年产10万吨苯乙烯工艺设计

1、年产10万吨苯乙烯工艺设计一、前言苯乙烯，分子式，结构式,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)。苯乙烯是1827年由M·Bonastre蒸馏一种天然香脂-苏合香时才发现的。1893年E· Simon同样用水蒸气蒸馏法由苏合香中得到该化合物并命名为苯乙烯。1867年Berthelot发现乙苯通过赤热陶管能生成苯乙烯，这一发现被视为苯乙烯生产的起源。1930年美国道化学公司首创由乙苯

2、脱氢法生产苯乙烯工艺，但因当时精馏技术未解决而未工业化。直至1937年道化学公司和BASF公司才在精馏技术上有突破，获得高纯度苯乙烯单体并聚合成稳定、透明、无色塑料。19411945年道化学、孟山都化学、Farben等公司各自开发了自己的苯乙烯生产技术，实现了大规模工业生产。50年来，苯乙烯生产技术不断提高，到50年代和60年代已经成熟，70年代以后由于能源危机和化工原料价格上升以及消除公害等因素，进一步促进老工艺以节约原料、降低能耗、消除三废和降低成本为目标进行改进，取得了许多显著成果，使苯乙烯生产技术达到新的水平。除传统的苯和乙烯烷基化生产乙苯进而脱氢的方法外，出现里Halcon乙苯共氧化

3、联产苯乙烯和环氧丙烷工艺，其中环球化学鲁姆斯法的UOPLummus的“SMART” SM工艺是最先进的，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。二、设计部分（一）生产工艺的选择1.常见生产方法（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反应器的各种组合优化的多种反应

4、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4kgkgSM。UOPLummus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550650，常压或减压，蒸汽乙苯质量比为1.02.5。图1.1 UOPLummus的Classic SM工艺流程UOPLummus的“SMART” SM工艺是在Classic SM工艺基础上发展的一项新工艺，即在工艺Classic SM工艺

5、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。“SMART”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，改造容易且费用较低。目前采用“SMART”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“SMART”与Classic比较反应条件和结果Class

6、ic“SMART”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tt2.31.3燃烧油苯乙烯kgt114.069.0（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，蒸汽乙苯比为1.5%2.2%。图1.3 FinaBadger法乙苯脱氢工艺生产流程示意图（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：图1.4 巴斯夫法工艺流程示意图（4）Halcon法

7、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。图1.5 Halcon法工艺流程示意图(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

8、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。（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。通过比较上述六种方法，可以看出方案（1）工艺流程简单，工艺条件合理，生产成本低，最适合工业化生产，并且具有很高的经济效益，所以最终确定按照方案（1）进行工艺设

9、计。2.生产工艺的反应历程（1）反应历程催化剂C2H5CH=CH2 H2500600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；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：脱氢反应式1mol乙苯生成2mol产品（苯乙烯和氢气），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。3.生产工艺（1）脱氢过程在脱氢反应器中，苯乙烯的

10、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。（5）催化剂的选取1）催化剂以三氧化二铁为主，加上氧化铬、氧化铜

11、、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）阻聚剂4.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） 乙苯：氧气=1：1（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

12、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SMART乙苯脱氢工艺流程图。5.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、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。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

13、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10万吨。取年工作日为300天，则每昼夜生产能力为333×103Kg。每日生产能力同样为333×103Kg苯乙烯，这样的规模采用连续操作是比较合理的。6.产品介绍、原料规格及参考用量（1）产品化学名称：苯乙烯英文名称：styrol规 格：含量99.8% 分子量 ：104.15沸 点：145.2熔点：30.6折 光 率：1.

14、5439（25）结构式 ：CH=CH2产品用途：本品是不饱和芳烃，广泛作生产塑料和合成橡胶的原料，如结晶型聚苯乙烯、橡胶改性抗冲聚苯乙烯、丁苯橡胶和丙烯腈丁二烯苯乙烯三聚体（ABS）等。此外，也是生产涂料、染料、合成医药的主要原料。（2）原料乙苯分子量：106.16沸点：136.2折光指数：1.4959（25） 密度：0.8671g/cm3（二）物料衡算1.生产能力的计算根据设计任务，苯乙烯的年生产能力为10万吨/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0.70.8。全年

