苯乙烯設(shè)計計算書

1、學號： 11401128常 州 大 學課 程 設(shè) 計題 目 50000t苯乙烯工藝設(shè)計 學 生 楊 鑫 學 院 石油化工學院 專業(yè)班級 化工111 校內(nèi)指導教師 朱紅星 專業(yè)技術(shù)職務(wù) 教 授 校外指導老師 專業(yè)技術(shù)職務(wù) 二一四年十二月目 錄1 苯乙烯設(shè)計計算書11.1 設(shè)計題目11.2 設(shè)計主要內(nèi)容11.3 產(chǎn)品主要規(guī)格和參數(shù)11.4 原材料及輔助材料主要規(guī)格11.5 生產(chǎn)條件11.6 基礎(chǔ)條件12 工藝設(shè)計物性參數(shù)13 物料及熱量衡算23.1 計算依據(jù)23.2 物料衡算33.3 熱量衡算84 乙苯塔計算144.1乙苯塔操作條件的確定144.2 理論板數(shù)的計算18 4.3 加料板位置

2、的確定194.4 塔徑及內(nèi)件的計算194.5 篩板的流體力學驗算214.6 塔頂冷凝器負荷計算244.7 再沸器的計算275 設(shè)備選型275.1 罐的選取275.2 換熱器的選型305.3 泵的選取335.4 管徑的選取361 苯乙烯設(shè)計計算書1.1 設(shè)計題目50000t/a苯乙烯生產(chǎn)工藝設(shè)計1.2 設(shè)計主要內(nèi)容 用苯乙烯為原料，采用絕熱式反應器脫氫，通過精致獲得苯乙烯。1.3 產(chǎn)品主要規(guī)格和參數(shù)表1 產(chǎn)品主要規(guī)格參數(shù) 序號名稱規(guī)格國標、部標或企標備注1苯乙烯99.92苯99.93甲苯99.91.4 原材料及輔助材料主要規(guī)格表2 原材料規(guī)格序號名稱規(guī)格國標、部標或企標備注1乙苯99.9工業(yè)品2

3、1.5 生產(chǎn)條件連續(xù)生產(chǎn)，年產(chǎn)50000t，7600小時/年1.6 基礎(chǔ)條件1.6.1 建設(shè)地點常州化工開發(fā)區(qū)1.6.2 公用工程參數(shù)蒸汽：0.8 MP電： 50KV2 工藝設(shè)計物性參數(shù) 表3 工藝設(shè)計物性參數(shù) 項目單位苯甲苯乙苯苯乙烯液體密度(293K時)kg/m879867867906正常熔點TmK278.7177.3178.2242.6正常沸點TbK353.3383.8409.3418.3臨界溫度TcK562.1591.7617.1647臨界壓力PcMPa4.8944.1143.6073.992臨界體積VcM3/mol259316374臨界壓縮因子Zc0.2710.2640.263偏心因

4、子0.2120.2570.3010.257恒壓熱容CpJ/molK216.3158.6Antoine蒸汽壓方程系數(shù)A15.900816.013716.019516.0193B2788.513096.523279.473328.57C-52.36-53.67-59.95-63.72生成熱 °kJ/mol82.950.0029.79103.9燃燒熱°kJ/mol-3268-3910-4395熔化熱°kJ/mol9.8326.61125時汽化熱°kJ/mol33.8537.99沸點時汽化熱°kJ/mol30.7533.4735.5636.44標準生成

5、自由焓°kJ/mol30.9929.1632.2151.1020時粘度MPas0.7370.6750.7220時導熱系數(shù)Kcal/(m.h. )0.1270.119時體積膨脹系數(shù)10×-1/12.410.9表面張力10-3N/m28.627.93 物料及熱量衡算3.1 計算依據(jù) 乙苯脫氫制苯乙烯裝置包括脫氫和精餾兩個單元，是具有循環(huán)物流的復雜化工過程 。乙苯脫氫反應在裝有鐵系催化劑的列管反應器中進行，反應方程式為： 主反應 C6H5C2H5      C6H5CHCH2 + H2   

