苯乙烯工艺设计任务及要求

/xx理工高校课程设计任务书学生姓名：专业班级：指导老师：工作部门：一、课程设计题目年产xx万吨苯乙烯工艺设计二、课程设计内容1．文献检索、分析、综述设计项目的目的和意义；2．工艺方法选择及其论证；3．工艺流程设计及论证；4.物料衡算、热量衡算；5.部分设备的选型及管路设计；6.绘制工艺流程图、车间平面布置图、车间设备布置图；7．撰写、排版设计说明书。三、进度支配第15周：课程设计动员，下达任务书；第15-17周（业余时间）：查阅文献、综述设计项目的目的和意义；确定生产方法和生产工艺流程。第18周（4成天）：物料衡算、热量衡算；第19周（业余时间）：部分设备的选型及管路计算，整理说明书；第20周（4成天）：绘图和答辩。四、基本要求1．学生要刻苦钻研，勇于创新，独立完成课程设计任务，不准弄虚作假、抄袭别人的成果，保质保量地完成课程设计的任务。2．严格遵守纪律，在指定的地点进行课程设计，不得擅自带离学校。3．自觉遵守教室运用的相关规则，定期打扫课程设计工作现场的卫生，保持良好的工作环境。4．课程设计成果及资料按时提交。5.细致准备答辩。 教研室主任签名：2011年6月1日摘要本书重点介绍化工生产工艺设计的流程及工艺设计的全部必要部分。设计的主要内容包括一下六个部分：进行国内外市场分析、生产工艺方法选定、物料和能量衡算、生产设备的设计、车间布置设计、利润评估。本设计题目为年产83万吨苯乙烯工艺设计，主要依据中科院独创的稀乙烯合成乙苯和参照鲁姆斯公司生产苯乙烯的技术，以乙苯脱氢法生产苯乙烯工艺，其具有以下优势：高能量回收；操作简洁便利；平安性能高；低耗能；高经济效益等本设计留意理论联系实际，并突出化工工艺的概念。在设计过程中以“低耗能、低污染、低成本、切实可行”的设计理念进行设计，在现有的生产工艺基础上，参考中国科学院的先进乙苯合成工艺进行设计，设计方案现实牢靠，且又不失创新性。本设计书由初学者所编而且时间比较仓促，有些设计因素被忽视，设计思路不够严谨，但其影响有限，所以基本能满足化工工艺生产设计的要求。本设计尚有不足之处，请各位读者和指导老师提出您的宝贵看法。关键词：工艺设计市场分析衡算催化脱氢牢靠AbstractionThisbookismainlyaboutthenecessarypartsofthedesignfortheprocessofchemicproductionandprocessplanning.Themaincontentofdesignconsistsofsixparts:toanalyzethemarketofstyreneofdomesticandabroad,tochoosethewayofproduce,thecalculationofenergyandmaterial,todesigntheequipment,todisposetheequipmentandtoevaluatetheprofit.Thesubjectofdesignis“toproduce830hundredtonsofstyrene”，mainlybasedontheChineseAcademyofSciencestechnologytoproduceethylbenzeneandJames,companytechnologytoproducestyrene,whichhasflowingadvantages:largeenergytorecover,simpleoperation,safe,lowenergyexhaustandhighprofit.Thisbookwaseditedbyabeginnersothatsomepointsmaybeignoredandtheidealmaynotbestrictwithlimiteffect,sothedesignshouldBeabletosatisfytherequirementofdesign.Iamsincerelyhopethereaderpointouttheerrorwhenyoufindandgiveyourprecioussuggestions.Keywords:processplanning,marketanalysis,entropybalance，catalyticdehydrogenation,reliable书目北京理工高校珠海学院 I摘要 IIAbstraction III第一章绪论 1其次章物料衡算 62.1、计算依据 6第三章热量衡算 143.1、热量衡算图 143.2、各物质热系数 143.3热量计算 15第四章主要设备的计算和选型 174.1、乙苯—苯乙烯精馏塔计算 174.2、泵的计算和选择 204.3接管选择 224.4、换热器设计 24第五章自动化限制和优化 275.1乙苯合成反应器温度限制方案 275.2进料比例限制 27第六章经济概算 28第七章存在问题和建议 29结束语 30参考文献 31第一章绪论1.1设计依据依据北京理工高校珠海学院下发的化工工艺课程设计书以及中科院大连化物所、抚顺石化公司石油二厂、洛阳石化工程公司联合开发的稀乙烯工艺，鲁姆斯(Lummus)公司生产苯乙烯的技术进行设计1.2产品规格、性质、用途及市场分析=1\*GB3①苯乙烯产品规格：(外观：无色透亮液体，无机械杂质，无游离水)表1-1苯乙烯产品规格一级二级色度号≤1550苯乙烯含量%≥99.699.0（wt）聚合物PPm≤1050(wt)二乙烯基苯%≤0.0030.005(wt)总芳烃%≤0.51.0(wt)苯甲醛%≤0.020.4(wt)=2\*GB3②苯乙烯性质苯乙烯是含有饱和侧链的一种简洁芳烃，是有机化工重要产品之一，为无色透亮液体，常温下具有辛辣香味，易燃。