化工毕业设计物料衡算及设备计算参考

本次设计的内容是年产12万吨苯乙烯减压精馏系统模拟计算及工艺设计，采用连续精馏的方式，使用四个精馏塔，将脱氢混合液精馏成纯度大于99.7%产品苯乙烯以及乙苯、苯、甲苯和焦油等重组分。运用PRO/II对苯乙烯减压精馏全工段进行了模拟计算，完毕了物料衡算。运用模拟结果，对苯乙烯分离塔（T0403）进行了热量衡算和严格的设备计算，拟定了塔高、塔径，填料性能和尺寸等。对塔顶冷凝器，进料泵，回流罐，塔接管等进行了计算选型和设计。绘制了带控制点的工艺流程图，物料平衡图，设备布置图及管道布置图。关键词：苯乙烯；减压；精馏；设计Thecontentisthesimulatecomputationandprocessdesignof120230t/aofstyrenevacuumdistillationsystem.Thedehydrogenatedmixtureisseparetedintostyrene,ethylbenzene,benzene,tolueneandotherheavyconstituentslikefluxoilwithcontinuousrectificationoffourdistillationcolumns.Thepurityofthestyreneismorethan99.7%.ThesimulatecomputationofthewholeprocessaboutthestyrenevacuumdistillationsystemhasbeencompletedwithPRO/II.Thematerialbalancehasalsobeenfinished.Accordingtotheresulsts,heatbalanceandtheequipmentsofthestyreneseparationtower(T0403)arestrictlycalculated.Theequipmentscomputationconsistsofthedeterminationoftowerheight,towerDrive,packingperformanceandsize.Theoverheadcondenser,feedpump,refluxaccumulatorandtowerpipesarestrictlycalculated,selectedanddesighed.Theengineeringflowsheetwithcontrolpoints,materialbalancediagram,equipmentlayoutandpipingdiagramhavealreadyfinished.KeyWords：Styrene;Vacuum;Distillation;Design目录物料衡算是化工设计计算中最基本、最重要的内容之一。在解决设计设备尺寸前要定出所解决的物料量。整个过程或其某一环节中原料、产物、副产物之间的关系可通过物料衡算拟定。随着世界工业的不断发展，生产过程变得越来越复杂，对于衡量生产过程的经济性，合理性等问题，便成为组织生产中的重要问题，化工产品的生产也是如此，生产过程的各项技术指标，例如产品产量，原料消耗量，公用工程的水、电、气的消耗量，联产品和副产品的数量等都是十分重要的工艺指标，为了衡量其先进性、经济性、合理性，就要进行化工生产中的局部或所有的物料衡算和热量衡算。物料衡算是三算中最基本的，因此进行工艺设计时，一方面要进行物料衡算，物料衡算的理论依据是质量守恒。化工生产基本采用连续化生产，其特点是不间段、稳定的向反映系统或设备投入物料，同时产出相应的物料，设备中某一区域的反映参数（如温度、压力、浓度、流量）不随时间而改变，局部反映条件可以不一致，但总条件不随时间变化。物料衡算是在工艺路线拟定之后，开始工艺流程的设计并绘制出工艺流程草图后进行的。物料衡算采用的是定量的方法，计算出流程中计入与离开每一过程或设备的各物流的数量，组成及各组分的含量。为进行能量衡算，设备选型或工艺设计，拟定原料消耗定额等提供依据。根据质量守恒定律可得，进入任何过程的物料质量应等于从该过程离开的物料质量与积存于该过程中的物料质量之和。得到物料衡算式：进入系统的物料量=流出系统的物料量+系统内累计的物料量对于连续生产过程，∑累计=0，此时∑进=∑出。根据质量守恒定律，对一个体系内质量流动及变化的情况用数学式描述物料平衡关系则为物料平衡方程[12]。物料平衡方程基本表达式为：∑F0=∑D+A+∑B式中：F0—输入体系的物料质量；D—离开体系的物料质量；A—体系内积累的物料质量；B—过程损失的物料质量。Simsci公司的PRO/II流程模拟软件用于化工过程严格的质量和能量平衡模拟计算，可以提供在线模拟，其计算模型已成为国际标准。PRO/II有标准的ODBC通道，可同换热器计算软件或其他大型计算软件相连，此外还可与WORD、EXCEL、数据库相连，计算结果可在多种方式下输出。该软件在20实世纪80年代进入中国后，在一些大的石化和化工设计院广泛地应用，使用该软件可以减少用户成本、提高产品质量和效益、增强管理策略。PRO/II合用于：油/气加工、炼油、化工、化学、工程和建筑、聚合物、精细化工/制药等行业，重要用来模拟设计新工艺、评估改变的装置配置、改善现有装置、依据环境规则进行评估和证明、消除装置工艺瓶颈、优化和改善装置产量和效益等[13]。本次设计采用PRO/II软件对整个流程进行模拟计算，方便、快捷、准确。（1）原料组成原料组成（质量%）见表1-1。表1-1原料组成表Component组分Wt%Benzene苯1.5Toluene甲苯1Ethylbenzene乙苯24Styrene苯乙烯70α-methylstyreneα-甲基苯乙烯3.3FluxOil0.2Total100（2）回收产品纯度苯乙烯≥99.7%，α-甲基苯乙烯≤0.05%，苯乙烯收率≥98.5%。（3）乙苯/苯乙烯塔顶压力乙苯/苯乙烯塔顶压力0.03MPaA。（4）年工作时间年工作时间8000小时。物料衡算式为：由PRO/Ⅱ对该操作流程的模拟可知，对于T0401：F=240.3436kmol/h，D=71.2830kmol/h，W=169.0606kmol/h,由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，故给出摩尔组成：,，。同样，对于T0403：F=169.0606kmol/h，D=162.0255kmol/h，W=7.0351kmol/h,,，。T0401的物料衡算结果见表1-2~1-4。表1-2T0401进料组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯1.00251.71.343.2222甲苯1.50377.551.704.0975乙苯27.006795.926.6364.0112苯乙烯67.0016863.967.37161.9170α-甲基苯乙烯3.00755.12.666.3895焦油0.50125.850.293790.7061表1-3T0401塔顶组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯3.39251.74.523.2222甲苯5.09377.555.754.0975乙苯91.476787.02589.6863.9276苯乙烯0.053.710.0499710.0356表1-4T0401塔底组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h乙苯0.058.8750.0494460.0836苯乙烯94.9916860.1995.75161.8814α-甲基苯乙烯4.25755.13.786.3895焦油0.70901125.850.417660.7061由以上物料衡算数据可知，乙苯/苯乙烯分离塔（T0401）乙苯收率为99.87%，苯乙烯收率为99.98%。