6、      (a) 副反應    C6H5C2H5      C6H6 +CH2CH2              (b)   C6H5C2H5 + H2     C6H5CH3 + CH4        

7、60;  (c) 水蒸汽作稀釋劑，水蒸汽和乙苯質(zhì)量比為2.6：1反應壓力為150000Pa(絕)，反應溫度為580，反應器進口溫度600。水蒸汽為惰性組分，不發(fā)生水蒸汽轉(zhuǎn)化反應，并且無結(jié)焦反應。該設(shè)計中，各物質(zhì)轉(zhuǎn)化率如下：苯乙烯：54%苯：1.7%甲苯：1.5%焦油：0.5%3.2 物料衡算 3.2.1 反應器進料假設(shè)以100 kg/h原料進料為基準，乙苯  ：100 kg/h 100/106=0.94 kmol/h； 3.2.2 進反應器的蒸汽量 100×2.6=260 kg/h 260/18=14.44 kmol/h 3.2.3 反應器的出

8、料 (1) 一段反應器的出料 據(jù)化學反應式(a) C8H10-C8H8+H2 生成的苯乙烯：   54×104/106=52.98 kg/h 生成的量：   54×2/106=1.02 kg/h副反應： 據(jù)化學反應式(b) C8H10-C6H6+C2H4 生成的苯：      1.7×78/106=1.25 kg/h生成的乙烯：    1.7×28/106=0.45 kg/h據(jù)化學反應式(c) C8H10+H2-C7H8+CH4

9、60; 消耗H2量：       1.5×2/106=0.03 kg/h生成的甲苯量：    1.5×92/106=1.30 kg/h生成的甲烷量：    1.5×16/106=0.23 kg/h則反應器出口的物料組成 乙苯：     42.30 kg/h苯乙烯 ：  52.98 kg/h 甲苯：     1.3 kg/h 苯 ：

10、0;    1.25 kg/h 乙稀 ：   0.45 kg/h 甲烷 ：   0.23 kg/h 氫氣     1.02-0.03=0.99 kg/h (2) 反應器出口的有機混合物質(zhì)量組成 乙苯：42.30 kg/h甲苯：52.98 kg/h苯：1.25 kg/h焦油：0.50 kg/h3.2.4 冷凝器頂物料   氫氣 ：        0.

11、99 kg/h 甲烷：         0.23 kg/h 乙?。?#160;        0.45 kg/h3.2.5 冷凝器底物料 乙苯  ：         42.3 kg/h 苯乙烯 ：       52.98 kg/h甲苯  ： 

12、0;      1.3 kg/h 苯 ：        1.25 kg/h 焦油 ：          0.50 kg/h 水 ：         260 kg/h 經(jīng)油水分離器除去水分，為方便計算，焦油含量不計入計算范疇。3.2.6 阻聚劑加入量 因為阻聚劑加入量為有機混合物的

13、0.03W% 阻聚劑加入量：0.03%×97.83=0.0293 kg/h3.2.7 乙苯塔物料計算 (1) 乙苯塔的進料乙苯：42.30 kg/h苯乙烯：52.98kg/h甲苯：1.3kg/h苯：1.25 kg/h其中乙苯為輕關(guān)鍵組分，苯乙烯為重關(guān)鍵組分，由設(shè)計任務(wù)書得產(chǎn)品規(guī)格苯乙烯99.9%,則乙苯塔塔頂苯乙烯含量必小于0.1%(即0.05 kg/h),設(shè)其含量為0.05% (2) 乙苯塔塔頂?shù)奈锪?=1.25+1.30+42.26+0.03=44.84 kg/h苯：1.25 kg/h 甲苯；1.30 kg/h乙苯：42.3×99.9%=42.26 kg/h苯乙烯：0.