苯乙烯难溶于水，25摄氏度时其溶解度为0.066%，能溶于甲醇，乙醇，乙醚等溶剂中=3\*GB3③苯乙烯用途苯乙烯（SM）是合成高分子工业的重要单体，它不但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。=4\*GB3④苯乙烯国内外市场分析国内市场进入本世纪以来，我国苯乙烯的表观需求量逐年增长，2001-2007年由220万吨增加到548万吨，七年累计增加了150%。国内苯乙烯产量在2001-2004年变更不大，自2005年起先，随着上海申科，中海壳牌，江苏双良，常州东吴等装置的建成投产，产量出现了较大的增长。以此对应的是进口量起先下降，05-06连续两年出现了负增长。国内苯乙烯进口依存度由04年74.5%下降到51%，但还是很大程度上长期处于短缺状态始终以进口来满足国国内市场需求据调查，2012年之前，国内将新建或拟建苯乙烯项目大约有十个，总产量达到250万吨，但随着国外苯乙烯产能逐步向中国转移，国内苯乙烯产业将面临着越来越大的挑战，尤其是中东国家苯乙烯的几口比重将明显增加，鉴于其低成本优势，国内苯乙烯市场将面临更加激烈的竞争。国外市场目前，全球苯乙烯的产量不断的增大，依据美国析迈（CMAI）公司2008年9月的分析预料，鉴于低成本的中东生产商对市场的较大影响，全球到2013年的苯乙烯市场将会供过于求高达250万吨/年同时，CMAI称，由于经济增速放慢，全球苯乙烯的需求增长率预料会降低。1.3工艺路途论证本次设计是以苯和乙烯为原料进行合成生产苯乙烯，其过程主要包括两部分:乙烯和苯合成乙苯；乙苯进一步合成苯乙烯A乙烯和苯合成乙笨目前以乙烯和苯为原料合成乙苯主要有纯乙烯法和稀乙烯法=1\*GB3①纯乙烯工艺

纯乙烯工艺主要有气相分子筛法、液相分子筛法和催化精馏法。=2\*GB3②稀乙烯工艺

中科院大连化物所、抚顺石化公司石油二厂、洛阳石化工程公司联合开发的稀乙烯工艺，在沸石催化剂存在下和苯进行烃化反应，烃化反应过程接受干气和／或低温气相苯取热，削减反应温升；烃化反应产物汽液分别后，尾气经低温吸取排出装置，中间副产物二乙苯和苯混合进入反烃化反应器在分子筛催化剂上进行反烃化反应进一步转化为乙苯。本独创有效降低稀乙烯制乙苯过程的苯耗和能耗，乙烯转化率不低于99％，生成乙苯的总选择性不低于99％，尾气携带苯回收率不低于99.5％，乙苯中二甲苯含量在800ｐｐｍ以下。目前国内外比较多地接受纯乙烯工艺，但本次设计考虑到要经过中间反应才能得到目的产物，故要求乙烯和苯合成的乙苯具有高纯度，这样可以削减中间的分别能耗和设备投资，从而削减经济成本，故接受稀乙烯法，接受惰性气体纯乙烯混合，对乙烯进行稀释，其反应过程如下方程式苯+C2H2乙苯

乙苯+C2H2二乙苯二乙苯+苯乙苯此过程的中间主要副产物二乙苯和笨能够发生反烃化反应进一步转化为乙苯，这样既能生产出高纯度的乙苯，又不须要在这道生产工艺中设置精馏系统，大大降低了生产成本B乙苯进一步合成苯乙烯目前苯乙烯主要由乙苯转化而成，可通过如下四条工艺路途进行（1）苯乙酮法这种方法是较早以前接受的，其步骤主要为氧化，还原和脱水三步，方程式：C6H5C2H5+O2C6H5COCH3+H2OC6H5COCH3+H2C6H5CHOHCH3C6H5CHOHCH3C6H5CHCH2+H2O该法苯乙烯产率为75-80%，略低于苯乙烯脱氢法的产率，但中间副产物苯乙酮的产值较高，苯乙烯的精制部分分别较简洁，故此法在国外仍有接受（2）乙苯和丙烯共氧化法本法在碱性催化剂作用下，使乙苯液相氧化成过氧化氢乙苯，然后和苯乙烯进行环氧化反应生成环氧丙烷，一本过氧化物则变为乙苯乙醇，乙苯过氧化物则变为乙苯乙醇，再经脱水变成苯乙烯C6H5C2H5+O2C6H5CHOOHCH3C6H5CHOOHCH3+CH3CHCH2C6H5CHOHCH3+C3H6OC6H5CHOHCH3C6H5CHCH2+H2O本方法产率约为65%，低于脱氢法的差率，但他能生产有机重要原料环氧丙烷，综合平衡仍有工业化价值，故目前国外也有接受此法生产（3）乙苯氧化脱氢法乙苯氧化脱氢法是目前尚处于探讨阶段的生产苯乙烯的方法，在催化剂和过热蒸汽的存在下进2C6H5C2H5+O22C6H5CHCH2+2H2O（4）乙苯催化脱氢法这是目前生产苯乙烯的主要方法，目前世界上大约90%的苯乙烯接受该方法生产。它以乙苯为原料，在催化剂的作用下脱氢生成苯乙烯和氢气。反应方程式如下：主反应C6H5C2H5C6H5CHCH2+H2副反应C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4C6H5C2H5+H2C6H6+CH3CH3C6H5C2H5C6H6+CH2CH2本设计就接受乙烯和苯为原料，接受稀乙烯工艺和乙苯催化脱氢法结合生产苯乙烯工艺特点和优点：高产率高纯度的乙笨生产工艺接受干气合成，高转化率和高选择率（b）低耗能在合成乙苯后不须要进行蒸馏分别，干脆作为合成苯乙烯的原料（c）特殊的脱氢反应器系统：在低压（深度真空下）下操作以达到最高的乙苯单程转化率和最高的苯乙烯选择性。（d）高能量回收：利用乙苯/苯乙烯蒸馏塔顶产物的冷凝热来汽化乙苯和水的共沸物，并干脆送至脱氢反应器进行供热，而不须要任何压缩设备。