18萬噸年苯乙烯精餾工段工藝設(shè)計

53/60摘要本設(shè)計為1.8萬噸/年乙苯脫氫制苯乙烯精餾工段工藝設(shè)計，工藝采用具有低活性、高選擇性的氧化鐵系列催化劑，參照魯姆斯公司（Lummus）公司生產(chǎn)苯乙烯的技術(shù)，以乙苯脫氫法生產(chǎn)苯乙烯。乙苯催化脫氫法是目前生產(chǎn)苯乙烯的主要方法，目前世界上大約90%的苯乙烯采用該方法生產(chǎn)。它以乙苯為原料，在催化劑的作用下脫氫生成苯乙烯和氫氣。設(shè)計內(nèi)容主要包括：工藝流程設(shè)計、工藝計算、設(shè)備設(shè)計等。本設(shè)計主要是精餾工序的設(shè)計。原料來自乙苯生產(chǎn)裝置或原料采購部門，循環(huán)水、冷凍水、電和蒸汽來由公用工程系統(tǒng)提供，生產(chǎn)出的苯乙烯產(chǎn)品到成品庫。乙苯脫氫反應(yīng)在絕熱固定床反應(yīng)器中進行，反應(yīng)物送至精餾工序。先經(jīng)乙苯--苯乙烯分離出乙苯（含苯、甲苯）和粗苯乙烯（帶重組分及焦油）。乙苯餾分送苯—甲苯塔分成苯、甲苯餾分和回收乙苯，回收乙苯返回脫氫工序。粗苯乙烯送精餾塔分成精餾苯乙烯和焦油。關(guān)鍵詞:苯乙烯精餾裝置工藝設(shè)計AbstractThedesignfortheunnualproductioncapacityof1.8EthylbenzenneDehydrogena-tiontoStyreneprocess,technologyusedwithalawactivity,highselectivityoftheironoxidecatalyst,inthelightof(Lummus)styreneproductiontechnologytoethylbenzenefromStyreneproductionofhydrogen.Designelementsinclude:processdesign,processcalculation,equipmentdesign.Designedforusemainlybythedehydrogenationreactionanddistillationsystemscomposedoftwoprocesses.Dehydrogenationofethylbenzeneinadiabaticfixed-bedreactor,thereactanttothedistillationprocess.Fist,byethylbenzene–towerisolatedethylbenzenestyrene(benzene,toluene)andthecrudestyrene(withthereorganizationofsub-andtar).Ethylbenzenebenzenedistillatedelivery–Tapintotoluenebenzene,tolueneethylbenzenedistillateandrecovery,therecoveryprocessofethylbenzenedehydrogenationtoreturn.Sendcrudedistillationcolumnisdividedintofinestyreneandstyrenetar.Keywords:ethylbenzene,dehydrogenation,Designelement目錄前言1一、緒論21、原料的主要性質(zhì)和用途22、苯乙烯的性質(zhì)和用途33、苯乙烯生產(chǎn)的各種比較34、本設(shè)計說明5二、生產(chǎn)工藝說明81、原料、成品及半成品82、主、副化學(xué)反應(yīng)反應(yīng)83、生產(chǎn)步驟84、原理、化學(xué)組成及化學(xué)化學(xué)性質(zhì)85、反應(yīng)器設(shè)計依據(jù)116、主要工藝變量（參數(shù)）的選擇與控制117、流程敘述12三、工藝計算及設(shè)備設(shè)計16（一）物料衡算161、粗苯乙烯塔162、精苯乙烯塔163、循環(huán)乙烯塔174、苯，甲苯塔17（二）熱量衡算181、粗苯乙烯塔182、循環(huán)乙苯塔193、精苯乙烯塔204、苯-甲苯塔21四、粗苯乙烯塔的一些物性參數(shù)221、塔的操作壓力及溫度222、最小回流比Rmin233、最小理論板數(shù)234、理論板數(shù)N的確定245、全塔平均板效率及實際塔板數(shù)N實246、確定加料板的位置24五、設(shè)備計算25（一）精餾段251、操作氣速252、塔板的設(shè)計263、塔板適宜操作區(qū)的計算和分析28（二）提餾段311、操作氣速312、塔板的設(shè)計323、塔板適宜操作區(qū)的計算和分析34六、謝辭37七、參考文獻38八、附圖前

言苯乙烯作為化工生產(chǎn)的基本原料，在國民經(jīng)濟中起到了越來越大的作用。苯乙烯的工業(yè)生產(chǎn)包括乙苯氧化脫氫法和乙苯催化脫氫法。乙苯氧化脫氫法是目前尚處于研究階段生產(chǎn)苯乙烯的方法。