其他塔的物料衡算数据如表1-5~表1-13所示。表1-5T0402进料组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯3.39251.74.523.2222甲苯5.09377.555.754.0975乙苯91.476787.02589.6863.9276苯乙烯0.053.710.0499710.0356表1-6T0402塔顶组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯40.56251.699944.63.2222甲苯59.30368.030855.293.9942乙苯0.140.86880.113270.0081837表1-7T0402塔底组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h甲苯0.149.51920.161280.1033乙苯99.816786.156099.7863.9194苯乙烯0.0545643.710.0556070.0356表1-8T0403进料组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h乙苯0.058.8750.0494460.0836苯乙烯94.9916860.1995.75161.8814α-甲基苯乙烯4.25755.13.786.3895焦油0.70901125.850.417660.7061表1-9T0403塔顶组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h乙苯0.0525898.8750.0515930.0836苯乙烯99.916859.796899.91161.8776α-甲基苯乙烯0.0457.59430.0396610.0643表1-10T0403塔底组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯乙烯0.0450010.39320.0536630.037752α-甲基苯乙烯85.55747.505789.916.3252焦油14.40125.850010.040.7061表1-11T0404进料组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯40.56251.699944.63.2222甲苯59.30368.030855.293.9942乙苯0.140.86880.113270.0081837表1-12T0404塔顶组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯99.95251.514299.963.2199甲苯0.050.12580.0423920.0013655表1-13T0404塔底组成表组分质量分率wt%质量流量kg/h摩尔分率%摩尔流量kmol/h苯0.050.18450.0589920.0023617甲苯99.71367.905099.743.9929乙苯0.0235480.86880.204420.0081837由以上数据可知：苯乙烯纯度：99.9%，乙苯纯度：99.81%，苯乙烯收率为99.98%，α-甲基苯乙烯质量分率为0.045%≤0.05%。各项条件均满足设计规定。能量的消耗是化工生产中一项重要的经济技术指标，它是衡量工艺过程，设备设计，操作制度是否合理先进的重要指标之一。而能量衡算可为提高能量的运用率，减少能耗提供重要的依据。能量衡算的前提是物料衡算，在拟定了工艺流程图后，就可全面展开能量衡算和设备计算。热量衡算是能量衡算的一种，在能量衡算中占有重要地位。进行热量衡算有两种情况：一种是对单元设备做热量衡算，当各个单元设备之间没有热量互换时，只需对个别设备做计算；另一种是整个过程的热量衡算，当各个工序或单元操作之间有热量互换时，必须做全过程的热量衡算[14]。通过进行热量衡算，可以得到耗能指标，比较设计方案，对比先进水平，寻找存在的问题；为设备选型，拟定尺寸的提供了重要依据；更有助于组织管理，技术革新，减少能耗。∑Q=∑Hout+∑Hin式中：∑Q为过程热量之和，涉及热损失∑Hout为离开设备的各物料的焓的总和∑Hin为进入设备的各种物料的焓的总和本次设计，重要对T0403进行热量衡算，如图2-1所示，得到热量衡算式：图2-1热量衡算图式中：：0℃时塔顶气体上升的焓。：回流液的焓。：塔顶流出液的焓。：冷凝器消耗的焓。：进料口的焓。：塔底残液的焓。：再沸器提供的焓。Q'：再沸器损失能量。以T0403为例，进行热量衡算。查得T0403进料、塔顶及塔底的温度、压力如表2-1所示：表2-1T0403进料、塔顶及塔底温度、压力汇总表温度K压力KPa备注进料149.2114.6饱和液体塔顶70.3610.0泡点回流塔底124.931.0饱和液体由表2-1算得精馏塔的精馏段和提馏段的平均温度和平均压力：精馏段：KKpa提馏段：KKpa从PRO/Ⅱ模拟的输出结果可得：塔顶平均热容：进料平均热容：塔底平均热容：查热力学计算包（详见附录B）得，塔顶温度下，各组分的气化潜热：，。从PROⅡ模拟的输出结果可得：塔顶平均分子量。物料的焓值常从0℃算起。（1）0℃时塔顶气体上升的焓：塔顶以0℃为基准：由PROⅡ模拟的输出结果：进入冷凝器的蒸汽量（2）回流液的焓：认为泡点回流进行计算，回流温度由PROⅡ模拟的输出结果：（3）塔顶流出液的焓因流出口与回流口组成可认为同样，则平均摩尔热容相等，所以有：（4）冷凝器消耗的焓进料口的焓：（6）塔底残液的焓：（7）再沸器提供的焓：塔釜热损失为10%，则。设再沸器损失能量，由于，所以加热器实际热负荷：T0403的热量衡算结果如表2-2所示。表2-2热量衡算结果汇总项目进料冷凝器塔顶馏出液塔釜残液再沸器平均比热容/[kJ/(kmol·K)]——热量Q/(kJ/h)精馏段：KKpa提馏段：KKpa由PRO/Ⅱ模拟得到：精馏段平均摩尔质量:提馏段平均摩尔质量:由PRO/Ⅱ模拟所得精馏段:提馏段：精馏段的液相平均表面张力：提馏段的液相平均表面张力：精馏段液相平均黏度：mPas提馏段液相平均黏度：mPas精馏段：提馏段：也许用到的T0403精馏段、提馏段相关数据汇总如表3-1所示。