15、365天，则年生产250300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（365-65）天=300天。定昼夜生产为1班，每天只生产1批料。可知每批料的生产能力为（100000×103/300）Kg/天=333×103Kg/天。以此作为物料衡算的标准。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 G进输入物料量总和；G出离开物料量总和；G损总的损失量；G积系统中积累量。（1）进出脱氢反应器的

16、物料衡算1）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 氧气 每批产苯乙烯：G8=333Kg(折算为100%) 投料比： 水蒸气：乙苯 =3：1（质量比） 每班理论投料乙苯量：G1=(13.8875×103×106.15)/(104.15×90%×98%×98%)=1.63768×104Kg 每班理论投水蒸气量：G2=3×16.3768×103=4.91304×104Kg每批原料实际投入量：G1=(1.63768

17、×104/0.996)Kg=1.64426×104Kg G2=(4.91304×104/0.95)Kg=5.1716×104Kg杂质：G3=（5.1716-4.91304）×104Kg+(1.64426-1.63768)×104Kg=2.561×103Kg催化剂的量：G4=(5.1716+1.64426) ×104×0.3%Kg=0.205×103Kg2）脱氢过程计算转化率为：90%苯乙烯的产量G5=(1.63768×104×104.15×90%)/106.16Kg

18、=1.446×104Kg氢气的产量：G6=（1.63768×104×90%×2）/106.15Kg=0.2777×103Kg氧气的加入量：G7=（0.5×32×0.2777×103）/2=2.2216×103Kg 乙苯剩余量：1.63768×104×（190%）=1.63768×103Kg生成水G7=(0.2777×103×18)/2Kg=2.4993×103Kg进出脱氢反应器的物料衡算见表2.1。表2.1进出脱氢反应器的物料衡算表（Kg/批）输

19、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%）16442.61乙苯（100%）1637.682水蒸汽517162水蒸汽517163氧气2221.63水蒸汽2499.34催化剂2054苯乙烯144605甲苯33.826苯22.47焦油118催化剂205总计70585.2总计70585.2（2）冷凝油水分离阶段的物料衡算脱氢结束后混合物温度很高，用冷凝器加以冷凝，除去水，温度必须控制在20左右，进出冷凝器的物料衡算见表2.2。表2.2 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序号物料名称质量Kg1乙苯1637.68有机层1乙苯1637.682苯乙烯

20、144602苯乙烯144603甲苯33.823甲苯33.824苯22.44苯22.45焦油115焦油116水蒸汽54215.3无机层6水54215.37催化剂2057催化剂205总计70585.2总计70585.2（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：（ 1637.68+14460+33.82+22.4+11）×0.3%=48.49Kg表2.3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Kg1乙苯1637.68塔顶乙苯1637.682苯乙烯14460甲苯33.823甲苯33.82苯22.44苯22

21、.4塔底苯乙烯144605焦油11焦油116阻聚剂48.49阻聚剂48.49总计16213.39总计16213.39（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2.4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1637.68塔顶甲苯33.822甲苯33.82苯22.43苯22.44塔底乙苯1637.68总计1693.9总计1693.9（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中进行分离，进一步浓缩苯乙烯的浓度。表2.5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14460塔顶苯乙烯

22、144602焦油113阻聚剂48.494塔底焦油115阻聚剂48.49总计14519.49总计14519.49（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2.6苯甲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苯22.4塔顶苯22.42甲苯33.823塔底甲苯33.82总计56.22总计56.223物料流程图根据以上物料衡算，物料流程见图2.1乙苯塔苯乙烯精馏塔粗馏塔冷凝分离脱氢反应乙苯 16442.6水蒸汽 51716氧气 222.16催化剂 205乙苯 16376.8苯乙烯 14460甲苯 33.83苯 22.4焦油 11水蒸汽 51215.3催

23、化剂 205乙苯 1637.68苯乙烯 14460甲苯 33.82苯 22.4焦油 11阻聚剂48.49乙苯 1637.68甲苯 33.82苯 22.4苯甲苯甲苯 33.82苯 22.4苯乙烯 13887.5焦油 11图2.1物料流程图（三）热量衡算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，KJ;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“+