（e）操作简洁便利：该设计生产流程简洁，生产设备比较先进和成熟，稳定性比较好（f）高选择性和高稳定性催化剂（g）平安性能高利用自动化连锁系统，当在任何一个环节出问题时，整个生产系统将会自动进入停车状态，从而保证生产的平安（f）加入阻聚剂阻聚剂能阻挡苯乙烯在生产和保存过程中集合成集苯乙烯，从而保证了产品质量1.4工艺流程设计稀乙烯气稀乙烯气乙烯预热笨烃化液粗产品乙苯苯乙烯副产品分别回收产品保存烷基化工序预热脱氢工序苯乙烯蒸馏图1-1工艺流程设计1.5生产工艺和流程叙述本次工艺流程主要包括三个部分：乙苯合成、乙苯催化脱氢、苯乙烯精制将原料乙烯干气进过预热器进行预热，然后和笨一起经过泵打进烷基化反应器，反应器温度限制在380~4200C，得到纯度为98%乙苯（纯度较高，不需经过分别），经过和过热水蒸气混合预热，然后打入一个两段、绝热的径向催化反应系统内脱氢反应器进行脱氢，出来的混合液经过冷凝使甲烷，氢气等轻组分分别，甲烷和氢气等回收作为燃料用，利用冷凝器的热量生产水蒸气，苯乙烯、未反应乙苯、苯、甲苯和少量高沸物中加入一种不含硫的阻聚剂(NSI)以削减聚合而损失苯乙烯（SM）单体，然后在乙苯/苯乙烯单体（EB/SM）分馏塔进行分别，塔顶轻组分(EB及轻组分(苯/甲苯)从塔顶取得)去乙苯分别塔，从而从乙苯分别出苯和甲苯，甲苯返回乙苯合成段作为原料，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。1.5综合利用及三废处理1副产品处理一览表表1-2副产品处理一览表名称单位处理方法苯、甲苯T/a作为有机溶剂出厂焦油T/a作为燃料2废物处理一览表表1-3废物处理一览表名称单位状态毒性处理方法触媒残渣T/a固体有挖坑掩埋脱氢尾气Kg/a气体微作补充燃料油水分别器污水T/t液体微符合国家标准排入下水道其次章物料衡算2.1、计算依据本次设计是从乙烯和苯为原料先合成中间产物乙苯，乙苯再经过脱氢生成苯乙烯。乙苯的合成接受的是新工艺（由中科院大连物化探讨所张仲利等人独创设计的，集体分析看绪论中的工艺比较），基本上不产生副产物，其转化率达到99%，选择率99%，按1:1进料原理如下方程式笨+C2H2乙苯（1）笨+C2H2二乙苯笨乙苯（2）而乙苯脱氢制苯乙烯装置包括脱氢和精馏两个单元，是具有循环物流的困难化工过程，其流程框图如附图1。乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的列管反应器中进行，反应方程式为：主反应C6H5C2H5C6H5CHCH2+H2(3)副反应C6H5C2H5C6H6+CH2CH2(4)C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4(5)水蒸汽作稀释剂，水蒸汽和乙苯质量比为2.6：1反应压力为150000Pa（绝），反应温度为590℃，反应器进口温度630℃,乙苯总转化率为65%，各反应选择性分别为：(a)90%、(b)3%、(c)7%、为简化计算，假定：(1)反应混合原料组成：苯：纯度为99.8%(W%)，乙烯：纯度99.8%(W%)，(2)水蒸汽为惰性组分，不发生水蒸汽转化反应，并且无结焦反应。(3)冷凝液经油水分别器分别成水和有机混合物，水中夹带芳烃量为500mg/L，夹带芳烃组成同有机混合物相同。有机混合物中水量很少可忽视。(4)阻聚剂加入量为有机混合物量的0.03(W%)。(5)精馏塔塔顶苯乙烯回收率大于95%。精馏塔真空操作，塔顶压力<50mmHg。(6)乙苯－苯乙烯塔真空操作，塔顶压力<200mmHg。塔顶苯乙烯含量<0.25%，塔釜乙苯<0.3%。(7)苯－甲苯塔塔顶压力<160mmHg，塔顶甲苯<0.5%，塔釜苯<0.2%。(8)乙苯回收塔，塔顶乙苯<0.1%，塔釜甲苯<0.4%。2.2、合成和分别衡算按每年300天生产，每天不停产，既是每天24小时，则一年7200小时则产品流量为83×107kg/7200=1.16×105kg/h即1.16×105/104=1100kmol/h笨+C2H2乙苯1100kmol/h1100kmol/h1100kmol/h则须要苯和乙烯进料量=1100/（0.65×0.90×0.99×0.99×0.98）=1880kmol/hA乙苯的合成（接受质量比为2.8:1进料）反应器进料G1乙烯：68.5kg/h68.5*28=1918kom/L笨：24.6kg/h24.5*78=1918kom/L依据方程式（1）得乙苯产量=1918×0.99×0.99×0.998=1880kom/LB反应器出料G2乙苯：1918kom/L乙烯：19.18kom/L笨：19.18kom/LC苯乙烯合成反应器的出料G4依据方程式（3）得=1\*GB3①苯乙烯产量=1918×0.65×0.9=1100kom/L=2\*GB3②生成氢气的量=1100kom/L副反应：据化学反应式(2)C8H10C6H6+C2H4选择性3%(1)生成的苯：1880×0.003×0.65=36.66(2)生成的乙烯：36.66据化学反应式(3)C8H10+H2C7H8+CH4选择性7%(1)消耗H2量1880×0.007×0.65=85.54kmol/h(2)生成的甲苯量85.54kmol/h(3)生成的甲烷量85.54kmol/h则反应器出口的物料组成乙苯1880×(1-65%)=658kmol/h苯乙烯1100kmol/h甲苯85.54kmol/h苯36.66+19.18=55.84kmol/h乙稀19.18+36.66=55.84kmol/h甲烷85.54kmol/h氢气1100-85.54=1014.46kmol/hD