表3-1T0403精馏段、提馏段相关数据汇总表精馏段提馏段温度K358.1385.3压力KPa15.2728.22气相平均分子质量kg/kmol104.324111.322液相平均分子质量kg/kmol104.5275111.592气相平均密度kg/m30.533950.998505液相平均密度kg/m3852.258832.4525液相平均表面张力mN/m27.823523.602液相平均黏度mPas0.361110.31969气相摩尔流率kmol/h447.85400.95液相摩尔流率kmol/h284.3405.2气相体积流率m3/s28.41612.956液相体积流率m3/s0.0096750.01510气相质量流率kg/h46688.544317.5液相质量流率kg/h2968845197塔填料是填料塔的核心内件。其作用是为气、液两相提供充足而密切的接触，以实现相际间的高效传热和传质。不同结构形式和尺寸的填料具有不同的几何特性，从而表现出不同的流体力学特性和传质特性。进而，它决定着填料塔的通过力、分离效率和过程能耗等各项技术指标。塔填料按其自身结构和使用方式可提成散装填料和规整填料两大类。每一大类塔填料又细分为不同结构特性的几个系列。每一系列中，基于减小压力降，增长比表面积，增大流体扰动和改善表面润湿性能的规定，又构成了自身的发展序列。至今，塔填料已形成了多品种、多种规格的系列产品，共设计选用。金属孔板波纹填料，例如麦勒帕克（Mellapak）是瑞士Sulzer公司产品，有12种规格，弗莱克西帕克（Flaxipak）的美国Koch公司买Sulzer公司Mellapak制造权的产品；吉姆帕克（Gempak）是美国Glitsh公司于1982年开发的产品共有5种规格。这些孔板波纹填料的主体结构相同，均匀在薄金属板上冲洗，后压制成波纹制成波纹片。再将其平行叠合而组成圆体塔盘单体。其不同公司产品的微小差异在于波纹片上的细致结构不尽相同。因此大体来说，各公司相近型号的金属孔板波纹填料的性能基本同样。孔板波纹填料不仅具有丝网波纹填料流通量大，阻力小，效率较高的优点，并且造价低、制造方便、抗污染能力强。孔板波纹填料的开发使用，标志着规整填料向化工、石油化工和炼油工业的通用化方向，大型化发展的新阶段。由于此物系分离的难易限度适中，气液负荷适中，设计中选用250Y金属孔板波纹填料。（1）精馏段液相质量流量：气相质量流量：采用金属孔板波纹250Y填料，查柴诚敬著《化工原理》下册，附录二、2，得相关数据如下：比表面积，空隙率；填料的泛点气速可由贝恩（Bain）-霍根（Hougen）关联式计算：解得：以上式中：—泛点气速，m/s；g—重力加速度，9.81m/s2；at—填料总比表面积，m2/m3；ε—填料层空隙率，m3/m3；、—气相、液相密度，kg/m3；—液体黏度，mPa·s；、—液相、气相的质量流量，kg/h；A、K—关联常数。常数A、K与填料的形状及材质有关，上式中的A、K值见表3-2。表3-2A、K常数表规整填料类型AK金属孔板波纹填料0.2911.75取塔径（2）提馏段液相质量流量：气相质量流量：填料的泛点气速仍可由贝恩（Bain）-霍根（Hougen）关联式计算：解得：取塔径比较两者结果，圆整塔径，取D=3000mm。计算公式精馏段液体喷淋密度为精馏段空塔气速为提馏段液体喷淋密度为提馏段空塔气速为填料层高度的计算采用理论板当量高度法。对金属孔板波纹填料250Y查得，每米填料理论板数为2-3块，取。则,本次取.由，精馏段填料层高度为提馏段填料层高度为其中：—理论板数—传质单元数，m设计取精馏段填料层高度为11m，提馏段填料层高度为12m。设计取分段高度为6m，故精馏段分2段，提馏段分2段。对250Y金属孔板波纹填料，每米填料层压降为精馏段填料层压降为：提馏段填料层压降为：填料层总压降为：使用PRO/II中对手工计算的T0403塔径进行校核。如图3-1所示：图3-1PRO/II模拟塔径过程图双击“TrayHydraulics/Packing…”，输入相关数据，查看结果。模拟得T0403塔径为3000mm，与计算结果一致，故PRO/II模拟结果可信。用此法依次拟定各塔塔径，所得结果表3-3所示。表3-3各塔塔径一览表塔编号塔径/mmT04014600T04021000T04033000T0404600填料支承板用于支承填料层及其持液的重量，为使其气、液两相流体顺利通过，其开孔率要大于填料层的空隙率，以防止在此发生液泛。常用的填料支承装置有栅板型、孔管型、驼峰型和梁型等。有栅板型和梁型支承板结构如图4-1所示。图4-1填料支承板结构对于规整填料，通常选用栅板型支承装置。栅板结构简朴、自由截面积较大、金属耗用量较少，所以栅板型支承板较多用，栅条间距约为填料外径的0.6-0.8倍，以防止填料掉落。对于大塔，也可采用较大间距的栅板，其上预先充满一层大尺寸的填料，而后放置尺寸较少的塔填料。这样栅板自由截面率较大，制作又简朴。为装卸方便，栅板多分块制做而后组装，每块宽度约在300-400mm之间，以便于从人孔装卸。填料的支撑装置选用栅板式支撑板，栅板提成四块。填料限定装置选床层限定板，它的重量一般为每平米300N。本次设计采用栅板型支承板。为防止填料层在气体差和负荷波动引起的冲击下发生窜动和膨胀，对任何填料塔都必须安装填料压板或床层限制板。（1）填料压板。合用于固定陶瓷填料层，凭自身的重量限制填料松动，必须固定于塔壁。其产生的压强常设计为1100Pa左右。此外，自由截面率不应大于70%以减少阻力。其型式分栅条压板和丝网压板等。（2）床层限制板。其结构与填料压板相似，但其产生压强只为300Pa左右，安装于塔内时必须固定于内壁上，由此限制填料层的高度，防止松动。设计采用床层限制板。按照布液作用的原理，液体分布器可分为靠压差分布的多孔型和靠重力分布的溢流型两大类。溢流型分布器的工作原理是当液面超过堰口高度时，依靠液体自重通过堰口流出，沿着溢流管（槽）壁呈膜状流下，淋洒于填料层上。这种分布器特别合用于大型填料塔。它的优点是操作弹性大，不易堵塞，可靠性好，便于分块安装。设计采用溢流分布器。为捕集出填料层中所夹带的液沫和雾滴，需在塔顶液体初始分布器的上方设立除沫器，常用的型式有以下几种。（1）择流板式除沫器。它是运用惯性原理设计的最简朴的除沫器。它能除去50μm以上的雾滴，压力降一般为。（2）旋流板式除沫器。它由数块固定的旋流板组成，气体通过时形成快速旋转运动，在离心惯性力的作用下将雾滴甩至器壁流下。除沫效果比择流板好，但压降较高（300Pa以内），合用于大塔、气体个、负荷高、净化规定严格的场合。（3）丝网层除沫器。它由金属（或塑料）丝网编织成网，卷成盘状而成。盘高约为100-500mm，可捕集5μm以上的微小雾滴，压力降不超过250Pa，除沫效率可达98-99%，支承网栅板应有90%以上的自由截面率。设计采用旋流式除沫器。填料共分为4段，由塔顶至塔底总高为23m；再分布器共4个，总高度为；人孔共4个，总高度为；封头：0.8m塔顶空间（涉及一个人孔、一个再分布器和一个除沫器）：2.5m塔底空间（涉及一个人孔）：2m裙座高度：8.5m则塔的总高度：该塔为填料塔，由PRO/II模拟结果可知，塔板总数为79（不包含冷凝器与再沸器），进料板为第39块塔板。填料层高度的计算采用理论板当量高度法。对金属孔板波纹填料250Y查表得，每米填料理论板数为2-3块，取。则,本次取.由，精馏段填料层高度为提馏段填料层高度为其中：—理论板数—传质单元数，m设计取精馏段填料层高度为22.8m，提馏段填料层高度为24.6m。设计取分段高度为6m，故精馏段分4段，提馏段分4段。