14、03 kg/h(<0.05 kg/h)塔頂產(chǎn)物進入苯塔(3) 乙苯塔塔底的物料 =52.95+0.04=52.99 kg/h苯乙烯：52.98-0.03=52.95kg/h乙苯：42.3-42.26=0.04 kg/h塔底產(chǎn)物進入苯乙烯塔3.2.8 苯乙烯精餾塔物料計算(1) 苯乙烯精餾塔進料苯乙烯：52.95 kg/h乙苯： 0.04 kg/h (2) 苯乙烯精餾塔塔頂?shù)奈锪?D2=99.9%×52.95+0.04= 52.94kg/h苯乙烯：52.95×99.9%=52.90 kg/h乙苯： 0.04 kg/h (3) 苯乙烯精餾塔塔底的物料W2=0.50 kg/

15、h苯乙烯：0.05 kg/h 苯塔 3.2.9 苯塔物料計算(1) 苯塔進料苯： 1.25 kg/h甲苯： 1.30 kg/h乙苯： 42.26 kg/h苯乙烯：0.03 kg/h (2) 苯塔塔頂?shù)奈锪螪3=99.9%×1.25+0.1%×1.30=1.25 kg/h甲苯：0.0013 kg/h苯： 1.249 kg/h (3) 苯塔塔底的物料 W3=0.001+1.2987+42.26+0.03=43.59 kg/h苯： 0.001 kg/h乙苯： 42.26 kg/h甲苯： 1.2987 kg/h苯乙烯：0.03 kg/h 3.2.10 甲苯塔物料計算 (1) 甲苯塔

16、進料苯：0.001kg/h乙苯：42.26 kg/h甲苯：1.2987 kg/h苯乙烯：0.03kg/h (2) 甲苯塔塔頂?shù)奈锪?=1.2987×99.9%+0.001+0.01=1.31 kg/h甲苯：1.2987×99.9%=1.2974 kg/h苯：0.001 kg/h乙苯：0.01 kg/h (3) 甲苯塔塔底的物料 =42.25+0.03+0.0013=42.28 kg/h乙苯：42.25 kg/h苯乙烯：0.03 kg/h甲苯：0.0013 kg/h3.2.11 物料衡算表 平衡后,計算結(jié)果列表如下:水蒸氣的量表4 水蒸氣用量序號物料名稱kmol/hkg/hW

17、%mol%1水蒸氣14.4260100100進料組成 表5 進料組成序號物料名稱kmol/hkg/hW%mol%1乙苯0.94100100100出反應器物料組成表6 反應器出料(為計算方便，省略焦油和水蒸氣)序號物料名稱kg/hkmol/h1乙苯43.020.3992苯乙烯52.980.5093甲苯1.300.0144苯1.250.0165氫氣0.990.56甲烷0.230.0037乙烯0.450.016冷凝器頂物料組成 表7 冷凝器頂物料序號物料名稱kg/hkmol/h1氫氣0.990.52甲烷0.450.0033乙烯0.230.016冷凝器底物料組成 表8 冷凝器底物料序號物料名稱kg/h

18、kmol/h1乙苯42.300.3992苯乙烯52.980.5093甲苯1.300.0144苯1.250.016加入阻聚劑 表9 加入阻聚劑序號物料名稱kg/hW%mol%1阻聚劑0.0293100100乙苯塔表10 乙苯塔物料序號物料名稱塔進料(kg/h)塔頂(kg/h)塔釜(kg/h)1乙苯42.3042.260.042苯乙烯52.980.0352.953甲苯1.31.30.004苯1.251.250.00苯乙烯精餾塔表11 苯乙烯精餾塔物料序號物料名稱塔進料(kg/h)塔頂(kg/h)塔釜(kg/h)1乙苯0.040.040.002苯乙烯52.9552.900.05苯塔表12 苯塔物料序