此設(shè)計的內(nèi)容為1.8萬噸/年乙苯脫氫制苯乙烯裝置，包括工藝流程設(shè)計、工藝計算、設(shè)備設(shè)計等。

本設(shè)計的依據(jù)是采用低活性、高選擇性催化劑，參照魯姆斯(Lummus)公司生產(chǎn)苯乙烯的技術(shù)，以乙苯脫氫法生產(chǎn)苯乙烯。苯乙烯單體生產(chǎn)工藝技術(shù)：深度減壓，絕熱乙苯脫氫工藝乙苯脫氫反應(yīng)在絕熱式固定床反應(yīng)器中進行，其特點是：轉(zhuǎn)化率高，選擇性好。特殊的脫氫反應(yīng)器系統(tǒng)：在低壓（深度真空下）下操作以達到最高的乙苯單程轉(zhuǎn)化率和最高的苯乙烯選擇性。該系統(tǒng)是由蒸汽過熱器、過熱蒸汽輸送管線和反應(yīng)產(chǎn)物換熱器組成，設(shè)計為熱聯(lián)合機械聯(lián)合裝置。整個脫氫系統(tǒng)的壓力降小，以維持壓縮機入口盡可能高壓，同時維持脫氫反應(yīng)器盡可能低壓，從而提高苯乙烯的選擇性，同時不損失壓縮能和投資費用。所需要的催化劑用量和反應(yīng)器體積較小，且催化劑不宜磨損，能在高溫高壓下操作，內(nèi)部結(jié)構(gòu)簡單，選價便宜。在苯乙烯蒸餾中采用一種專用的不含硫的苯乙烯阻聚劑。它經(jīng)濟有效且能使苯乙烯焦油作為燃料清潔地燃燒。工業(yè)設(shè)計的優(yōu)化和設(shè)備的良好設(shè)計可使操作無故障，從而可減少生產(chǎn)波動.一、緒論1、原料的主要性質(zhì)與用途（1）乙苯的主要性質(zhì)乙苯是無色液體，具有芳香氣味，可溶于乙醇、苯、四氯化碳和乙醚，幾乎不溶于水，易燃易爆，對皮膚、眼睛、粘膜有刺激性，在空氣中最大允許濃度為100PPM。乙苯側(cè)鏈易被氧化，氧化產(chǎn)物隨氧化劑的強弱及反應(yīng)條件的不同而異。在強氧化劑（如高錳酸鉀）或催化劑作用下，用空氣或氧氣氧化，生成苯甲酸；若用緩和氧化劑或溫和的反應(yīng)條件氧化，則生成苯乙酮。乙苯的其它性質(zhì)如下表所示：表1：序號常數(shù)名稱計量單位常數(shù)值備注1分子量

106.167

2液體比重

0.8820℃3沸點℃136.2101325Pa4熔點℃-94.4101325Pa5液體熱容量kJ/（kgK）1.754298.15K6蒸汽熱容量Kcal/（kgK）0.28527℃7蒸發(fā)熱kJ/mol35.59正常沸點下8液體粘度104kgSee/M20.67920℃9生成熱Kcal/mol2.9820℃10在水中溶解度

11燃燒熱Kcal/mol1101.1氣體12閃點℃15

13自然點℃553.0

14爆炸范圍%(體積)2.3～7.4

（2）乙苯的主要用途乙苯是一個重要的中間體，主要用來生產(chǎn)苯乙烯，其次用作溶劑、稀釋劑以及用于生產(chǎn)二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同時它又是制藥工業(yè)的主要原料。2、苯乙烯的性質(zhì)和用途苯乙烯（SM）是含有飽和側(cè)鏈的一種簡單芳烴，是基本有機化工的重要產(chǎn)品之一。苯乙烯為無色透明液體，常溫下具有辛辣香味，易燃。苯乙烯難溶于水，25℃時其溶解度為0.066%。苯乙烯溶于甲醇、乙醇、乙醚等溶劑中。苯乙烯在空氣中允許濃度為0.1ml/l。濃度過高、接觸時間過長則對人體有一定的危害。苯乙烯在高溫下容易裂解和燃燒。苯乙烯蒸汽與空氣混合能形成爆炸性混合物，其爆炸范圍為1.1～6.01%（體積分數(shù)）。苯乙烯（SM）具有乙烯基烯烴的性質(zhì)，反應(yīng)性能極強，苯乙烯暴露于空氣中，易被氧化而成為醛及酮類。苯乙烯從結(jié)構(gòu)上看是不對稱取代物，乙烯基因帶有極性而易于聚合。在高于100℃時即進行聚合，甚至在室溫下也可產(chǎn)生緩慢的聚合。因此，苯乙烯單體在貯存和運輸中都必須加入阻聚劑，并注意用惰性氣體密封，不使其與空氣接觸。苯乙烯（SM）是合成高分子工業(yè)的重要單體，它不但能自聚為聚苯乙烯樹脂，也易與丙烯腈共聚為AS塑料，與丁二烯共聚為丁苯橡膠，與丁二烯、丙烯腈共聚為ABS塑料，還能與順丁烯二酸酐、乙二醇、鄰苯二甲酸酐等共聚成聚酯樹脂等。由苯乙烯共聚的塑料可加工成為各種日常生活用品和工程塑料，用途極為廣泛。目前，其生產(chǎn)總量的三分之二用于生產(chǎn)聚苯乙烯，三分之一用于生產(chǎn)各種塑料和橡膠。3、各種苯乙烯生產(chǎn)工藝及比較目前苯乙烯主要由乙苯轉(zhuǎn)化而成，可通過如下四條工藝路線進行。(1)苯乙酮法較早采用苯乙酮法生產(chǎn)苯乙烯，其步驟主要分為氧化、還原和脫水三步，方程式如下：C6H5C2H5+O2→

C6H5COCH3+H2OC6H5COCH3+H2

→

C6H5CHOHCH3C6H5CHOHCH3

→C6H5CHCH2+H2O該法苯乙烯產(chǎn)率為75～80%，略低于乙苯脫氫法的產(chǎn)率，但中間副產(chǎn)物苯乙酮產(chǎn)值較高，苯乙烯的精制分離較容易。故此法在國外仍有采用。(2)乙苯和丙烯共氧化法本法首先在堿性催化劑作用下，使乙苯液相氧化成過氧化氫乙苯，然后與丙烯進行環(huán)氧化反應(yīng)生成環(huán)氧丙烷，乙苯過氧化物則變?yōu)椋揭掖?，再?jīng)脫水得到苯乙烯，即：C6H5C2H5+O2

→

C6H5CHOOHCH3C6H5CHOOHCH3+CH3CHCH2→

C6H5CHOHCH3+C3H6OC6H5CHOHCH3→

C6H5CHCH2+H2O本過程以乙苯計的苯乙烯產(chǎn)率約為65%，低于乙苯脫氫法的產(chǎn)率。但它還能生產(chǎn)重要的有機化工原料環(huán)氧丙烷，綜合平衡仍有工業(yè)化的價值，故目前國外也有采用此法生產(chǎn)的。