填料共分为8段，由塔顶至塔底总高为47.4m；再分布器共8个，总高度为；人孔共8个，总高度为；封头：0.8m塔顶空间（涉及一个人孔、一个再分布器和一个除沫器）：2.5m塔底空间（涉及一个人孔）：2m裙座高度：8.5m则塔的总高度：该塔为筛板塔，由PRO/II模拟结果可知，塔板总数为32（不包含冷凝器与再沸器），进料板为第17块塔板。塔总体高度运用下式计算（1）塔顶封头：封头分为椭圆形、蝶形封头等几种。本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1000mm，查《化工原理课程设计（王卫东主编）》[5]中附录2得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。则封头高度。（2）塔顶空间：设计中取塔顶空间，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.1m。（3）塔底空间：塔底空间是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为3min，取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则：（4）人孔：对D≥1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6—8塔板设一人孔，本塔中共有32块塔板，需设立5个人孔（塔顶空间、塔底空间各一个），每个人孔直径为450mm，在设立人孔处板间距。（5）进料板处板间距：考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距。（6）裙座：塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：圆整后：，。考虑到再沸器，取裙座高。塔体总高度：该塔为填料塔，由PRO/II模拟结果可知，塔板总数为30（不包含冷凝器与再沸器），进料板为第14块塔板。填料层高度的计算采用理论板当量高度法。对金属孔板波纹填料250Y查表得，每米填料理论板数为2-3块，取。则,本次取.由，精馏段填料层高度为提馏段填料层高度为其中：—理论板数—传质单元数，m设计取精馏段填料层高度为7.8m，提馏段填料层高度为10.2m。设计取分段高度为6m，故精馏段分1段，提馏段分2段。填料共分为3段，由塔顶至塔底总高为18m；再分布器共3个，总高度为；人孔共3个，总高度为；封头：0.8m塔顶空间（涉及一个人孔、一个再分布器和一个除沫器）：2.5m塔底空间（涉及一个人孔）：2m裙座高度：7m则塔的总高度：由PRO/Ⅱ模拟，拟定馏出液的定性温度为74℃。混合气体（壳程）74℃-74℃水（管程）55℃-25℃水的定性温度为t=(25+55)/2=40℃馏出液的定性温度为T=74℃两流体在定性温度下的物性数据见表5-1。5-1两流体在定性温度下的物性数据流体物性温度t（℃）密度ρ（kg/m3）粘度μ（mPa·s）热容CPkJ/（kg℃）导热系数λW/(m·℃)馏出液74861.2720.393471.81460.12575冷却水40992.20.65324.1740.6333忽略热损失，按热量衡算有：固定管板式列管换热器是管壳式换热器的一种，是一种通用的标准换热设备。它因结构简朴、坚固耐用、造价低廉、用材广泛、清洗方便、适应性强等优点而在换热设备中占据主导地位[1]。故本设计固定管板式列管换热器。计算逆流平均温差：馏出液：74℃74℃冷却水：55℃25℃温差：19℃49℃冷水用量为求得传热面积A，需先知传热系数K，而K不能直接算出，所以只能进行试算。初选U=400W/(m2)，估算传热面积。则：根据初选换热器的传热面积，从文献[15]中选择面积相近的固定管板式换热器。选择φ25×2mm的换热管则：，b=0.002m，。排列方式为正三角形的换热器。选取的换热器的重要参数见表5-2。5-2T0403换热器的基本参数项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm1300管子根数NT根1274公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根40管程数N2计算换热面积m2440.0管心距tmm32换热管长度Lmm4500对三角形排列，查相关文献[16]，卧式管排数的影响因子N为：冷凝负荷M为0.0435雷诺数为卧式冷凝器计算冷凝传热系数冷却水流速雷诺数为普朗特数对于无相变的管内强制湍流，按Nusselt的计算方法查得两侧的污垢热阻有机化合物侧：冷却水侧：不锈钢在该条件下的热导率为：17.45W/(mK)所以总传热系数U为U与假设U值相近。计算所需传热面积A：所选换热器的实际传热面积为：核算结果表白，换热器的传热面积有11.04%的裕度，查阅相关文献[17]，裕度通常为10%~15%。故可用，设计的换热器是合理的。对于该换热器设立弓形折流板，壳体内径D=1300mm。取折流板间距h=600mm。折流板数由，绝对粗糙度,查得，查莫狄图，得流速，所以经直管引起的压力降经弯管引起的压力降总压力降列管换热器的设计必须满足工艺上提出的压强降规定。常用列管换热器允许的压强降范围见表5-3。表5-3常用列管换热器允许的压强降范围换热器的操作压强/Pa允许的压强降/Pap<105Δp=0.1pp=0~105Δp=0.5pp>105Δp<5×104该冷凝器的管程操作压强为0.45MPa，允许的压强降为管程流动阻力在允许范围之内。壳程阻力用Esso法，公式，流速及雷诺数当量直径：壳程流通截面积：，取折流挡板间距，则壳程流速：雷诺数：流体流经管束的压力降流体流过折流板缺口的压力降总压力降由表5-3，该冷凝器的管程操作压强为0.09MPa，允许的压强降为：壳程流动阻力在允许范围之内。由PRO/Ⅱ模拟：混合气体（壳程）94.444℃-89.459℃水（管程）55℃-25℃按热量衡算有：本设计固定管板式列管换热器。计算逆流平均温差：馏出液：94.444℃89.459℃冷却水：55℃25℃温差：39.444℃64.459℃冷水用量初选U=550W/(m2)，估算传热面积。则：根据初选换热器的传热面积，从文献[15]中选择面积相近的固定管板式换热器。选择φ25×2mm的换热管则：，b=0.002m，。排列方式为正三角形的换热器。选取的换热器的重要参数见表5-4。5-4T0401换热器的基本参数项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm1300管子根数NT根2123公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根51管程数N1计算换热面积m2557.6管心距tmm32换热管长度Lmm4500由PRO/Ⅱ模拟：混合气体（壳程）121.441℃-115.409℃水（管程）55℃-25℃按热量衡算有：本设计固定管板式列管换热器。计算逆流平均温差：馏出液：121.441℃115.409℃冷却水：55℃25℃温差：66.441℃90.409℃冷水用量初选U=450W/(m2)，估算传热面积。则：根据初选换热器的传热面积，从文献[15]中选择面积相近的固定管板式换热器。选择φ25×2mm的换热管则：，b=0.002m，。排列方式为正三角形的换热器。选取的换热器的重要参数见表5-5。