19、號物料名稱塔進料(kg/h)塔頂(kg/h)塔釜(kg/h)1乙苯42.260.0042.262苯乙烯0.030.000.033甲苯1.30.00131.29874苯1.251.2490.001甲苯塔表13 甲苯塔物料序號物料名稱塔進料(kg/h)塔頂(kg/h)塔釜(kg/h)1乙苯42.260.0142.252苯乙烯0.030.000.033甲苯1.29871.29740.00134苯0.0010.0010.00由上述物料平衡表中可知：100Kg/h的新鮮物料可生產(chǎn)出苯乙烯52.90Kg。年產(chǎn)5.00萬噸苯乙烯，連續(xù)生產(chǎn)7600小時。5290×7600=402.04t/a5000

20、0/402.04=124.4擴大124.4倍 即每小時需要新鮮物料12.44t。 3.3 熱量衡算3.3.1 預熱器的計算由于在冷、熱流體進出口溫度相同的條件下，并流操作兩端推動力相差較大，其對數(shù)平均值必然小于逆流操作。所以就增加傳熱過程推動力而言，逆流操作總是大于并流，因此我們選擇逆流操作。換熱器熱量平衡示意圖(1) 第一預熱器E-101反應器出料蒸汽與乙苯進料換熱,設(shè)計換熱器冷熱端溫度如下:反應器出料蒸汽進口溫度 =560 =440乙苯蒸汽進口溫度 =380 =550表14 E-101換熱器進出口溫度換熱器熱端()換熱器冷端()熱流體560440冷流體(乙苯)550380t1060由物性參

21、數(shù)可知，E-101換熱器中冷熱流體溫度均在沸點之上，即為兩氣相換熱，無相變化?，F(xiàn)換熱器選型如下：類型 ： 固定管板式換熱器流動型式： 逆流操作 反應器出料蒸汽走殼程 乙苯物料走管程流速： 管程 殼程 查化工原理課程設(shè)計：表15 換熱器常用流速范圍循環(huán)水一般液體低粘度油高粘度由氣體管程流速m/s1 20.5 30.8 1.80.5 1.55 30殼程m/s0.5 1.50.2 1.50.4 1.00.3 0.82 15表16 列管式換熱器易燃、易爆液體和氣體允許安全流速流體乙醚、苯、甲醇、乙醇、汽油丙酮氫氣流速m/s< 1< 2 3< 10 8 熱容的計算定性溫度，取流體進出口

22、溫度的平均值則：殼程出料蒸汽定性溫度 ：管程流體定性溫度： 查化學工程手冊，得相關(guān)的數(shù)據(jù)和公式: Cp=A+BT+CT2+DT3表17 某些低壓氣態(tài)（理想）有機化合物恒壓熱容系數(shù)組分編號ABCD J/(mol.k)500k 1000k乙苯1-43.087706.761-481.035130.114206.48312.84苯乙烯2-36.914665.256-485.051140.879192.21284.18甲苯3-43.647603.542-399.451104.382171.46264.93苯4-43.781523.293-376.267106.613137.24209.87注：將參數(shù)帶入

23、公式計算得乙苯 = -43.087+546.3-287.4+60.10 = 275.91 = 65.913 苯乙烯 = = 252.567 = 60.336甲苯 = = 232,436 = 55.527苯 = = 184.914 = 44.174平均恒壓摩爾熱容: = 62.36平均摩爾質(zhì)量 = 104.5故=62.36÷104.5×4.186=2.49 tm的求取 tm= 求熱負荷 = （100+260）×124.4×2.49×（580440） = 蒸汽用量 查化學工程手冊18公斤整齊的汽化潛熱為489kcal/kg 換熱面積Q=KAt查化工

24、原理得470（定性溫度）甲苯，苯蒸汽粘度由相識結(jié)果推測，查化工原理課程設(shè)計，P64 表2-6，選取總傳熱系數(shù)換熱面積 考慮15%的換熱裕度，則實際換熱面積 第二預熱器E-102設(shè)熱物料的進口溫度T1=440, 出口溫度T2=300乙苯的進口溫度T1=200 , 出口溫度T2=380表18 E-102換熱器進出口溫度換熱器熱端()換熱器冷端()熱流體440300冷流體(乙苯)380200t60100 熱容的計算定性溫度，取流體進出口溫度的平均值則：殼程出料蒸汽定性溫度 ：管程流體定性溫度： 由E-101到E-102均為兩蒸汽換熱，可視流體物性數(shù)據(jù)基本保持不變則 tm的求取 tm= 求熱負荷 Ms

