 812.5 kg/m3 0.96 0.04 )812.7 807.9进料板液相平均密度的计算 :由 tF 99.5 , 查手册得A =793.1 kg/m3790.8 kg/m3进料板液相的质量分率aA0.388 78.11LFm0.3500.388 78.11 0.

47、612 92.1313791.6 kg/m30.35 0.65 )793.1 790.8精馏段液相平均密度为Lm (812.5+791.6)/2=802.1 kg/m35 液体平均表面张力计算 液体平均表面张力依下式计算，即Lm xi i塔顶液相平均表面张力的计算第 25 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计 由 t D =82.1 , 查手册得A 21.24mNmB 21.42mN mLDm 0.93 21.24+0.1 3 21.42=21.25mNm 进料板液相平均表面张力的计算 : 由 tF 99.5 , 查手册得A 18.90mNmB 20.0mN mLFm =0.388 3

48、 18.90+0.612 3 20.0=19.57mNm 精馏段液相平均表面张力为Lm =( 21.25+19.57 )/2=20.41mNm 6 液体平均粘度计算 液体平均粘度依下式计算，即Lg Lmx ilg i塔顶液相平均粘度的计算 由 t D =82.1 , 查物性手册得A 0.302mPa2 s B 0.306mPa2 sLg LDm 0.9Lg （0.302 ）+0.1Lg（0.306）解出 LDm 0.302mPa2 s 进料板液相平均粘度的计算 : 由 tF 99.5 , 查物性手册得A 0.256mPa2 s B 0.265mPa2 sLg LFm =0.388Lg（0.25

49、6 ）+0.612Lg（0.265 ） 解出 LFm 0.261mPa2 s 精馏段液相平均表面张力为Lm （0.302+0.261 ） /2=0.282mPa2 s第 26 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计5.1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算1 塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为VM Vm3600 Vm89.248 81.5863600 2.930.690 m3 /sLMLm3600 Lm61.358 82.993600 802.10.0017m3 smaxLV式中 C由式计算，其中的 C20 由课本查取，图的横坐标为LhL0.0017 3600（ 802.1）12=4.01

50、8VhV0.007 3600（ 2.93 ） =4.018取板间距 HT 0.40m ，板上液层高度 hL =0.06m，则HT - h L =0.40-0.06=0.34m查图得 C20 =0.072C C20（ L ）0.2 0.072 20.41 0.0723 20 20 20max C L V 1.196m s取安全系数为 0.7 ，则空塔气速为D4 0.6900.837U=0.7 max 0.73 1.196=0.837ms1.02m按标准塔径园整后为 D=1.2m塔截面积为22ATD 21.2 0.942m 2T 4 4第 27 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计实际空塔

51、气速为0.693 0.883m s0.7852 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为Z精 （N精 1）H T （10-1 ）3 0.4=3.6m 提馏段有效高度为Z提 （N提 1）HT （15-1 ）3 0.4=5.6m 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m 故精馏塔的有效高度为Z=Z精 Z 提 0.8 3.6+5.6+0.8=10m5.1.5 塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置计算因塔径为 D=1.0m，可选单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： （ 1） 堰长 lW取lW =0.66D=0.663 1.0=0.66m（2）溢流堰高度 hW 取 hW h L hOW选用平直堰

52、，堰上液层高度 hOW 由下式计算2即 hOW2.84 E Lh 31000 lW近似取 E=1，则22.84 L 3 hOW 1 h 0.0013mOW 1000 l W取板上清液层高度 h L =60mm第 28 页 共 74 页南华大学化学化工学院毕业设计故hW =0.06-0.013=0.047m3)弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af由 lW 0.66Wd 0.124DD 查课本图得 Aff 0.0722AT2故 Af =0.0722 AT =0.07223 0.785=0.0567m2Wd 0.124D 0.124 3 1.0=0.124m依下式验算液体在降液管中提留时间 ，即3600Af H TLh3600 0.0567 0.400.0017 360013.34s 5s故降液管设计合理。(