5-5T0402换热器的基本参数项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm500管子根数NT根164公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根15管程数N2计算换热面积m237.3管心距tmm32换热管长度Lmm3000由PRO/Ⅱ模拟：混合气体（壳程）110.290℃-110.276℃水（管程）55℃-25℃按热量衡算有：本设计固定管板式列管换热器。计算逆流平均温差：馏出液：110.290℃110.276℃冷却水：55℃25℃温差：55.290℃85.276℃冷水用量初选U=450W/(m2)，估算传热面积。则：根据初选换热器的传热面积，从文献[15]中选择面积相近的固定管板式换热器。选择φ25×2mm的换热管则：，b=0.002m，。排列方式为正三角形的换热器。选取的换热器的重要参数见表5-6。5-6T0404换热器的基本参数项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm325管子根数NT根57公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根9管程数N1计算换热面积m26.3管心距tmm32换热管长度Lmm1500本次设计采用198.2℃（1.5×103kPa）的蒸汽，进口温度191.5℃，出口温度为181.8℃，平均温度℃，查得此温度下水的比热容为℃)，蒸汽的汽化热，由PRO/II模拟结果：则蒸汽用量取传热系数初选U=600W/(m2)，估算传热面积。采用逆流操作，管程走物料，壳程走蒸汽，T198.2→181.8℃t140.3←139.6℃采用φ25mm立式热虹吸式再沸器，重要参数如表6-1。表6-1T0401塔底再沸器重要参数表项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm1800管子根数NT根2559公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根55管程数N1计算换热面积m2581管心距tmm32换热管长度Lmm3000本次设计采用209.8℃（1.9×103kPa）的蒸汽，进口温度为209.8℃，出口温度为190.2℃，平均温度℃，查得此温度下水的比热容为℃)，蒸汽的汽化热，由PRO/II模拟结果：则蒸汽用量取传热系数初选U=600W/(m2)，估算传热面积。采用逆流操作，管程走物料，壳程走蒸汽，T209.8→190.2℃t164.1←164.0℃采用φ25mm立式热虹吸式再沸器，重要参数如表6-2。表6-2T0402塔底再沸器重要参数表项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm700管子根数NT根355公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根21管程数N1计算换热面积m266.7管心距tmm32换热管长度Lmm2500本次设计采用191.5℃（1.3×103kPa）的蒸汽，进口温度为191.5℃，出口温度为170.5℃，平均温度℃，查得此温度下水的比热容为℃)，蒸汽的汽化热，由PRO/II模拟结果：则蒸汽用量取传热系数初选U=600W/(m2)，估算传热面积。采用逆流操作，管程走物料，壳程走蒸汽，T191.5→170.5℃t132.3←128.3℃采用φ25mm立式热虹吸式再沸器，重要参数如表6-3。表6-3T0403塔底再沸器重要参数表项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm1000管子根数NT根749公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根30管程数N1计算换热面积m2170管心距tmm32换热管长度Lmm3000本次设计采用191.5℃（1.3×103kPa）的蒸汽，进口温度为191.5℃，出口温度为170.5℃，平均温度℃，查得此温度下水的比热容为℃)，蒸汽的汽化热，由PRO/II模拟结果：则蒸汽用量取传热系数初选U=500W/(m2)，估算传热面积。采用逆流操作，管程走物料，壳程走蒸汽，T191.5→170.5℃t146.7←146.5℃采用φ25mm立式热虹吸式再沸器，重要参数如表6-4。表6-4T0404塔底再沸器重要参数表项目单位数值项目单位数值公称直径DNmm400管子根数NT根98公称压力PNMPa1.6中心排管数nc根12管程数N1计算换热面积m210.8管心距tmm32换热管长度Lmm1500由设计可知，T0403进料质量流量为17750.0151kg/h，温度T=413.41K，进料压力为。T=413.41K各物质密度如表7所示：表7-1一定温度下进料物系的密度组分乙苯苯乙烯α-甲基苯乙烯焦油密度kg/m3756.3977797.6166795.79011022.1892T=413.41K各物质黏度如表7-2所示：表7-2一定温度下进料物系的黏度组分乙苯苯乙烯α-甲基苯乙烯焦油0.2260550.2331270.3533440.947868所以，其体积流量为：设流速为由公式得出：由计算可知：泵吸入管线直径为73mm，排出管线直径为70mm。则吸入管流速：排出管流速：设罐区与泵房之间距离为30m，泵房到进料口距离为95m。整个管路中有90°标准弯头，180°回弯头，球心阀（全开），止逆阀，则有关管件的局部阻力系数见表7-3：表7-3管件局部阻力系数:名称吸入管排出管进口忽然收缩：ζ=0.51-出口忽然扩大：ζ=1.0-190°标准弯头：ζ=0.7566球心阀（全开）：ζ=6.412止逆阀：ζ=101-180°回弯头：ζ=1.51122.919.8则对于吸入管线：雷诺数排出管线：对于水力光滑管，当时，流动进入湍流区，摩擦系数与无关，而摩擦系数与相对粗糙度有关，设吸入管与排出管材料为无缝钢管，则其绝对粗糙度，取。可由下式计算摩擦系数：对于光滑管：所以，吸入管阻力系数：排出管阻力系数：在塔釜与进料口之间列柏努利方程求泵的扬程：塔T0403塔底空间（涉及一个人孔）：2m；裙座高度：8.5m；提馏段高度约为14.6m，塔釜与进料口之间的高度约为14.6m实际扬程是理论扬程的1.2倍，则：离心泵的具体参数如表7-4所示。表7-4离心泵参数一览表项目单位数值项目单位数值流量Q30效率%61流量QL/s8.33轴功率kw6.29扬程Hm47电机功率kw7.5转速n61允许汽蚀余量m2.5由PRO/Ⅱ模拟可知，回流罐的回流量：，塔顶密度。设冷凝液在回流罐中的停留时间为6min，罐填充系数0.8。则该罐的容积由《化工工艺设计手册（下册）》[18]，4-379页选择卧式无折边球形封头容器（JB1427-74）。塔顶罐的型号为：公称容积，公称直径，长度为。由PRO/Ⅱ模拟可知，回流罐的回流量：，塔顶密度。设冷凝液在回流罐中的停留时间为10min，罐填充系数0.8。则该罐的容积由《化工工艺设计手册（下册）》[18]，4-379页选择卧式无折边球形封头容器（JB1426-74）。塔顶罐的型号为：公称容积，公称直径，长度为。由PRO/Ⅱ模拟可知，回流罐的回流量：，塔顶密度。