(3)乙苯氧化脫氫法乙苯氧化脫氫法是目前尚處于研究階段生產(chǎn)苯乙烯的方法。在催化劑和過熱蒸汽的存在下進行氧化脫氫反應(yīng)的，即：2C6H5C2H5+O2

→

2C6H5CHCH2+2H2O此方法可以從乙苯直接生成苯乙烯，還可以利用氧化反應(yīng)放出的熱量產(chǎn)生蒸汽，反應(yīng)溫度也較催化脫氫為低。研究的催化劑種類較多，如氧化鎘，氧化鍺，鎢、鉻、鈮、鉀、鋰等混合氧化物，鉬酸銨、硫化鉬及載在氧化鎂上的鈷、鉬等。但這些催化劑在多處于研究階段，尚不具備工業(yè)化條件，有待進一步研究開發(fā)。

(4)乙苯催化脫氫法

這是目前生產(chǎn)苯乙烯的主要方法，目前世界上大約90%的苯乙烯采用該方法生產(chǎn)。它以乙苯為原料，在催化劑的作用下脫氫生成苯乙烯和氫氣。反應(yīng)方程式如下：C6H5C2H5→

C6H5CHCH2+H2同時還有副反應(yīng)發(fā)生，如裂解反應(yīng)和加氫裂解反應(yīng)：C6H5C2H5+H2

→

C6H5CH3+CH4C6H5C2H5+H2

→

C6H6+CH3CH3C6H5C2H5

→

C6H6+CH2CH2高溫裂解生碳：C6H5C2H5

→

8C+5H2在水蒸汽存在下，發(fā)生水蒸汽的轉(zhuǎn)化反應(yīng)：C6H5C2H5+2H2O

→

C6H5CH3+CO2+3H2此外還有高分子化合物的聚合反應(yīng)，如聚苯乙烯、對稱二苯乙烯的衍生物等。4、本工藝設(shè)計說明(1)生產(chǎn)任務(wù)：年產(chǎn)1.8萬噸苯乙烯。(2)生產(chǎn)方法：參照魯姆斯(Lummus)公司生產(chǎn)苯乙烯的技術(shù)，以乙苯脫氫法生產(chǎn)苯乙烯。魯姆斯(Lummus)公司經(jīng)典苯乙烯單體生產(chǎn)工藝技術(shù)：深度減壓，絕熱苯脫氫工藝；魯姆斯（孟山都/UOP）經(jīng)典苯乙烯單體生產(chǎn)工藝簡介：該工藝是全世界生產(chǎn)苯乙烯（SM）單體中最成熟和有效的技術(shù)，自1970年實現(xiàn)工業(yè)化以來，目前大約有55套裝置在運轉(zhuǎn)。A、工藝流程從乙苯(EB)生產(chǎn)苯乙烯的經(jīng)典流程如附圖1所示。乙苯(EB)脫氫是在蒸汽存在下，利用蒸汽來使并維持催化劑處于適當?shù)难趸癄顟B(tài)。蒸汽既加熱反應(yīng)進料、減少吸熱反應(yīng)的溫度降，同時蒸汽也降低產(chǎn)品的分壓使反應(yīng)平衡向著苯乙烯(SM)方向進行，且又可以連續(xù)去除積炭以維持催化劑的一定活性。高溫、高壓蒸汽稀釋和低反應(yīng)系統(tǒng)壓力能提供良好的反應(yīng)平衡曲線，對乙苯(EB)轉(zhuǎn)化為苯乙烯(SM)有利，在有兩個絕熱反應(yīng)器的工業(yè)生產(chǎn)裝置中，乙苯(EB)的總轉(zhuǎn)化率可達到70%～85%。新鮮乙苯和循環(huán)乙苯先與一部分蒸汽混合，然后在一個用火加熱的蒸汽過熱器內(nèi)進行過熱，再與過熱蒸汽相混合，在一個兩段、絕熱的徑向催化反應(yīng)系統(tǒng)內(nèi)進行脫氫。熱反應(yīng)產(chǎn)物在一個熱交換器內(nèi)冷卻以回收熱量并冷凝。不凝氣（主要是氫氣）壓縮后，經(jīng)回收烴類后再用作蒸汽過熱器的燃料，而冷凝液體分為冷凝水和脫水有機混合物（DM）。在脫水有機混合物(DM)（苯乙烯、未反應(yīng)乙苯、苯、甲苯和少量高沸物）中加入一種不含硫的阻聚劑(NSI)以減少聚合而損失苯乙烯（SM）單體，然后在乙苯/苯乙烯單體（EB/SM）分餾塔進行分離，塔頂輕組分(EB及輕組分(苯/甲苯)從塔頂取得)去乙苯分離塔，從而從乙苯分離出苯和甲苯，回收的乙苯返回脫氫反應(yīng)器原料中。EB/SM塔底物（苯乙烯單體和高沸物）在最后苯乙烯分餾塔內(nèi)進行分餾，塔頂產(chǎn)品即為苯乙烯（SM）單體產(chǎn)品，少量的塔底焦油用作蒸汽過熱器的燃料，蒸汽過熱器所需大部分燃料來自脫氫廢氣和苯乙烯焦油。典型苯乙烯單體產(chǎn)品性能如表2：表2：典型苯乙烯單體產(chǎn)品性能性能指標苯乙烯≮99.7%顏色，APHA≯10聚合物≯10ppm(W)硫≯1ppm(W)苯乙炔≯30ppm(W)過氧化物≯20ppm(W)粘度（25℃）0.7mm2/s目前現(xiàn)代化工藝裝置中生產(chǎn)的苯乙烯純度已可達99.8%(W)以上。B、工藝特點和優(yōu)點（a）特殊的脫氫反應(yīng)器系統(tǒng)：在低壓（深度真空下）下操作以達到最高的乙苯單程轉(zhuǎn)化率和最高的苯乙烯選擇性。該系統(tǒng)是由蒸汽過熱器、過熱蒸汽輸送管線和反應(yīng)產(chǎn)物換熱器組成，設(shè)計為熱聯(lián)合機械聯(lián)合裝置。整個脫氫系統(tǒng)的壓力降小，以維持壓縮機入口盡可能高壓，同時維持脫氫反應(yīng)器盡可能低壓，從而提高苯乙烯的選擇性，同時不損失壓縮能和投資費用。（b）低蒸汽/油（EB）比的設(shè)計方案：魯姆斯公司設(shè)計的苯乙烯裝置是在低蒸汽/油比下操作，可降低苯乙烯生產(chǎn)成本，已在工業(yè)化裝置的操作中證明在低蒸汽/油比的情形下，新催化劑的穩(wěn)定性良好。（c）能量回收：魯姆斯公司在苯乙烯裝置上已實現(xiàn)了低品位能量（500大卡/公斤苯乙烯）的回收工藝，利用乙苯/苯乙烯蒸餾塔頂產(chǎn)物的冷凝熱來汽化乙苯和水的共沸物，并直接送至脫氫反應(yīng)器，而不需要任何壓縮設(shè)備。（d）安全：一旦儀表系統(tǒng)發(fā)現(xiàn)有任何嚴重誤操作或故障時，脫氫反應(yīng)的自動聯(lián)鎖系統(tǒng)即啟動，無需任何操作員工即可將裝置自動轉(zhuǎn)入安全操作狀態(tài)或安全停工。（e）操作容易：利用該技術(shù)的工業(yè)化裝置已證明它具有很高的可靠性。工業(yè)設(shè)計的優(yōu)化和設(shè)備的良好設(shè)計可使操作無故障，從而可減少生產(chǎn)波動和損失。（f）催化劑壽命長：根據(jù)操作經(jīng)驗，脫氫催化劑的使用壽命是18～24個月。隨著乙苯裝置上催化劑壽命的延長，乙苯和苯乙烯裝置更換催化劑的停工時間也可適應(yīng)盡量減少總停車時間的需求。（g）加入阻聚劑：在苯乙烯蒸餾中采用一種專用的不含硫的苯乙烯阻聚劑。它經(jīng)濟有效且能使苯乙烯焦油作為燃料清潔地燃燒。本設(shè)計裝置主要由脫氫反應(yīng)和精餾兩個工序系統(tǒng)所組成。原料來自乙苯生產(chǎn)裝置或原料采購部門，循環(huán)水、冷凍水、電和蒸汽來由公用工程系統(tǒng)提供，生產(chǎn)出的苯乙烯產(chǎn)品到成品庫，由銷售部門銷售。本裝置采用24小時連續(xù)運行，年運行7920小時（330天）。二、生產(chǎn)工藝說明1、原料、成品及半成品乙苯的沸程為135.8℃～136.5℃。為了減少副反應(yīng)發(fā)生，保證生產(chǎn)正常進行，要求原料乙苯中二乙苯的含量<0.04%。因為二乙苯脫氫后生成的二乙烯基苯容易在分離與精制過程中生成聚合物，堵塞設(shè)備和管道，影響生產(chǎn)。另外，要求原料中乙炔≤10ppm（V%）、硫（以H2S計）<2ppm（V%）、氯（以HCl計）≤2ppm（Ｗ%）、水≤10ppm（Ｗ%），以免對催化劑的活性和壽命產(chǎn)生不利的影響。乙苯經(jīng)脫氫反應(yīng)器反應(yīng)后，反應(yīng)生成物送乙苯—苯乙烯塔分離成乙苯（苯和甲苯）及粗苯乙烯（帶重組分及焦油）。2、主、副化學(xué)反應(yīng)式乙苯在脫氫反應(yīng)器中主要發(fā)生下列反應(yīng)：