25、Q = （100+260）×124.4×2.49×（580440） = 蒸汽用量 查化學工程手冊18公斤整齊的汽化潛熱為489kcal/kg 換熱面積Q=KAt查化工原理課程設(shè)計，P64 表2-6，選取總傳熱系數(shù)A=Q/ Kt=135.5m2 考慮15%的換熱裕度，則實際換熱面積3.3.2 反應器的能量衡算(1) 各物質(zhì)  查化工熱力學，計算公式：   () 表19序號物質(zhì)名稱AB×103C×1061甲烷1.7029.081-2.1642乙烯1.42414.394-4.3923苯乙烯2.05050.192-16.6

26、624苯0.20639.064-13.3105甲苯0.29047.052-15.716查化工計算， () 表20序號物質(zhì)名稱abcd1乙苯-8.39815.935-10.00323.952氫氣6.953-0.0460.096-0.21查汽化潛熱表 表21 汽化潛熱名稱甲苯乙苯苯苯乙烯數(shù)值37.9942.2633.8540.830各物質(zhì)( KJ/mol) 表22 各物質(zhì) ( KJ/mol) 名稱甲烷乙烯苯乙烯苯甲苯乙苯氫氣-74.8552.26103.982.950.0025.790(2) 反應器的能量衡算帶入反應器的熱量(以25為基準) 蒸汽帶入 反應物帶入由設(shè)計要求知：T1=560，故取T=

27、(T1+T2)/2+273.15=600.65K，根據(jù)物質(zhì)Cp表可計算：乙苯： () 苯乙烯： () 甲苯： () () 帶出反應器熱量 反應吸收熱量：乙苯脫氫反應在裝有鐵系催化劑的固定床反應器中進行，反應方程為： 主反應方程式： (a) 副反應方程：(b)(c)由各物質(zhì)Hf列表可得： 對于(a)反應： 對于(b)反應： 對于(c)反應： 由物料衡算可得：(a) 反應中轉(zhuǎn)化乙苯：44.07kmol /h；(b) 反應中轉(zhuǎn)化乙苯：1.469kmol /h；(c) 反應中轉(zhuǎn)化乙苯：3.428 kmol /h； 反應物帶出熱量： 根據(jù)Cp列表，累加得表23 計算結(jié)果序號名稱AB×10-3C

28、×10-6D×10-91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氫氣6.953-0.0460.096-0.21合計3.815319.081152.16923.74 蒸汽帶出熱量：Q4=m×(h2-h0) 利用：帶入反應器=帶出反應器熱量，進行試差計算求得反應器出口溫度T2。經(jīng)試差計算求得反應器出口溫度t2=560。4 乙苯塔計算 4.1乙苯塔操作條件的

29、確定進料量 進料組成 乙苯 苯乙烯 甲苯 苯總物料橫算 F=D+W輕關(guān)鍵組分 重關(guān)鍵組分 計算結(jié)果列表如下：表24 計算結(jié)果組分進料F餾出液D釜液W乙苯0.42549.60.92949.550.0010.05苯乙烯0.54363.370.0010.070.99963.3甲苯0.0151.750.331.7500苯0.0171.980.0371.98001.000F=116.71.000D=53.351.000W=63.354.1.1 塔頂溫度的確定 已知乙苯苯乙烯塔為減壓蒸餾，取塔頂壓力為0.015MPa，即112.5mmHg，具體步驟如下：假設(shè)溫度，查或計算苯、甲苯、乙苯、苯乙烯飽和蒸汽壓。