、进反应器的蒸汽量G31880×106×2.6=518128kg/h518128/18=28785kmol/h反应器出口的有机混合物质量组成名称kg/hW%乙苯658×106=6974835.74苯乙烯1100×104=11440058.61甲苯85.54×92=66723.42苯55.84×78=43562.23合计195176100.00E、冷凝器顶物料G5氢气1014.64kmol/h甲烷55.84kmol/h乙稀85.54kmol/hF、冷凝器底物料G6乙苯658kmol/h苯乙烯1100kmol/h甲苯85.54kmol/h苯55.84kmol/h水28785kmol/hG、分别器底的废水组成G7因废水中夹带的芳烃量为500mg／L，芳烃组成同有机混合物废水中夹带的芳烃量28785×0.0005=259kg/h则废水中损失的芳烃量kg/hkmol/h乙苯259×35.74%=92.6kg/h0.0551苯乙烯259×56.61%=146.6kg/h0.0606甲苯259×3.42%=8.86kg/h0.00591苯259×2.23%=5.88kg/h0.00237H、分别器顶的有机混合物组成G8乙苯658-0.87=657.13kmol/h苯乙烯1100-1.41=1098.59kmol/h甲苯85.84-0.096=85.44kmol/h苯55.84-0.075=55.77kmol/hI、阻聚剂加入量G9因为阻聚剂加入量为有机混合物的0.03W%阻聚剂加入量=195176×0.03%=58.55kg/h，即58.55/184=0.318kmol/h乙苯－苯乙烯塔J.乙苯－苯乙烯塔的进料G10乙苯657.13kmol/h苯乙烯1098.59kmol/h甲苯85.44kmol/h苯55.77kmol/h阻聚剂0.318kmol/h进料量F1＝657.13+1098.59+85.44+55.77+0.318=1897.25kmol/h进料组成mol%乙苯657.13/1897.25=0.346苯乙烯1098.59/1897.25=0.579甲苯85.44/1897.25=0.045苯55.77/1897.25=0.030阻聚剂0.318/1897.25=0.00017K、乙苯－苯乙烯塔顶的物料G11(选轻关键组份为乙苯，重关键组份为苯乙烯)D1=657.13×（1-0.003）+1098.59×0.0025+85.44+55.77=800kmol/h留意事项(乙苯－苯乙烯塔真空操作，塔顶压力<200mmHg。塔顶苯乙烯含量<0.25%，塔釜乙苯<0.3%。)XDB=55.77/800=0.07XDEB=657.13×(1-0.003)/800=0.82XDSTY=1098.59×0.0025/800=0.003XDTB=85.44/800=0.10L、乙苯－苯乙烯塔底的物料G12W1=F1—D1=1897.25-800=1097.25kmol/hXWEB=657.13×0.003/1097.25=0.0018XWSTY=1098.59×（1-0.0025）/1097.25=0.998X阻聚剂=0.318/1097.25=0.00029甲苯/乙苯塔（乙苯回收塔，塔顶乙苯<0.1%，塔釜甲苯<0.4%。）选轻关键组份为甲苯，重关键组份为乙苯进料量F2＝D1＝800kmol/hM、乙苯回收塔塔顶的物料G13 D2=55.77+85.44×（1-0.4%）+657.13×（1-0.003）×0.1%=141.5kmol/hXDB=55.77/141.5=0.338XDTB=85.44×（1-0.4%）/141.5=0.658XDEB=1-0.658-0.338=0.004N、乙苯回收塔塔底的物料G14W2=F2-D2=800-141.5=658.5kmol/hXWB=85.44×0.4%/658.5=0.0005XWEB=657.13×（1-0.003）*（1-0.1%）/658.5=0.998XWSTY=1098.59×0.1%/658.5=0.0017苯－甲苯塔（苯－甲苯塔塔顶压力<160mmHg，塔顶甲苯<0.5%，塔釜苯<0.2%。）选轻关键组份为苯，重关键组份为甲苯进料量F3=D2=141.5kmol/hO、苯－甲苯塔塔顶的物料G15D3=55.77×（1-0.2%）+85.44×（1-0.5%）×0.2%=55.80kmol/hXDB=55.77×（1-0.2%）/55.8=0.997XDTB=85.44×（1-0.5%）×0.2%/55.8=0.003P、苯－甲苯塔塔底的物料G16W3=F3-D3==85.7kmol/hXWB=55.77×（1-0.5%）*（1-0.2%）/4.3093=0.9721XWEB=40.0149*（1-0.003）*0.3%/4.3093=0.0273苯乙烯精馏塔选轻关键组份为苯乙烯，重关键组份为焦油F4=W1=1097.5kmol/hQ、苯乙烯精馏塔塔顶的物料G17D4=657.13×0.003+1098.25×（1-0.25%）×95%=1042.70kmol/hXDEB=657.13×0.003/1042.70=0.002XDSTY=1098.25×（1-0.25%）*95%/41.83=0.9971R、苯乙烯精馏塔塔底的物料G17W4=F4-D4==54.55kmol/hXWSTY=1098.25×（1-0.25%）×5%/54.55=0.997X阻聚剂=0.318/54.55=0.003物料衡算表表2-1合成乙苯进料组成G1序