主反應(yīng)：C6H5C2H5

→

C6H5CHCH2+H2

副反應(yīng)：C6H5C2H5+H2

→

C6H5CH3+CH4

C6H5C2H5+H2

→

C6H6+CH3CH3

C6H5C2H5

→

C6H6+CH2CH23、生產(chǎn)步驟乙苯脫氫反應(yīng)在固定床反應(yīng)器中進行，同時伴隨三個副反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)循環(huán)水冷凝器和鹽水冷凝器冷卻后，降溫到8℃左右，苯、甲苯、乙苯、苯乙烯、水和重組分全部冷凝，甲烷和乙烯不冷凝，冷凝液經(jīng)油水分離器分離成水和有機混合物，將水分離，在有機混合物中添加阻聚劑2,4-二硝基-鄰-二-丁基酚（DNBP）。有機混合物送精餾工序。先經(jīng)乙苯—苯乙烯塔分離成乙苯（及苯、甲苯）和粗苯乙烯（帶重組分及焦油）。乙苯餾分送苯--甲苯塔分成苯、甲苯餾分和回收乙苯，回收乙苯返回脫氫工序。粗苯乙烯送精餾塔分成精苯乙烯和焦油。4、原理、化學(xué)組成及化學(xué)性質(zhì)苯乙烯（SM）是乙苯（EB）經(jīng)過高吸熱脫氫反應(yīng)而生成：EB=SM+H2反應(yīng)深度由平衡控制：（1）汽態(tài)平衡常數(shù)為：KP=PSM×PH2/PEB=PT×YSM×YH2/YEB其中：PT——系統(tǒng)總壓；PSM(H2/EB)——各對應(yīng)組分分壓；YSM(H2/EB)——各對應(yīng)組分摩爾分率；（2）對于所有吸熱氣相反應(yīng)，平衡常數(shù)隨著溫度的提高而增加，這時反應(yīng)平衡關(guān)系如下：lnKP=A—B/T