24、”；过程吸热为“-”）Q4反应终了时物料的焓（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。热量衡算式中各项计算从 （11）式中可得：Q2=Q4+Q5+Q6-Q1-Q3(12)式中各项可用以下计算方法（1）Q1和Q4的计算Q1和Q4均可以用下式计算：Q=miciT1(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/(Kg*)或K

25、J/(Kmol·);T1(T2)反应物系反应前后的温度，Q1=()×373KJ=(16376.8×1.738)+(49130.4×4.2)+(2221.6×3.5)×373 KJ=（28462.8784+206347.68+7775.6）×373KJ=90484637.08 KJQ4=()×333 =（1637.68×1.859）+（13887.5×1.555）+（11×1.834）+（22.4×3.5）+（11×1.828）×333 KJ =824447

26、7.77KJ（2）Q3的计算冷凝器带走的热量Q3=75229267.37KJ（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（）（计算见13页）；Tw设备外表温度，；T环境介质温度，；操作过程持续时间（s）；对流传质系数，W/(·)当空气做自然对流，散热层表面温度为50350时，=8+0.05Tw=(8+0.05×60)W/(·)Q6=6.33×11×(100-25)×3×3600×10-3=56400.3KJ（4）过程效应热Q3的计算

27、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/MA)×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;MAA物质分子量。qr0=（qc0）R-(qc0)P9反应体系中各物质标准焓为：乙苯（40.219J/mol）,苯（33.

28、871KJ/mol），甲苯（18.029KJ/mol）则qr0=（33.871+18.029）-（40.219×10-3）KJ/mol=51.86KJ/molQr=Q3=(1000×13887×51.86/104.15)=6914832.6KJ（5）热负荷Q2的计算Q2=(Q4+Q3+Q6)-(Q1+Q3)=(8244477.77+75229267.37+56400.3)-(90484637.08+6914832.6)=-39659.04KJ查手册得冷却水得cp为4.187KJ/(Kg·),则冷却水的用量G=Q/cp(t出-t进)=39659.04/4.

29、187×（60-25）=210.9Kg（四）设备设计计算与选型4.1苯甲苯精馏塔的设计计算通过计算D=0.287，设可知原料液的处理量为F=1.465kmol/h，由于每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等100小时后再精馏。故D=28.7,F=146.5kmol/h组分为，要求塔顶馏出液的组成为,塔底釜液的组成为。设计条件如下：操作压力 4 kPa（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 。4.1.1 精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 kg/kmol甲苯的摩尔质量kg/kmol2.原料液及塔顶、塔底产品的平均

30、摩尔质量0.18×78.11+(1-0.18)×92.13=89.606kg/kmol0.9×78.11+(1-0.9)×92.13=79.512kg/kmol0.01×78.11+(1-0.01)×92.13=91.9898kg/kmol3.物料衡算原料处理量 F=146.5kmol/h总物料衡算 146.5=D+W苯物料衡算 146.5×0.18=0.9D+0.01W联立解得 D=27.89kmol/hW=118.52kmol/h4.1.2塔板数的确定1.理论板层数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

31、手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见下图4.1图4.1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故最小回流比为取操作回流比为R=2求精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.2×27.89=61.358kmol/hV=(R+1)D=(2.2+1)×27.89=89.248kmol/hkmol/hkmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图4.1。求解结果为总理论板层数=12.5（包括再

32、沸器）进料板位置 2.实际板层数的求取精馏段实际板层数 取10提馏段实际板层数取154.1.3 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 kPa每层塔板压降进料板压力精馏段平均压力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 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=0.9160.9×78.11+（1-0.9）×92.13=79.512kgkoml0.916×78.11+（1-0.

33、916）×92.13=79.288kgkoml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0.3880.604×78.11+（1-0.604）×92.13=83.66kgkoml0.388×78.11+（1-0.388）×92.13=86.69kgkoml精馏段平均摩尔质量（79.512+83.66）÷2=81.586kgkoml（79.299+86.69）÷2=82.99kgkoml4. 平均密度的计算（1） 气相平均密度计算m3（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的计算由=82

34、.1 ,查手册得=812.7kgm3807.9kgm3kgm3进料板液相平均密度的计算由99.5,查手册得=793.1kgm3790.8kgm3进料板液相的质量分率kgm3精馏段液相平均密度为(812.5+791.6)÷2=802.1kgm35. 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的计算由=82.1 ,查手册得21.24mNm21.42mNm0.9×21.24+0.1×21.42=21.25mNm进料板液相平均表面张力的计算由99.5,查手册得18.90mNm20.0mNm0.388×18.90+0.612×