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙烯19185370426.4502笨191814960473.850表2-2合成苯乙烯进料（合成乙苯出料）组成G2序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙苯19182033089898.812乙烯19.1853710.093苯19.18149610.18合计×1956.36205341100100表2-3平衡后水蒸气的量G3序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1水蒸气28785518128100100表2-4出反应器物料组成G4序号物料名称kmol/hmol%1乙苯65821.52苯乙烯110036.03甲苯85.542.84苯55.841.85氢气1014.4633.26甲烷85.542.87乙烯55.841.8合计×3055.22100（为热量恒算便利，省略焦油和水蒸气）表2-5冷凝器顶物料组成G5序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1氢气1014.642029.20.3810.8772甲烷55.84893.440.1680.0483乙烯85.842403.50.4510.075合计×1156.325326.12100.0100.0表2-6冷凝器底物料组成G6序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙苯6586974812.12.642苯乙烯110011440013.062.93甲苯85.5466721.130.284苯55.8443560.380.115水蒸汽287852878573.3394.07合计×30684.38223961100.0100.0表2-7油水分别器底的废水组成G7序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1苯0.002370.18531.12.12甲苯0.005910.54451.13.63乙苯0.05515.8393034苯乙烯0.06066.3021.925993.8合计×1430.12425752.87100.0100.0表2-8有机混合物组成G8序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙苯6586974835.7434.62苯乙烯11001144006157.93甲苯85.5466723.424.54苯55.8443562.232.9合计×1899.38195176100100表2-9加入阻聚剂G9序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1阻聚剂0.3182.808100100表2-10加入阻聚剂后的乙苯－苯乙烯塔进料组成G10序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙苯6586974835.7334.652苯乙烯11001144006157.983甲苯85.5466723.414.54苯55.8443562.222.96阻聚剂0.01532.8080.030.02合计×90.06139351.33100100表2-11乙苯－苯乙烯塔顶物料组成G11序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1甲苯85.447860.480.0960.1072乙苯655.269451.200.8480.8203苯55.774350.060.0530.0704苯乙烯2.75286.000.0030.003合计×799.1681947.5100100表2-12乙苯－苯乙烯塔底物料组成G12序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙苯1.97208.80.00180.00182苯乙烯1095.81139630.99770.99793阻聚剂0.31858.50.00050.0003合计×1098.1114230100100表2-13甲苯/乙苯塔塔顶物料组成G13序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1甲苯85.17829.2000.6340.6012乙苯0.6669.0.0060.0053苯55.774350.060.3520.394合计×141.512349.16100100表2-14乙苯回收塔塔底物料组成G14序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1甲苯0.3431.280.00040.00052苯乙烯2.10218.400.00310.00323乙苯654.569377.000.99640.9939合计×658.569626.7100100表2-15苯－甲苯塔顶物料组成G15序号物料名称kmol/hkg/hW%Mol%1甲苯0.1412.880.0030.00252苯55.664341.480.9970.9975合计×55.84354.36100100表2-16苯－甲苯塔底物料组成G16序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1甲苯83