（T：K，KP：atm）其中：A=16.0195，B=3279.47；因此，溫度升高，EB轉(zhuǎn)化為SM的轉(zhuǎn)化率亦隨之升高。EB/SM混合物還進行一些不受平衡控制的初級反應(yīng)（副反應(yīng)），其中首要的是脫烴反應(yīng)，特性如下：C6H5C2H5→C6H6+C2H4乙苯

苯

乙烯C6H5C2H5+H2→C6H5CH3+CH4乙苯

氫氣

甲苯

甲烷其他反應(yīng)生成少量的α—甲基苯乙烯（AMS）和其他高沸物。甲烷和乙烯亦參與蒸汽重整反應(yīng)，主要是甲烷反應(yīng)：CH4+2H2O→CO2+4H2O我們還觀察到：水/汽轉(zhuǎn)換反應(yīng)在反應(yīng)溫度下接近平衡。CO2+H2→CO+H2O通常，在苯和甲苯的生成中，甲烷和乙烯的量總是比預(yù)期的要少。一氧化碳通常是二氧化碳的10%（摩爾）。在反應(yīng)器的設(shè)計中應(yīng)該記?。涸诮咏磻?yīng)平衡時SM停止生成，而苯和甲苯卻繼續(xù)生成，實際上并沒有限度。另外，因為SM的生成部分地受到擴散的控制，因此，隨著溫度的上升，苯和甲苯的生成率要比SM的生成快得多。EB脫氫的主要操作和設(shè)計變量a、溫度b、催化劑量及催化劑c、壓力d、蒸汽稀釋因為EB脫氫生成SM的反應(yīng)是吸熱反應(yīng)，所以反應(yīng)混合物的溫度隨反應(yīng)加深而降低。反應(yīng)速率降低的原因其一是反應(yīng)越來越接近平衡，反應(yīng)推動力越來越小，其二在反應(yīng)速率常數(shù)的降低。在一般設(shè)計中，在第一個三分之一的催化劑床層上，約有80%的溫降產(chǎn)生。在基于這樣的原理基礎(chǔ)上，有一個很高的入口反應(yīng)溫度當然是很理想的。然而，與促進催化脫氫相比，高溫更會增加非選擇熱反應(yīng)和脫烴反應(yīng)的速度而生成苯和甲苯。因此，要達到很好的選擇性，需要有效的入口溫度上限。相對于EB進料而言，催化劑數(shù)量對優(yōu)化操作起著重要的作用。催化劑太少，則不會接近平衡，而催化劑太多，則還沒有完全通過催化劑床層EB轉(zhuǎn)化就達到平衡并停止轉(zhuǎn)化，而副反應(yīng)繼續(xù)進行，反應(yīng)轉(zhuǎn)化率和選擇性降低（從物料平衡和裝置生產(chǎn)率）。目前有很多種EB脫氫催化劑，這些催化劑一般分為兩類：a、高活性、低選擇性；b、低活性、高選擇性。采用低活性、高選擇性催化劑的設(shè)計有比較好的效益。本設(shè)計裝置擬采用的正是此種催化劑。如果在將來相當長的一段時間內(nèi)想要提高生產(chǎn)率而又允許有一定的損失的話，高活性、低選擇性催化劑可在同樣的設(shè)備中裝填使用。平衡常數(shù)有壓力的范圍，因為轉(zhuǎn)化一個摩爾EB會生成兩個摩爾的產(chǎn)物。所以，較高的系統(tǒng)壓力會使脫氫反應(yīng)的平衡左移（即抑制EB的轉(zhuǎn)化），從而降低EB的轉(zhuǎn)化率。較低的壓力將使EB轉(zhuǎn)化較高，同時選擇性也不受太大的影響。蒸汽稀釋能減少EB、SM和氫氣的分壓，其效果與降低壓力一樣。蒸汽稀釋還有其他等同的重要作用。首先，蒸汽向反應(yīng)混合物提供熱量。其結(jié)果是對于一定的EB轉(zhuǎn)化而言，溫度降低很多，在同樣的入口溫度下EB轉(zhuǎn)化更多。第二，少量的蒸汽表現(xiàn)為能使催化劑保持在所需的氧化狀態(tài)，具有很高的活性，此蒸汽量隨催化劑的使用情況而有所不同。第三，蒸汽能抑制高沸物沉積在催化劑上，如果允許超過一定的限度，這些結(jié)焦生成物最終會污染催化劑，使其活性降低而無法使用。由于上述作用，單程EB轉(zhuǎn)化率在溫度、壓力、催化劑、蒸汽稀釋等方面受到限制，對實際的單級反應(yīng)器來講EB轉(zhuǎn)化率只有40～50%。但是，如果出料被再加熱到第一級入口溫度，混合物便無法平衡。如果再加熱的混合物被送到第二個催化劑床層，那么，它又可以進一步轉(zhuǎn)化為SM，直至再次接近平衡。由于受到其他變量因素的影響，EB轉(zhuǎn)化總量可達到70～85%。再加熱和增加級數(shù)的過程可視經(jīng)濟效益多次重復(fù)，每增加一級，轉(zhuǎn)化率和選擇性便逐漸降低。因此，本設(shè)計采用兩級反應(yīng)器以獲得較好的經(jīng)濟效益。5、反應(yīng)器設(shè)計依據(jù)反應(yīng)器設(shè)計的首要任務(wù)之一是根據(jù)所需的處理量及原料組成，計算達到規(guī)定的轉(zhuǎn)化率所需的反應(yīng)體積，然后以此為依據(jù)作進一步的設(shè)計；確定催化反應(yīng)器為完成一定的生產(chǎn)任務(wù)所需的催化劑量是反應(yīng)器設(shè)計的基本內(nèi)容之一。反應(yīng)器系統(tǒng)應(yīng)該獲得盡可能高的轉(zhuǎn)化率，而且不增加操作成本，也不超出經(jīng)濟優(yōu)化的范圍。較高的轉(zhuǎn)化率減少了對稀釋蒸汽、蒸餾蒸汽和過熱器燃料的要求。同樣重要的是，盡管反應(yīng)器成本可能略增加一些，但在初步設(shè)計中，較高的轉(zhuǎn)化率可從總體上減少裝置投資。