设冷凝液在回流罐中的停留时间为6min，罐填充系数0.8。则该罐的容积由《化工工艺设计手册（下册）》[18]，4-379页选择立式椭圆形封头容器（JB1426-74）。乙苯回收塔塔顶罐的型号为：公称容积，公称直径，高度为。由PRO/Ⅱ模拟可知，回流罐的回流量：，塔顶密度。设冷凝液在回流罐中的停留时间为6min，罐填充系数0.8。则该罐的容积由《化工工艺设计手册（下册）》[18]，4-379页选择立式椭圆形封头容器（JB1426-74）。乙苯回收塔塔顶罐的型号为：公称容积，公称直径，高度为。对于400#来说，进料为油类物质，参照化工设计管内流速范围可知为（），而本物流的流速选取为，结合PRO/II模拟结果，分别对各个塔的接管进行计算和选型。进料管结构有很多，有直管进料管，弯管进料管，T型进料管本设计采用直管进料管，管径计算如下：由于T0403的进料管为T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管内流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=80mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔顶回流量：，密度,液体流速为，则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=200mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔底采出量：，密度，液体流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=65mm规格的热轧无缝钢管。塔顶上升蒸汽管：气相流量，密度，饱和蒸汽的流速选取为。则管子内径：查标准系列选取，公称直径DN=1050mm规格的热轧无缝钢管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。则管子内径：。查标准系列选取，公称直径DN=800mm规格的热轧无缝钢管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：由于T0403的进料管为T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管内流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=50mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔顶回流量：，密度，液体流速为，则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=50mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔底采出量：，密度，液体流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=50mm规格的热轧无缝钢管。塔顶上升蒸汽管：气相流量，密度，饱和蒸汽的流速选取为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=150mm规格的热轧无缝钢管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。则管子内径：。查标准系列[17]选取，公称直径DN=150mm规格的热轧无缝钢管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：由于T0403的进料管为T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管内流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=80mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔顶回流量：，密度,液体流速为，则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=80mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔底采出量：，密度，液体流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=25mm规格的热轧无缝钢管。塔顶上升蒸汽管：气相流量，密度，饱和蒸汽的流速选取为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=1200mm规格的热轧无缝钢管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。则管子内径：。查标准系列[17]选取，公称直径DN=650mm规格的热轧无缝钢管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：由于T0403的进料管为T0401塔的塔底采出管，且，密度，取管内流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=25mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔顶回流量：，密度,液体流速为，则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=25mm规格的热轧无缝钢管。采用直管进料管。塔底采出量：，密度，液体流速为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=25mm规格的热轧无缝钢管。塔顶上升蒸汽管：气相流量，密度，饱和蒸汽的流速选取为。则管子内径：查标准系列[17]选取，公称直径DN=50mm规格的热轧无缝钢管。塔底上升蒸汽量：，密度，流速取。则管子内径：。查标准系列[17]选取，公称直径DN=50mm规格的热轧无缝钢管。技术经济学是研究为达成某一预定目的也许采用的各种技术政策、技术方案和技术措施的经济效果，通过计算、分析、比较和评价，从而选出技术上先进、生产上合用和经济上合理的最优方案，为科学决策提供依据。技术经济学是技术科学和经济科学互相渗透和外延发展形成的交叉学科。化工技术经济学是运用技术经济学的基本原理和方法，结合化学工业的特点，研究化学工业发展中的规划、设计、建设、生产以及科研等方面和各阶段的经济效益问题。化工建设项目的技术经济分析是通过比较技术上可行的多个项目建设方案，并拟定最优方案，分析、论证其重要的经济指标，为项目基建投资的经济效果做出结论，以保证建设投资可以获得最有效的运用，使花费最少，效益最佳。根据《吉林化学工业股份有限公司有机合成厂10万吨苯乙烯装置初步设计》（第6册总概论）的数据，并结合经济核算电子表格得到以下数据，对本设计的经济性进行分析。本设计用现行的乙苯脱氢制取苯乙烯的方法为设计基础，对年产13.5万吨苯乙烯减压精馏系统进行模拟计算及工艺设计。