.747704.080.9730.9772苯0.107.80.0010.0013乙苯1.96207.760.0260.023合计×85.77100100表2-17精馏塔顶物料组成G17序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1苯乙烯1040.731082360.9980.9982乙苯1.972090.0020.002合计×1042.7108444100100表2-18精馏塔底物料组成G18序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1苯乙烯54.2356400.9900.9942阻聚剂0.318590.0100.006合计×54.555699100100第三章热量衡算3.1、热量衡算图3.2、各物质热系数=1\*GB3①查《化工热力学》，计算公式：Cp/R=A+BT+CT2（kJ/kmolK）表3-1热力学系数序号物质名称A103B106C1甲烷1.7029.081-2.1642乙烯1.42414.394-4.3923苯乙烯2.05050.192-16.6624苯-0.20639.064-13.3105甲苯0.29047.052-15.716=2\*GB3②查《化工计算》，Cp=a+b×10-2T+c×10-5T2+d×10-9T3（kJ/kmolK）表3-2序号物质名称abcd1乙苯-8.39815.935-10.00323.952氢气6.953-0.0460.096-0.21=3\*GB3③查汽化潜热表（kJ/mol）表3-3名称甲苯乙苯苯苯乙烯乙烯数值37.9942.2633.8540.83017.14=4\*GB3④各物质hfi（kJ/mol）表3-4名称甲烷乙烯苯乙烯苯甲苯乙苯氢气HF0-74.8552.26103.982.950.0025.7903.3热量计算反应器：(A)带入反应器热(以25℃为基准)1）蒸汽带入：Q1=m×（h1-h0）2）反应物带入：Q2=ΔH1+ΔHV’由设计要求知：（乙烯和笨）进料温度为T1=630℃，故取T=（T1+T0）/2+273.15=（630+25）/2+273.15=600.65K，依据物质Cp表可计算得：乙烯：Cp平均=（A+BT+CT2）*R=62.18（kJ/kmolK）笨：Cp平均=（A+BT+CT2）*R=135.55（kJ/kmolK）Cpm平均=∑yiCpi平均=98.87（kJ/kmolK）ΔHV’=∑niΔHVi’=1880×17.14+1880×33.85=95861.2(kJ/h)ΔH1=n反应物Cpm平均×(T-T0)+∑niHVi’=3760×98.87×(495.65-298.15)+95861.2=7.35×107(kJ/h)（B）带出反应器热量1)反应吸取热量：Q吸=ΔHRθ乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的固定床反应器中进行，反应方程为：乙苯合成笨+C2H2乙苯（1）笨+C2H2二乙苯笨乙苯（2）主反应C6H5C2H5C6H5CHCH2+H2(3)副反应C6H5C2H5C6H6+CH2CH2(4)C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4(5)由各物质ΔHf列表可得：对于(1)反应：ΔHRθ1=52.56+82.9-25.97=109.49kJ/mol对于(2)反应：ΔHRθ2=52.56+82.9-25.97=109.49kJ/mol对于(3)反应：ΔHRθ3=103.9-25.79=78.11kJ/mol对于(4)反应：ΔHRθ4=82.9+52.26-25.79=109.37kJ/mol对于(5)反应：ΔHRθ5=50-74.85-25.79=-50.64kJ/mol由物料衡算可得：（1）和（2）转化乙烯1880kmol/h，(3)反应中转化乙苯：1100kmol/h；(4)反应中转化乙苯：33.66kmol/h；(5)反应中转化乙苯：85.54kmol/h；ΔHRθ=∑niΔHRi’=1880×109.49×2+1100×78.11+33.66×109.37+85.54×50.6=5.06×106(kJ/h)2）反应物带出热量：Q3=ΔHV”+ΔH21、ΔHV”=∑niΔHI=9.677×107(kJ/h)2、ΔH2=nCpm平均(T2-T0)Cpm平均=∑yiCpi平均依据Cp列表，累加得表3-5Cp系数总结序号名称AB×110-3C×110-6D×110-91甲烷1.7029.081-2.1642乙烯1.42414.394-4.3923苯乙烯2.05050.192-16.6624苯-0.20639.06-13.3015甲苯0.29047.05-15.7166乙苯-8.398159.35-100.0323.957氢气6.953-0.0460.096-0.21合计3.121295.320138.23917.65∴Cpm平均=3.185+0.319×T-1.52×10-4T2+2.37×10-8T3（C）蒸汽带出热量：Q4=m×（h2-h0）(3)利用：带入反应器=带出反应器热量，进行试差计算求得反应器出口温度T2。经试差计算求得反应器出口温度t2=600℃。第四章主要设备的计算和选型4.1、乙苯—苯乙烯精馏塔计算1、乙苯—苯乙烯塔操作条件的确定I）塔顶温度的确定已知乙苯—苯乙烯塔顶压力为185mmHg，具体步骤如下：假设温度查或计算苯、甲苯乙苯、苯乙烯之蒸汽压由Ki=Pi/PD计算出Ki由xi=yDi/Ki计算出xi计算xi是否等1，若是，则假设成立，否则重新假设温度，重复上述计算。