在獲得較高轉(zhuǎn)化率的同時，催化劑的選擇性將會降低，因此任何SM裝置的設(shè)計都必須在反應(yīng)、熱回收和蒸餾方面比較所有因素、考慮經(jīng)濟平衡。6、主要工藝變量（參數(shù)）的選擇與控制（一）對反應(yīng)器系統(tǒng)而言，主要控制工藝參數(shù)是：（1）溫度（第一、第二級反應(yīng)器入口溫度）（2）蒸汽/油（EB）比（重量比）（3）EB進料率通過控制第一和第二級入口溫度來使轉(zhuǎn)化率接近生產(chǎn)率的設(shè)計值。這兩級的溫度應(yīng)該一樣，但是如果第二級入口溫度略高于第一級入口溫度，選擇性會更好一些。當然，EB進料率是生產(chǎn)率的基本決定因素。蒸汽/油（EB）比的設(shè)計值：在較高的蒸汽/油（EB）比下，特別是在降低生產(chǎn)率的情況下操作有助于降低操作成本，因為轉(zhuǎn)化率（相對于給定的溫度）、選擇性和蒸餾蒸汽方面的少許改進都將勝過增加稀釋蒸汽的成本。EB的轉(zhuǎn)化率主要由反應(yīng)器進口溫度控制。隨著催化劑老化，這些溫度要逐漸提高以維持催化劑的活性和EB轉(zhuǎn)化率，以保持在給定的EB進料率下的生產(chǎn)運行。（二）苯乙烯（SM）的蒸餾與貯存苯乙烯即使在常溫環(huán)境溫度之下也會發(fā)生液相聚合（雖然緩慢）。聚合速率受濃度、溫度、時間的影響而增加，使用合適的阻聚劑可減緩聚合。因此，在蒸餾系統(tǒng)中通常出現(xiàn)的溫度下，必須使用有效的阻聚劑以防聚合而引起較大的損失。阻聚劑的選擇取決于以下一些因素：在操作溫度下可接受的聚合物產(chǎn)生的數(shù)量，基于這樣的聚合物產(chǎn)量所需要的阻聚劑數(shù)量、阻聚劑成本、阻聚劑對苯乙烯終端使用的影響（最好是沒有影響）。在苯乙烯工藝中，需要阻聚劑的有兩個地方：一是苯乙烯精餾系統(tǒng)，二是苯乙烯產(chǎn)品貯存系統(tǒng)。在精餾塔中，苯乙烯處于120℃的高溫，阻聚劑主要用來防止聚合物的生成；在苯乙烯貯存系統(tǒng)中，溫度一般為20℃以下，聚合率較低，阻聚劑的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。由于溫度存在著很大的不同，對阻聚劑的要求也不一樣，所以，在蒸餾塔中使用無硫阻聚劑（2、4-二硝基-鄰-二-丁基酚（DNBP）俗稱NSI），在苯乙烯貯存系統(tǒng)中使用4-叔丁基鄰苯二酚（TBC）。在蒸餾系統(tǒng)中，蒸餾塔中產(chǎn)生的聚合物為高沸物，作為重組分（苯乙烯焦油）離開本系統(tǒng)，不構(gòu)成苯乙烯的污染物。產(chǎn)生的聚合物表示苯乙烯收率的損失，應(yīng)盡可能減少。NSI阻聚劑的汽化壓力很低，所以它同蒸餾系統(tǒng)中的重組分離開，在產(chǎn)品苯乙烯中數(shù)量不多。產(chǎn)品苯乙烯中的NSI在苯乙烯最終使用中會產(chǎn)生質(zhì)量問題。苯乙烯產(chǎn)品中只允許有少量的聚合物（一般低于10ppm）。7、流程敘述（1）脫氫反應(yīng)總述：EB蒸汽/蒸汽混合物與EB/蒸汽過熱器二級反應(yīng)器流出物進行熱交換而產(chǎn)生過熱，并進入一級反應(yīng)器進口，在這里與主過熱蒸汽混合，以便達到理想的一級反應(yīng)器的進口溫度。EB和蒸汽混合物徑向從內(nèi)向外地進入催化劑床層，一部分EB反應(yīng)生成SM，由于進行吸熱反應(yīng)，溫度降低?；旌狭鞒鑫锱c過熱蒸汽進行換熱而得到重新加熱并徑向通過第二個催化劑床層。大部分EB反應(yīng)生成SM（受平衡限制）和少量副產(chǎn)品。反應(yīng)器系統(tǒng)的流出物由于兩個壓力等級的蒸汽再生而進行冷卻。冷卻的反應(yīng)器產(chǎn)品與部分未汽提的工藝冷凝液被過熱降溫，并在主冷凝器中冷凝。冷凝液因重力作用自動流至有機混合物/水分離器，而未冷凝的蒸汽進一步得到冷卻并在調(diào)節(jié)冷卻器中冷凝。調(diào)節(jié)冷凝器中的冷凝液也流向有機混合物/水分離器。在有機混合物/水分離中，芳烴和工藝冷凝液構(gòu)成兩個相位。被稱之為“脫氫混合物（DM）”的芳烴相流進有機物分隔間，隨后進行SM產(chǎn)品精餾和對未反應(yīng)的EB、及副產(chǎn)物苯、甲苯和高沸物進行回收。水相因重力在有機混合物/水分離器的主分離室中分離。工藝冷凝液用泵壓送至用來除去夾帶有機物的撇沫罐。一部分冷凝液被過濾，以除去催化劑塵末，然后用來對冷卻的反應(yīng)器流出物進行降溫。凈工藝冷凝液通過汽提除去溶解的有機物。冷凝液首先由汽提塔的塔頂液/進料內(nèi)部換熱器進行預(yù)熱，然后通過蒸汽噴射器的直接蒸汽加熱至工藝冷凝液汽提塔操作溫度，以把塔中汽提過程中的損失降低到最低程度。從調(diào)節(jié)冷卻器出來的未冷凝氣體為脫氫廢氣，含有氫、二氧化碳、甲烷和大量的芳烴。氣體通過壓縮機入口罐，然后送往廢氣壓縮機，壓縮氣體通過一個分離罐，然后再進入廢氣冷卻器，冷卻氣體中的芳烴通過循環(huán)半柏油的洗滌而減少，并經(jīng)冷卻后返回吸收塔；廢氣則通過一個密封罐進入燃料補充系統(tǒng)而用作蒸汽過熱器的燃料。