30、由Ki=Pi/PD計算出KiÞ由計算出yi是否等于1，若是，則假設(shè)成立，否則重新假設(shè)溫度，重復上述計算。 飽和蒸汽壓計算公式(安托因方程)：  mmHg 苯：A=15.9008  B=2788.51  C=52.36 甲苯：A=16.0137  B=3096.52  C=53.67 乙苯：A=16.0195  B=3279.47  C=59.95 苯乙烯：A=16.0193  B=3328.57  C=63.72 設(shè)塔頂溫度為71.3，即T=71.3+273.15。代入計算式：乙苯： 苯乙烯：甲

31、苯：苯：=0.9900 試差的塔頂溫度為71.5具體結(jié)果列表如下： 表25 計算結(jié)果組成塔頂組成xiD mol%飽和蒸汽壓(mmHg)Ki=Pi/PDaij苯3.7574.825.18.95甲苯3.3213.721.903.33乙苯92.989.330.791.39苯乙烯0.164.230.571合計100.00   4.1.2 塔釜溫度的確定 預計使用65塊塔板，設(shè)每快板壓降為1mmHg，則塔釜壓力為177.5mmHg，設(shè)塔釜溫度為95，則：乙苯： 苯乙烯：=0.9110 試差得塔釜溫度為98具體結(jié)果列表如下： 表26 計算結(jié)果組成塔釜組成xDi mol%飽和蒸

32、汽壓(mmHg)Ki=Pi/PDaij乙苯0.1216.761.1871.3苯乙烯99.9161.660.911合計100.00    4.1.3 進料溫度的確定 設(shè)進料為飽和液體，具體步驟同前，設(shè)進料溫度為85乙苯： 苯乙烯： 甲苯： 苯： =1.004 故可認為進料溫度為85計算結(jié)果列表如下：表27 計算結(jié)果組成塔頂組成xDi mol%飽和蒸汽壓(mmHg)Ki=Pi/PDaij苯1.70881.66.087.87甲苯1.53542.443.08乙苯42.50151.71.051.36苯乙烯54.3111.50.771合計100.00  &

33、#160; 4.2 理論板數(shù)的計算 以重關(guān)鍵組分為基準，得輕重關(guān)鍵組分相對揮發(fā)度 塔頂 塔釜 平均 最小理論板數(shù)   實際回流比下的理論板數(shù) 因為泡點進料，所以q=1 1- q=0 根據(jù)恩特伍德公式根據(jù)恩特伍德公式: =1-q=0在1.001.36之間，試差求的=1.1731代入 =Rm+1得取R=1.5Rm  =1.5×5.85=8.78根據(jù)公式: 由以上數(shù)據(jù)查吉利蘭圖得：N=60.7461所以乙苯塔的塔板數(shù)為N-1=60塊 4.3 加料板位置的確定解得 N精餾=29.19 N提餾=31.81所以加料板從頂部數(shù)起的第32塊板4.4

34、塔徑及內(nèi)件的計算 V=L+D  R=L/D ，；查的進料溫度下 近似取 4.4.1 氣體流量 =0.9961m3/s4.4.2 液體流量 液氣流動參數(shù)： 選塔板間距：HT=500mm 板上液層高度hL=70mm查圖化工原理課程設(shè)計史密斯關(guān)聯(lián)圖得：取實際氣速為空塔氣速的60%D=1.92m圓整至標準取D=2.2m則：塔的橫截面積AT為： 4.4.3 堰的計算取堰長為塔徑的0.8倍，得堰長出口堰高本設(shè)計采用平直堰，堰上液層高度how近似取E=1則how=0.03m故因為，滿足要求 查圖得 驗算降液管內(nèi)停留時間：停留時間大于5s所以降液設(shè)計合理4.4.4 塔板布置(1) 塔的分塊D=2.2

35、m 采用分塊式查得分為6塊(2) 非開孔區(qū)取溢流堰前安定區(qū)寬度Ws=65mm進口堰后安定區(qū)寬度WS=65mm邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m(3) 開孔區(qū)面積計算 (4) 篩孔計算及排列物料無腐蝕，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm。篩孔按正三角排列，取孔心距t： t=3d0=3×5=15mm開孔數(shù)目開孔率=A0/Aa=10.1%篩孔氣速U0=Vs/A0=0.996/(0.101×2.95)=3.34m/s4.5 篩板的流體力學驗算4.5.1 塔板壓降(1) 干板阻力(2) 氣體通過液層的阻力hl計算(3) 液體表面張力阻力h的計算氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式