饱和蒸汽压计算公式(安托因方程)：lnP=A－B/(T+C)mmHg苯：A=15.9008B=2788.51C=－52.36甲苯：A=16.0137B=3096.52C=－53.67乙苯：A=16.0195B=3279.47C=－59.95苯乙烯：A=19.0193B=3328.57C=－63.72焦油：A=19.0193B=3328.57C=－63.72设：tD=40℃将T=40+273.15代入计算式，具体结果列表如下：表4-1相对挥发度组成塔顶气相组成yDi/mol%饱和蒸汽压（mmHg）Ki=Pi/PDij苯2.63942.715.117.78甲苯8.19372.002.013.02乙苯88.53164.920.901.32苯乙烯0.25121.540.661合计100.00通过计算机试差求得塔顶温度就可认为87.27℃。II）塔釜温度的确定已知乙苯—苯乙烯塔底压力为261.44mmHg，设：tW=40℃将T=40+273.15代入计算式，具体结果列表如下：表4-2组成塔釜气相组成yDimol%饱和蒸汽压（mmHg）Ki=Pi/PDij乙苯0.27343.9991.3161.316苯乙烯99.69261.3130.9991阻聚剂0.035261.3130.9991合计100.00通过计算机试差求得塔釜温度就可认为108.98℃。III）进料温度的确定设进料为饱和液体，具体步骤同前，P=0.5(PD+PW)=0.5(1.05+1.4)=224.58mmHg具体计算结果如下表30：通过计算机试差求得塔进料温度就可认为97.77℃。2、理论板数的计算最小理论板数G10塔顶a1=164.823/121.57=1.356G11塔进料a2=238.336/178.436=1.336G12塔釜a3=343.999/261.313=1.3161.336NM=lg((XA/XB)D/(XA/XB)W)/lgaAB-1=43.6表4-3组成塔进料气相组成yDimol%饱和蒸汽压（mmHg）Ki=Pi/PDij苯1.911270.815.6597.122甲苯4.77519.7262.3142.913乙苯44.43238.3361.0611.336苯乙烯48.87178.4360.7951焦油0.02178.4360.7951合计100.00A、实际回流比下的理论板数因为泡点进料，所以q=1依据恩特伍德公式,用牛顿迭代法计算机算出：∑QUOTEQUOTE1-q=0θ=1.226∑QUOTEQUOTERM+1RM=3.97按R=1.3RMR=5.56NM=43.6据吉利兰关系式得出：0.5668X=R-RM/R+1Y=N-NM/N+1N=78.4B、实际塔板数依据筛板塔的阅历数据,全塔效率为70—80%，我们取74%实际塔板数：N1=78.4/0.74=106C、加料板位置的确定在泡点进料的状况下，可以应用下面的半阅历公式来确定精馏段和提馏段的板数。具体如下：m+n=N1式中：m—提馏段塔板数；n—精馏段塔板数。D=800kmol/h、w=1097.25kmol/hXhF=0.579XlF=0.346XhD=0.0018XlW=0.003n/m=QUOTE=[(1097.05/800)(0.579/0.346)(0.003/0.0018)2]0.206=1.31m+n=106解之得：m=47(提馏段板数)、n=106-49=57(精馏段板数)，加料板从顶部数起的第48块板D、塔径及内件的计算：∵V=L+D，R=L/D，R=5.56；∴L=RD=5.56×800=4448kmol，V=L+D=（R+1）D=(5.56+1)D=5248kmol；为便于计算，塔顶以乙苯为主计算且以：P=185mmHg、t=83℃时的乙苯的物性参数为依据：ρl=0.872×103kg/m3M平均=∑xiMi=78×0.07+106×0.82+104×0.003+92×0.10=96.9ρg=PM/(RT)=185/760×1.013×105×10－3×96.9/(101.3/273.15×(273.15+87.27))=17.64kg/m3μl=0.314CP=0.314×10－3Pa.S、μg=0.0092CP=0.0092×10－3Pa.Sσl=21.1×10－3N/m（1）气体流量：Vg=nRT/P=5248×101.3/273.15×(273.15+87.27)/(185/760×1.013×105×10－3)=28446.6m3/h=7.9m3/s（2）液体流量：∵ml=4448kmol/h=4448×96.9=431011kg/h∴Vl=ml/ρl=930240/(0.872×103)=494.3m3/h=0.137m3/s液气流淌参数：QUOTE选塔板间距：HT=0.600m，查图10-42（下册P179）得：C20=0.097m/s气相负荷因子为：QUOTE泛点气速Uf为：QUOTE取实际气速为泛点气速Uf的75%，则：Uˊ=75%Uf=0.75×0.682=0.511m/s气体的流通截面(即塔的横截面积扣除降液管所占面积)Aˊ为:Aˊ=Vg/Uˊ=7.9/0.511=15.5m2假定板上液流方式取单流型(也称径流型)，并取堰长(lw)为塔径D的0.75倍，查图10-40（下册P176）得降液管的截面积Af对塔的横截面积AT的比值为：Af/AT=0.115故气体流通截面积Aˊ对于塔的横截面之比为：Aˊ/AT=（1－0.115）/1=0.885∴AT=Aˊ/0.885=15.5/0.885=17.5m2塔径Dˊ为:D’=依据塔设备系列规格化，取实际塔径D为4.5m；则：塔的横截面积AT为：AT=π÷4×4.52=15.90m2；气体通道截面A为：A=15.90×0.885=14.07m2；降液管横截面Af=AT-A=15.90-14.07=1.83m23.