（2）苯乙烯蒸餾總述：苯乙烯蒸餾的目的是將從脫氫反應(yīng)系統(tǒng)出來的液態(tài)芳烴混合物分餾成：a、一種高純度的苯乙烯產(chǎn)品（苯乙烯聚合物最小損失）b、循環(huán)至脫氫反應(yīng)系統(tǒng)的EB物料流c、苯乙烯焦油物料流（含有苯乙烯聚合物、重餾分和少量苯乙烯）d、適合作為EB裝置進料的苯物料流e、甲苯副產(chǎn)品物料流從有機混合物/水分離器出來的水飽和有機混合物被送入EB/SM分離塔。從分離塔出來的塔頂產(chǎn)品流被送入EB回收塔。含有甲苯的EB回收塔塔底產(chǎn)品循環(huán)至脫氫反應(yīng)系統(tǒng)；EB回收塔塔頂產(chǎn)品，即苯-甲苯混合物被送入苯/甲苯分離塔，苯/甲苯分離塔將其分離為塔頂甲苯產(chǎn)品和塔底甲苯產(chǎn)品。從EB/SM分離器出來的塔底液物料流，含有塔進料中的幾乎所有苯乙烯，沸點高于SM的復(fù)合物，NSI聚合阻聚劑（另外送入分離塔），少量EB和分離塔中生成的苯乙烯聚合物被送入SM塔。SM塔頂產(chǎn)品為的苯乙烯產(chǎn)品；回流中加入TBC，以抑制塔中的聚合反應(yīng)。含有約50%(W)揮發(fā)物（（SM+AMS）和焦油（低粘度））的SM塔底液被送至薄膜蒸發(fā)器。蒸發(fā)器蒸發(fā)揮發(fā)物并將其送回到SM塔底。蒸發(fā)器部分塔底液（塔底總量的2/3）被泵送至EB/SM分離塔進行NSI循環(huán)。含有約5.4%(W)殘存苯乙烯的凈塔底液送至貯罐，作為燃料使用。為把苯乙烯聚合物生成降低到最低限度，EB/SM分離塔、SM塔和薄膜蒸發(fā)器都減壓運行，這樣可以降低工作溫度。A、乙苯/苯乙烯分離塔（T101）EB/SM分離塔是一臺篩板塔塔，在真空下（塔頂絕壓為180～200mmHg）運行操作。其目的是分離乙苯與苯乙烯。生產(chǎn)出一種塔釜產(chǎn)品，它含有苯乙烯、α-甲基苯乙烯、聚合物、高沸物以及少量可精制成合格苯乙烯的EB；同時，塔頂產(chǎn)出產(chǎn)品，它含有基本上全部的EB、苯和甲苯并帶有約1.0%(W)苯乙烯。該塔的第二個目的是在分離時最大程度地減少苯乙烯轉(zhuǎn)換成聚合物的損失。有機混合物進料從有機混合物/水分離器由泵送至EB/SM分離塔。進料在49#塔板上進入該塔，NSI溶液隨進料進入該塔，來自薄膜蒸發(fā)器底部的循環(huán)NSI溶液在SM/柏油混合器的上游加入至EB/SM分離塔進料。為取得理想的分離效果，EB/SM分離塔在高回流比下操作，設(shè)計回流比為10.0～12。通往再沸器的蒸汽流量根據(jù)使塔產(chǎn)生理想的回流比來確定。該塔再沸器所需的熱能由350kPa的壓力的蒸汽所提供。在生產(chǎn)中保持理想的苯乙烯純度的關(guān)鍵是正確操作EB/SM分離塔，作為苯乙烯里的主要雜質(zhì)，EB一旦離開分離塔塔底后總是進入SM分離塔塔頂，在苯乙烯塔里的實際分離是在苯乙烯和α-甲基苯乙烯之間進行，進行分離的關(guān)鍵是要有足夠的蒸汽流入再沸器。B、SM精餾塔（T301）SM精餾塔是一座在真空下進行操作。其目的是將來自EB/SM分離塔的塔釜液中的進料進行分離，以便從塔頂產(chǎn)出苯乙烯產(chǎn)品物流。該塔的第二個目的是將該塔釜液經(jīng)薄膜蒸發(fā)器汽提后，可生產(chǎn)出苯乙烯焦油，其中，苯乙烯和α-甲基苯乙烯含量相加不超過16%(W)。在SM分離塔的進料中含有苯乙烯、一些高沸點化合物（聚合物、α-甲基苯乙烯及其他物料）、一些低沸點物料（EB）以及NSI阻聚劑。TBC（叔丁基鄰苯二酚）在苯乙烯單體里以2%(W)溶液的形式被注入回流管線以抑制塔內(nèi)苯乙烯的聚合，設(shè)計回流比為0.8～1.0。C、甲苯/乙苯回收塔（T201）EB回收塔是一座有40層塔板的帶壓塔。其目的是分離從EB/SM分離塔的塔頂來料，在設(shè)計回流比為8.0～10的操作下，進入第28層塔板，獲得塔頂產(chǎn)物：苯/甲苯物流，塔底產(chǎn)物：含甲苯以及苯乙烯的EB物流，塔釜液循環(huán)至脫氫反應(yīng)系統(tǒng)。D、苯/甲苯分離塔（T401）EB回收塔的塔頂物流送入該塔，在設(shè)計回流比為2.0～3.0的操作下，分離出甲苯的苯塔頂產(chǎn)品和苯的甲苯塔釜產(chǎn)品。本塔使用的填料是碳鋼鮑爾環(huán)。為避免液體分布的不均勻，該塔再在每層頂部裝有一臺液體分布器。此達到最大限度。該溫度可以通過重新設(shè)定進入再沸器的蒸汽流量控制來進行調(diào)整?；亓鞅瓤梢酝ㄟ^產(chǎn)品規(guī)格的需要來控制。三、工藝計算及設(shè)備設(shè)計1、物料衡算（1）粗苯乙烯塔由于各組分結(jié)構(gòu)相似，因此有相似相容原理，所以采用沸點差法將它們分離。由于苯乙烯易聚合，所以優(yōu)先分出，進料中夾TBC用清晰分割法。