36、計算，即氣體通過每層塔板的壓降為4.5.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，可以忽略液面落差的影響。4.5.3 液沫夾帶 故在本設(shè)計中，液沫夾帶在允許范圍內(nèi)。4.5.4 漏液對篩板塔，漏點氣速實際孔速故在本設(shè)計中無明顯漏夜4.5.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應服從取=0.65(HT+hw)=0.65×(0.5+0.04)=0.351而Hd=hp+hl+hd板上不設(shè)進口堰Hd=0.0353+0.07+0.0641=0.169m液柱Hd(HT+hw)，故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。乙苯塔主要工藝條件一覽表 表27 乙苯塔主要工藝條件 項  

37、0;    目單  位數(shù)  量項      目單位精餾段進料 F流量Kmol/h116.7塔板型式 篩板溫度t85流程數(shù)程單壓力mmHg145泛點氣速Ufm/s0.577狀態(tài)(q)液體分率1實際氣速Um/s0.346塔頂 D流量Kmol/h53.35塔橫截面ATm23.799溫度t71.5氣流通道截面Aam22.95壓力mmHg112.5降液管截面Afm20.6079塔底 W流量Kmol/h63.35堰高hwm0.04溫度t98堰長lwm1.76壓力mmHg177.5開孔率%10.1塔

38、頂冷凝負荷Q冷kcal/h5.41×106篩孔直徑m0.005塔底再沸負荷Q再kcal/h5.7176×106氣體通過篩孔氣速U0m/s3.34最小回流比Rmin 5.85干板壓降hcm0.018實際回流比R 8.78氣體通過液層壓降hlm0.044實際塔板數(shù)NT塊60漏液點氣速Uo，minm/s2.77塔內(nèi)徑Dm2.2塔高H總m37.75精餾段塔板數(shù)塊32加料板位置塊第32塊提餾段塔板數(shù)塊28板間距HTm0.54.6 塔頂冷凝器負荷計算 塔頂冷凝器 P頂=112.5 mmHg T冷=48=48+273=321K 4.6.1 用下列公式試差計算e、xi、

39、yi xi=zi/(1-Ki)e+Ki     lnPio=A-B/(T+C)                            化學工程手冊上卷P1-109表5-3 y=Kixi          

40、60;                     Ki=Pio/P                表28 計算結(jié)果組分Vi(kmol/h)ziT=48設(shè)e=0.99(R+1)DPio(mmHg)KixiyiB22.6240.0374249.8101.41140.03720

41、.0525TB56.440.093383.9790.47450.09380.0445EB524.4770.86731.7180.17920.87420.1567Sty1.4520.002421.7970.12310.00240.0003604.9331.00001.00760.2535假設(shè)成立e=0.99 4.6.2 物料冷凝放熱 物料冷卻平均溫度T=(71.5+48)/2+273=332.75K 物料冷凝溫度 t=48 計算出各組分的Cpi(g)值： Cpi=A+BT+CT2+DT3 在查出各組分的H值，然后根據(jù)公式Cp=Cpizi     

42、           H=Hixi 計算結(jié)果列表 表29 計算結(jié)果 組成zixiCpi(kcal/kmolK)CpiziHi(kcal/kmolK)HixiB0.03740.037221.7060.81187781.897289.487TB0.09330.93827.4022.55668445.878788.000EB0.8670.874233.54429.08269825.7458589.666Sty0.00240.002431.7390.076210075.15924.181.00001.0

43、07632.52729691.333冷凝液量B=Ve=521.8×0.99=516.6kmol/h 未凝氣量=V-B=521.8-516.6=5.2 kmol/h Q放=VCpT+BH =521.8×32.527×(71.5-48)+516.6×9691.333 =5.41×106kcal/h 4.6.3 冷卻水用量 CpH2O(l)=1kcal/kgK GH2O(l)= Q放/ CpH2O(l)(t出-t入)= 5.41×106/(45-30) =3.6×105kg/h 4.6.4 換熱面積 tm=(71.5-30)-(4