采用连续精馏的方式，使用四个精馏塔—乙苯/苯乙烯分离塔（T0401）、苯乙烯塔（T0403）、乙苯回收塔（T0402）和苯/甲苯分离塔（T0404），将脱氢混合液精馏成满足设计规定的产品，其中苯乙烯纯度为99.9%≥99.7%，收率为99.98%≥98.5%，α-甲基苯乙烯质量分率为0.045%≤0.05%。运用PRO/II对苯乙烯减压精馏全工段进行了模拟计算，完毕了物料衡算。运用模拟结果，对精苯乙烯精馏塔（填料）及其附属设备进行具体计算和选型，并进行了简朴的技术经济评价。最终用AutoCAD软件绘制了带工艺控制点的流程图、设备布置图和管道布置图。柴诚敬.化工原理[M].北京:高等教育出版社,2023,86-87,257.张晶,杨丰翰.10万吨/年苯乙烯生产技术讲义[Z].吉林:吉化(股)有机合成厂,1996,1-2.袁孝竞.乙苯/苯乙烯精馏塔的技术改造[J].化学工业与工程,2023,27(1):53-59.徐明霞，黄学庆，张春雷．苯乙烯合成工艺技术及研究进展．油气田地面工程，2023，20(3)：8-12孟庆茹.苯乙烯的生产与市场分析[J].现代化工,2023,23(3):54-56.崔小明,李明.苯乙烯生产技术及国内外市场前景[J].弹性体,2023,(9):40-44.JosephE.Pelati,JamesR.Butler.Methodforproductionofstyrenefromtolueneandsyngas[P].UnitedStatesPatent.2023,1-5.张溯燕,李树峰,张冷俗等.苯乙烯的生产及市场[J].弹性体,2023,20(5):85-90.顾松园.苯乙烯生产技术进展[J].化学世界,2023,47(10):622-625.都健.化工过程分析与综合[M].大连:大连理工大学出版社,2023,175-179.厉玉鸣.化工仪表及自动化[M].北京:化学工业出版社,2023,170-180,196-199.李国庭等.化工设计概论[M].北京:化学工业出版社,2023.51.王静康.化工过程设计[M].北京:化学工业出版社,2023,407-410.黄英.化工过程设计[M].西安:西北工业出版社,2023,148-150.钱颂文.换热器设计手册[M].北京:化学工业出版社,2023,13-24.伍钦,梁坤.板式精馏塔设计[M].北京:化学工业出版社,2023,102.王卫东.化工原理课程设计[M].北京:化学工业出版社,2023,146.中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册[M].北京:化学工业出版社,2023,4-379.表A-1T0403各板温度、压力及气液相流量汇总表板数温度（K）压力（KPa）液相流量L（kmol/h）气相流量V（kmol/h）1347.08805779.321289.111525402347.0940999.321286.430974745186202310.02099999286.209507448.45645544350.531039610.72099998285.9852244448.23498775352.113435411.42099996285.7583799448.01070526353.619344912.12099995285.5288949447.78386057355.057339212.82099994285.2964224447.55437568356.434764413.52099993285.0603916447.32190319357.758001814.22099992284.8202331447.085872410359.032662314.9209999284.5744569446.845523811360.263733515.62099989284.3225792446.599937912361.455692716.32099988284.0632503446.348059913362.612591917.02099987283.7952376446.08873114363.738120517.72099986283.5172754445.820718215364.835648918.42099985283.2281147445.542756116365.908255719.12099983282.9265816445.253595517366.95873919.82099982282.6117751444.952062418367.989535820.52099981282.2048617444.637255719369.051310121.2209998412.1149579444.230342620370.071632621.92099979412.3238789405.079854821371.15528922.62099977412.2707548405.288775822372.36575723.32099976411.8032829405.235651723373.799753124.02099975410.7317213404.768179824375.586164724.72099974408.9081485403.696618225377.85346525.42099973406.4018911401.873045426380.645119726.12099971403.6662439399.36678827383.816630526.8209997401.4123196396.631140828387.033671227.52099969400.1349643394.377216529389.936646528.22099968399.8029435393.099861230392.325689628.92099967400.0564166392.767840431394.195148929.62099965400.5523238393.021313632395.648010330.32099964401.1000156393.517220833396.807468531.02099963401.6278674394.064912934397.774301131.72099962402.1209839394.5927647续表A-1板数温度（K）压力（KPa）液相流量L（kmol/h）气相流量V（kmol/h）35398.618591432.42099961402.5834503395.085880836399.38521833.12099959403.0228116395.548347237400.101707133.82099958403.4453288395.987708538400.784631734.52099957403.8325938396.410225839401.456204835.22099956398.1436762396.797490740405.41734435.920999557.391.1085731表A-2T0403各板气相平均分子质量、密度及流量汇总表板数平均分子质量密度（kg/m3）质量流量（×103kg/h）体积流量（×103m3/h）2104.1580.3381146.989138.9743104.1610.