35、20.0=19.57mNm精馏段液相平均表面张力为（21.25+19.57）÷2=20.41mNm6. 液体平均粘度计算液体平均粘度依下式计算，即Lg塔顶液相平均粘度的计算由=82.1 ,查物性手册得0.302mPa·s0.306mPa·sLg0.9lg（0.302）+0.1lg（0.306）解出 0.302mPa·s进料板液相平均粘度的计算由99.5,查物性手册得0.256mPa·s0.265mPa·sLg0.388lg（0.256）+0.612lg（0.265）解出 0.261mPa·s精馏段液相平均表面张力为（0.30

36、2+0.261）÷2=0.282mPa·s4.1.4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0.690s式中C由式计算，其中的由课本查取，图的横坐标为=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=0.837msD=m按标准塔径园整后为 D=1.0m塔截面积为实际空塔气速为2. 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为（10-1）×0.4=3.6m提馏段有效高度为（15-1）×0.4=5.6m在进料板

37、上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏塔的有效高度为 Z=3.6+5.6+0.8=10m4.1.5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） 堰长取=0.66D=0.66×1.0=0.66m（2）溢流堰高度取 选用平直堰，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 查课本图得故 =0.0722=0.0722×0.785=0.0567m20.124×1.0=0.124m 依下式验算液体在降液管中提留时间

38、，即大于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。选用凹形受液盘，深度为2.塔板布置（1）塔板的分块因D800mm，故塔板采用分块式。查课本得，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=0.532m2（4） 筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d=3×5=15mm筛孔数目n为开孔率为气体通过阀门的气速为s4.1.6筛板的流体力学验算1.塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力由下式计算，即由故 （

39、2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由下式计算，即ms（s·） 查图得，故 （3）液体表面张力的阻力由下式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度，即0.0416+0.0366+0.0021=0.080液柱气体通过每层塔板的压降为0.08×802.1×9.81=629Pa小于设计值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，故可忽略液面落差的影响。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允许的范围内。4.漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算，即=5.985ms实际孔速s稳定系数为 K=1.5故设计中无明显漏液。5.

40、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即苯-甲苯物系属一般物系，取，则而 板上不设进口堰，可由下式计算，即=0.153=0.08+0.06+0.001=0.141液柱故本设计中不会发生液泛现象。4.2粗馏塔的设计计算表5.1乙苯和苯乙烯的饱和蒸气压：温度136.2137138139140乙苯kPa70.4379.2188.2696.44112.1苯乙烯kPa60.270.1680.1484.2588.15利用计算相对挥发度，用平均相对挥发度表示气液平衡关系，。t136.21371381391401.1631.1291.1011.1451.272x0.7800.5810.412

41、0.2580.130y0.8280.6530.4880.3210.169温度为20进料 利用平衡数据，在直角坐标图上绘出平衡曲线及对角线，如图所示。在图上定点a()、点e（）和点c（）三点。 精馏段操作线方程截距=,在y轴上定出点b。连接ab，即得精馏段操作线。 先按下法计算q值。原料液的汽化热为koml查出进料组成时溶液的泡点为136，平均温度为（136+20÷2=78.由物性书册查得78下乙苯和苯乙烯的比热容为1.87kJ（kg·），故原料液的平均比热容为kJ（kg·）所以再从点e作斜率为2.81的直线，即得q线。 连接cd，即为提馏段操作线。 自点a开始在操

42、作线和平衡线之间绘梯级，图解得理论板层数10（包括再沸器），自塔顶往下数第五层为加料板，如图5.1所示。Z=10×0.4+10×0.4+0.8=8.8m空塔气速为U=1mssD= 取1m塔截面积为图5.1图解法求理论板层数4.3乙苯塔的设计与计算表6.1甲苯和乙苯的饱和蒸气压：温度110.8115120125130136.2甲苯kPa101.33124.2131.3163.2184.1200.1乙苯kPa40.156.164.2186.698.7108.6利用计算相对挥发度，用平均相对挥发度表示气液平衡关系，。t110.8115120125130136.22.5332.19