塔高106块塔板，安装4个人孔，孔径600mm，裙座取2m，塔釜2m，第一块板到塔顶取1m，板间距HT=0.60m，所以塔高H总=106×0.6+4×0.6+2+2+1=71m4.2、泵的计算和选择1管内流速的计算以进料泵P-1为例，已知数据如下：进料物料的平均密度：ρ=803kg/m3，MF平均=102.56进料乙烯和苯泵输送物料的平均粘度：塔压：185mmHg=2.5mH2O=24kPa原料流量：Qm=nFM平均=1897.25×102.56=195520/803=243.5m3/h初选u=1.0m/sA==0.0676由得=0.293m将直径圆整至0.295m，==0.0683m2=0.99m/s和初选值接近，故雷诺数=225620＞4000则管内流淌状态为湍流，取管壁的确定粗糙，查得摩擦系数。2直管阻力和局部阻力降计算其中直管当量长度大约为50m=0.03=2.5J/Kg局部阻力的计算有900弯头1个，＝0.75，截止阀全开＝6.4入口管＝0.5h=(=9.39J/Kg总阻力h=h+h=2.5+9.39=11.89J/Kg3理论压头计算和泵的选型Z+其中Z＝0，u=0取Z=33.8m，p=101.3kpa,p=24kPa＝803kg/m,He==35.9m则，H35.9m，选得IS150-250型号，流量为460m3/h，扬程为127.8m4.3接管选择1.进料管原料流量：Qm=1897.25×102.56=195520/803=243.5m3/h初选u=1.0m/sA==0.0676由得=0.293m将直径圆整至0.295m，则实际面积和流速==0.0683m2=0.99m/s和初选值接近，故择管尺寸为。其内径为295mm2.回流管已知回流液流率：L=nMD平均=4448×96.9=376321.2kg/h回流液密度：则回流液体积流率：VR=376321.2/872=431.56取管内流速：则回流管直径：依据管材规范，取进料管尺寸为。其内径为398mm。实际流速：3.釜液出口管釜液密度：，MW平均=103.8则釜液体积流率：VW=1097.25×103.8/881=129.28取管内流速：则釜液出口管直径：取釜液出口管尺寸为。其内径为0.223m实际流速：4.加热蒸汽管已知加热蒸汽流率：加热蒸汽密度：（按220℃饱和蒸汽计）则加热蒸汽体积流率：96023.81/11.60=8277.91m3/h取，加热蒸汽管径取加热蒸汽管尺寸为，其内径为0.349m。实际流速：表4-5管路设计计算结果序号管线流速(m/s)管规格1234进料管回流管釜液出口管加热蒸汽管0.990.960.9224.05Φ325×15Φ426×14Φ245×11Φ377×144.4、换热器设计1、塔顶冷凝器冷凝后温度T=48℃=48+273=321K塔顶温度87℃，冷凝水出口温度为40℃，进口温度为25℃1）物料冷凝放热物料冷却平均温度T=（87+48）/2+273=340K计算出各组分的Cpi(g)值：Cpi=A+BT+CT2+DT3在查出各组分的△H值，然后依据公式Cp=ΣCpizi△H=Σ△Hixi计算结果列表表4-6热力学结果汇总序号物料名称kmol/hmol%Cpi（kcal/kmol．K）Cpizi△Hi（kcal/kmol．K）△Hixi1甲苯85.440.10727.402.938445.87903.712乙苯655.20.82035.5429.149825.748057.113苯55.770.07021.711.527781.89544.734苯乙烯2.750.00331.740.1010075.1530.23合计×799.1610033.699535.78所以塔顶物料放出的热量(假设有99%的物料汽化)Q放=V（Cp△T+0.99△H）=5248×（33.69×(87-48)+0.99×9535.78）=5.61×107kcal/h2）冷却水用量CpH2O(l)=1kcal/kg．KGH2O(l)=Q放/[CpH2O(l)(t出-t入)]=5.61×107/（40-25）=2.24×106kg/h3）换热面积△tm=[(87-25)-(48-40)]/ln[(87-25)/(48-40)]=26.41℃K取400kcal/m2h℃（《化学工程手册》P6-117表9-2）A=Q放/K△tm=5.61×107/（400×26.41）=5310.5m24）选型依据工艺要求选择浮头式冷凝器2再沸器设计①冷凝器热量衡算Q冷=（R+1）V（HVD-HLD）(a)已知t顶=87℃查得Hvi，HVD如下表：表4-6组分yiHvi(kcal/kmol)Hviyi(kcal/kmol)HLi(kcal/kmol)HLi．xDi(kcal/kmol)苯0.07010198.67713.913008.61210.60甲苯0.10711733.221255.463476.36371.97乙苯0.82013181.0110808.433877.973179.94苯乙烯0.00313042.2939.133839.0511.52Σ1.000012817.083774.03∴Q