3617946.711129.1134104.1650.3853546.690121.1635104.1710.4088046.669114.1596104.1770.4321746.648107.9407104.1850.4554446.628102.3798104.1940.4786346.60797.3779104.2050.5017446.58892.85110104.2180.5247946.56988.73811104.2330.5477746.55084.98112104.2520.5706846.53281.53713104.2730.5935546.51478.36714104.2980.6163646.49875.43915104.3270.6391346.48172.72616104.3610.6618646.46670.20517104.3990.6845646.45267.85618104.4420.7072446.43865.66119104.4900.7297946.41763.60420104.5570.7524642.35356.28721104.6760.7753142.42354.71822104.8860.7985142.50353.22823105.2470.8223742.60051.80124105.8510.8473942.73150.42725106.8040.8742342.92149.09626108.1860.9035843.20547.81627109.9620.9356143.61446.61628111.9280.9694944.14145.530续表A-2板数平均分子质量密度（kg/m3）质量流量（×103kg/h）体积流量（×103m3/h）29113.7801.0035244.72644.56930115.2821.0360945.27843.70131116.3641.0664545.73342.88332117.0791.0947146.07242.08633117.5261.1213446.31241.30134117.7961.1468246.48140.53035117.9561.1715646.60239.77836118.0491.1958446.69339.04737118.1041.2198146.76738.33938118.1351.2436046.82937.65639118.1541.2672246.88236.99640118.1861.2799846.22336.112表A-3T0403各板液相平均分子质量、密度及流量汇总表板数平均分子质量密度（kg/m3）质量流量（×103kg/h）体积流量（m3/h）1104.158861.26830.11334.9632104.163861.27229.83534.6413104.170859.78829.81434.6764104.178858.38329.79334.7085104.188857.04729.77234.7386104.200855.77429.75234.7667104.214854.55629.73134.7928104.231853.38729.71234.8169104.252852.26429.69334.84010104.276851.18229.67434.86211104.305850.13629.65634.88412104.339849.12529.63834.90513104.378848.14429.62234.92514104.424847.19229.60534.94515104.476846.26529.59034.96616104.536845.36229.57634.98617104.604844.48129.56235.00618104.681843.62029.54135.01719104.892843.24443.22751.26320105.009842.41243.29751.39721105.215841.56943.37651.542续表A-3板数平均分子质量密度（kg/m3）质量流量（×103kg/h）体积流量（m3/h）22105.571840.69243.47451.71223106.165839.74243.60551.92624107.104838.66043.79552.22025108.463837.37344.07952.64026110.210835.82144.48753.22627112.143834.02645.01553.97328113.963832.12845.60054.79929115.439830.32646.15255.58330116.502828.76346.60756.23631117.204827.47246.94656.73432117.643826.41247.18657.09733117.908825.52047.35457.36334118.065824.74247.47657.56435118.157824.03747.56757.72536118.210823.38147.64157.86037118.241822.75747.70357.98038118.259822.15447.75658.08739118.292821.66147.09757.31940124.198844.0320.8741.035表A-4T0403各板导热率、黏度及表面张力汇总表板数气相导热率（W/mK）气相黏度（Pas）液体表面张力（N/m）液相热导率（W/mK）液相黏度（Pas）20.012518437.46057E-060.0.0.30.7.49786E-060.0.0.40.7.53298E-060.0.0.0003807250.7.5662E-060.0.0.60.7.59772E-060.0.0.0003699270.7.62774E-060.0.0.80.7.65639E-060.027963190.0.0003606190.7.68381E-060.0.0.100.7.71011E-060.0.0.00035248110.7.73539E-060.0.0.120.7.75972E-060.0.0.00034531130.7.78318E-060.0.0.140.7.80584E-060.0.0.续表A-4板数气相导热率（W/mK）气相黏度（Pas）液体表面张力（N/m）液相热导率（W/mK）液相黏度（Pas）150.7.82775E-060.0.0.160.7.84896E-060.027419520.0.170.7.86952E-060.0.0.180.7.88947E-060.0.0.190.7.90984E-060.0.0.200.7.92868E-060.0.0.210.7.94697E-060.0.0.220.7.96464E-060.0.0.230.7.98148E-060.0.0.240.7.99689E-060.0.0.00032259250.014984978.00958E-060.0.0.260.8.01746E-060.0.0.270.8.01867E-060.0.117291530.280.8.0137E-060.0.0.000326