43、2.0451.8851.865x1.0000.8200.6420.5320.4120y1.0000.90890.79700.71340.60540温度为20进料 利用平衡数据，在直角坐标图上绘出平衡曲线及对角线，如图所示。在图上定点a()、点e（）和点c（）三点。 精馏段操作线方程截距=,在y轴上定出点b。连接ab，即得精馏段操作线， 先按下法计算q值。原料液的汽化热为koml查出进料组成时溶液的泡点为110，平均温度为（110+20÷2=65.由物性书册查得78下甲苯和乙苯的比热容为1.86kJ（kg·），故原料液的平均比热容为kJ（kg·）所以再从点e作斜率为

44、3.237的直线，即得q线。 连接cd，即为提馏段操作线。 自点a开始在操作线和平衡线之间绘梯级，图解得理论板层数12（包括再沸器），自塔顶往下数第六层为加料板，如图所示。Z=11×0.4+6×0.4+0.8=7.6m空塔气速为U=1ms sD= 取0.6m塔截面积为图6.1图解法求理论板层数4.4苯乙烯精馏塔的设计通过计算可知原料液的处理量为F=452.02kmol/h，组分为，要求塔顶馏出液的组成为,塔底釜液的组成为。设计条件如下：操作压力 4 kPa（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 。1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

45、苯乙烯的摩尔质量 kg/kmol焦油的摩尔质量（假设）kg/kmol2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.3×104.15+(1-0.3)×300=241.245kg/kmol0.997×104.15+(1-0.997)×300=104.738kg/kmol0.001×104.15+(1-0.001)×300=299.8042kg/kmol3.物料衡算原料处理量 F=452.02kmol/h再根据物料衡算可知，；可见苯乙烯精馏塔中只有微量的焦油，故可设定塔高和塔径：精馏段有效高度为（10-1）×0.4=3.6m提馏段有

46、效高度为（5-1）×0.4=1.6m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=3.6+1.6+0.8=5m塔径取D=1.0m4.5冷凝器的设计冷凝器按其制冷介质和冷却方式 ,可以分为水冷式 ,空气冷却式和蒸发式三种类型。蒸发式冷凝器主要是利用冷却水蒸发时吸收潜热而使制冷剂蒸气凝结。根据能量守恒原理，假设热损失可忽略不计，则单位时间内热流体放出的热量等冷流体吸收的能量。热负荷Q为：式中 KJ/(Kg·)；t冷流体的温度，。Q=75229267.37kJ管壳式换热器的对数平均温度按逆流计算，即查得，所以故查化工原理上册得，选用TB4715-92,列管尺寸为

47、直径19mm；管心距为25mm；管程数为1；管子总根数1267个；中心排管数为39个；管程流通面积为0.2239m2列管长度6000mm，换热面积446.2 m2，所以需要3个这样的换热器。4.6油水分离器重力法脱除水中的油滴其基本原理是利用水与油的密度差,使含油污水中的油滴在设备中上浮而除去。按照Stokes 定律,油滴的脱除效率只与油滴粒径、油与水物性、处理量和浮升面积有关,而与浮升高度无关,这就是所谓的“浅池原理”。根据“浅池原理”即可以采用低浮升高度的多层板结构,以增大浮升面积,提高油滴脱除效率。而且由于多层板组当量直径的减小,可使液流在较大流量下保持层流状态,也有利于油滴的有效分离。

48、但是，在一定的设备高度内，增加多层板层数、缩短板距，必然带来要固定多层板而需的结构上的复杂与困难。所以，一般多层板除油装置板距均较大，且不能十分保证水流分布均匀，其处理效率的提高及设备的紧凑化，就受到限制。另一种强化途径是，使含油污水中的细小油滴通过聚结床合并为大油滴，则能使脱油效率得到较大的提高，这就是油滴的聚结。但采用聚结技术，也有限制，即流速要在一定范围内，且不但需要另外的浮升分离空间，还需定期反洗，增加了投资和操作费用。本高效油水分离器，正是将“浅池原理”和“聚结技术”结合起来，用特殊的内部分离构件和配置，保证了在一定设备容积内，可提供最大的油滴浮升面积，以及尽可能多的油滴聚结机会，并