44、8-45)/ln(71.5-30)/(48-45)=14.65 K取400kcal/m2h        (化學工程手冊P6-117 表9-2) A=Q放/Ktm=3.6×105/(400×14.65)=1122.23 m2 4.6.5 冷凝器熱量衡算 Q冷=（R+1）V（HVD-HLD） 由化工設(shè)計手冊P16-30及P16-206查得：以0為計算基準查得0100下的各組分的平均熱容Cpi 及0的汽化熱列表如下：表30 汽化潛熱組分0100的平均熱容Cpi0的汽化熱©氣體（a）kcal/kmol

45、K液體（b）kcal/kmolKKcal/kgKcal/kmolB21.2334.4761078346TB26.9239.8361029384EB33.2244.4389710282Sty31.4743.9929910296(a)已知t頂=71.5     求HVD 表31 計算結(jié)果組分yiHvi(kcal/kmol)HVD(kcal/kmol)a(t頂-0)+cHviyiB0.037410252.4543834.418TB0.093311801.4161101.072EB0.86713265.15611500.890Sty0.002413122.006

46、31.4931.000016467.873(b)求HLD HLi =b(t頂-0)     HLD=HLixDi 表32 計算結(jié)果組分xDiHLi(kcal/kmol)HLD(kcal/kmol)b(t頂-0)HLi×xDiB0.03743095.945115.788TB0.09333577.273333.760EB0.8673990.5323459.792Sty0.00243950.4829.4811.00003918.821Q冷=（R+1）D(HVD-HLD)       

47、0;  =(8.78+1)×53.35×(16467.873-3918.821)          =6.55×106kcal/h 進料液帶入的熱量QF 已知：tf=85    Hf=hfixfi         Hfi=(tf-0)b     QF=FHf 表33 計算結(jié)果組分xfiHfi（kcal/kmol）Hfi×xfi(tf-0)

48、bkcal/kmolTB0.00923963.68236.466EB0.98814421.5814368.964Sty0.00274370.23911.8001.000004417.230QF=FHf=116.7×4417.230=5.15×105kcal/h 塔釜液帶出的熱量Qw t釜=98     QW=WHLW HLWi=( t釜-0)b        HLw=HLWixWi 表34 計算結(jié)果組分xWiHLwi（kcal/kmol）HLw（kcal/kmol）

49、( t釜-0)bHLWi×xWiEB0.00274794.86012.946Sty0.99694746.7374732.022Tar0.000354746.7371.6611.0004746.629QW=W HLw=63.35×4746.629=3.0×105kcal/h 再沸器的熱量Q再 假設(shè)熱損失率為4% Q再=QW+Q冷-QF+DHLD =3.0×105+6.55×106-5.15×105+53.35×3918.821 =6.54×106kcal/h Q再=1.04 Q再=6.80×106kcal/

50、h 4.7 再沸器的計算 4.7.1 加熱蒸汽消耗量 在3kg/cm2和125 下HH2O=512.1kcal/kg GH2O=Q再/HH2O=6.80×106/512.1=13161.54kg/h 4.7.2 換熱面積 取K=400kcal/m2h tm=(125-98)×2/2=27 A= Q再/Ktm=6.80×106/(400×27) =629.6m2 5 設(shè)備選型5.1 罐的選取 5.1.1 原料儲罐(V-101)屬于全廠性儲罐，按一個月考慮，但實際情況生產(chǎn)量太大，所以按一天計算，已知：體積大小為： V，=(100×124.4/805.5)×24=370.6m3 充裝系數(shù)為0.8V=370.6/0.8=463.3 m3選取500 m3 的臥式儲罐1個公稱容積：500m3 內(nèi)徑：8920mm拱頂高度：972mm罐壁高度：8920mm總高：9892 m