49、使得水中油滴在浮升中聚结，在聚结中浮升，且内部液流分布均匀，防止了液流的短路与沟流，故在较短的停留时间内，可获得较高的脱油效率。高效油水分离器为一水平放置的卧式容器，主要由进水部分、出水部分、集油室和由斜通道波纹板构成的主体板组等构成，其结构特点为：1. 可以采用尽可能小的板距而无需固定支撑构件，从而在一定高度设备内，有更多的油滴浮升分离层，保证了在较短的停留时间内，可脱除较小的油滴，得到较高的脱油效率；2多层板组的当量直径较小，可在较大流速下，保持层流状态，避免了高处理量下湍流对油滴浮升所带来的不利影响；3. 由于斜通道波纹板一正一反迭放的特殊配置方式，整个板组内形成相互连接的“之”字形通道

50、，水流在三维方向上不断改变方向，这就为油滴之间的碰撞聚结和油滴与构件之间的勃附聚结，提供 了更多的机会，在整个板组中，油滴在浮升中聚结，在聚结中浮升，更进一步促进了脱油效率的提高；4. 由于板组“之”字形通道，也使板组内液流分布比较均匀，避免由于液流不均对脱油带来的不利影响；5. 对固体悬浮物也有一定的脱除作用；6. 内构件可采用较薄的碳钢、铝、不锈钢或塑料制造，成本较低，制造、安装和维护清洗都很方便；7. 整个设备可以做成密闭式，可保证安全和防止二次污染。4.7过热蒸汽炉过热蒸汽炉的设计依据是按 蒸汽锅炉安全技术监察规程 和 工业锅炉通用技术条件 的规定, 并以 “安全可靠、 节能经济、 保

51、护环境、 配套齐全、 好用好造” 为原则设计的。选用HS201或HS219。（五）设备一览表及公用工程1.设备年产10万吨苯乙烯需要的设备及其规格如表8所示：表8 主要生产设备一览表序号项目规格数量1过热蒸汽炉选用HS201或HS21912脱氢反应器选用标准23氧化脱氢反应器选用标准14冷凝器G273I-16-515气体压缩机选用标准16油水分离机选择标准17粗馏塔筛板塔Z=8.8m，D=1m18乙苯塔筛板塔Z=7.6m，D=0.6m19苯乙烯精馏塔筛板塔Z=5m， D=1m110甲苯与苯塔筛板塔Z=10m，D=1m111动力泵2BA-6A型，流量20m3/h8注：另需配套管道阀门若干；100

52、150吨风冷水塔2个，作为冷却水循环使用装置。2.公用工程规格（1）电对输入的动力电源的要求：采用单回路电压为380伏，频率为50赫兹，允许波动范围±3%。电器设备对电源的要求：1）对于电动机，使用380伏交流电。2）正常照明用220/380伏交流电，事故照明用220伏直流电。3）电器部分控制，信号及继电保护用220伏直流电。4）仪表电源用100伏和24伏。（2）冷却水1）温度：供水温度为常温，回水温度为进水温度+102）压力：回水压力对于循环冷却水要求回水能直接流到冷却塔顶，不另设接力泵，因此回水压力设为0.4MPa(G)。供水压力：考虑到回水压力加上热交换阻力和管道系阻力，因此取

53、0.6MPa(G)。3）污垢系数：根据水质处理费用和热交换费用，决定污垢系数为0.000145（m2·h·）KJ。（3）加热蒸汽根据生产需要决定蒸汽压力和温度，蒸汽压力取低压0.4MPa(G),进反应器温 度为600，出反应器温度为100，（六）“三废”处理1.废水：化工废水是指化学工业生产中产生的废水，其中含有随水流失的化工原料，中间产物，产品以及生产过程中产生的污染物。本工艺生产过程中的工业废水主要来源式缩合反应中生成的水，经多次中和洗涤后的水，脱酮、脱苯时气体蒸汽的冷却水，废水中含有钠盐，苯等。治理办法首先从工艺上减少废水的排放量，用沉降法分离废水中的悬浮物质，苯为有毒物质可以考虑用活性分离或膜分离等处理方法将其分离，也可用连续萃取的方法将其做回收处理，经处理的废水达标后方可排放或做循环利用13。2.废气：化学工业中大气污染物的特点是：有的是有毒物质，有的是对人类有威胁的致癌物质，有的