選輕關(guān)鍵組分：乙苯收率99.9%重關(guān)鍵組分：苯乙烯收率95.39%粗苯乙烯塔物料衡算表組成進料塔頂塔釜kg/hWt%kg/hWt%kg/hWt%苯100.931.961100.933.70800甲苯106.3322.085106.3223.94200乙苯2377.39346.6212375.0688.0512.3770.099苯乙烯2515.13749.322115.9484.2992399.18999.880二乙苯0.5160.010000.5160.0215合計5099.3911002697.3091002402.082100（2）精苯乙烯塔選輕關(guān)鍵組分：苯乙烯收率97.4%重關(guān)鍵組分二乙苯收率100%精苯乙烯塔物料橫算表組成進料塔頂塔釜kg/hWt%kg/hWt%kg/hWt%乙苯2.3770.09902.3770.10200苯乙烯2399.18999.8802336.81099.89862.37999.180二乙苯0.5160.0215000.5160.820合計2402.0821002339.18710062.895100（3）循環(huán)乙烯塔選輕關(guān)鍵組分：甲苯收率91.01%重關(guān)鍵組分：乙苯收率99.82%循環(huán)乙苯塔物料衡算表組成進料塔頂塔釜kg/hWt%kg/hWt%kg/hWt%苯100.0133.708100.01349.74300甲苯106.3323.94296.77348.1319.5590.383乙苯2375.01688.0514.2752.1262370.74194.972苯乙烯115.9484.29900115.9484.645合計2697.309100201.0611002496.248100（4）苯，甲苯塔選輕關(guān)鍵組分：苯收率95.43%重關(guān)鍵組分：甲苯收率95.21%苯，甲苯塔物料衡算表組成進料塔頂塔釜kg/hWt%kg/hWt%kg/hWt%苯100.1347.48595.44294.9344.5714.153甲苯106.33250.4855.0935.066101.23991.964乙苯4.2752.030004.2753.883合計210.620100100.535100110.0851002、熱量橫算計算換熱時有基準溫度和基準狀態(tài)基準溫度：25℃Cp=a+bT+cT2+dT3cal/mol℃基準狀態(tài)：氣態(tài)（1）粗苯乙烯塔=1\*GB3①塔頂冷凝器R=6.7流量Fi=（R+1）F粗苯乙烯塔塔頂冷凝器的熱量衡算表組成Hv56.3FiHvCp56.3-48CpiFi苯7649.2973330.6733.60322.11甲苯8650.8874755.0639.78343.75乙烯9671.091620097.1546.387769.56苯乙烯9941.2282865.5043.32361.10合計H1=1851048.38H2=73011.12H=H1+H2=1924059.5Kcal/h設(shè)備選型Q=KA△tmK=115Kcal/㎡h℃△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=18℃→A=Q/K△tm=929.5㎡查化工工藝手冊選型G1000Ⅱ—25—350=2\*GB3②塔底再沸器△H=Σ（R+1）DhvXwi塔底再沸器熱量衡算表組成乙苯苯乙烯Σ（R+1）DHvXwiHv1069024.89354（R+1）DHvXwi1751.171813235.111814986.28設(shè)備選型Q=KA△tmK=520Kcal/㎡h℃△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=26.8℃→A=Q/K△tm=130.24㎡查《化工工藝手冊》選型G1000IV—16—170（2）循環(huán)乙苯塔=1\*GB3①塔頂冷凝器R=16.6塔頂冷凝器熱量衡算表組成苯甲苯乙苯Σ（R+1）FHvHv6935.887949.648937.68FiHv151980.568142902.0376160.051301042.656△H1Cp109-10125.37031.66938.840Σ(R+1)CpiFi△tCpiFi555.913569.27926.7699906..865△H2△H=△H1+△H2=310949.52Kcal/㎡h℃設(shè)備選型Q=KA△tmK=396Kcal/㎡h℃△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=71.3℃→A=Q/K△tm=11.01㎡查《化工工藝手冊》選型G400I—16—12=2\*GB3②塔底再沸器塔底再沸器熱量衡算表組成甲苯乙苯苯乙烯Σ（R+1）DHvXwiH78775.3--(R+1)DHvXwi1350.027323485.95616832.728341668.711設(shè)備選型Q=KA△tmK=664Kcal/㎡h℃△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=10.9℃→A=Q/K△tm=47.21㎡查《化工工藝手冊》選型G400I—16—50（3）精苯乙烯塔=1\*GB3①塔頂冷凝器R=0.5塔頂冷凝器熱量衡算表組成乙苯苯乙烯Σ（R+1）FHvHv64.99580.799848.1FiHv312.912322290.814322603.726H1Cp64.9-5034.09332.226Σ(R+1)CpiFi△tCpiFi1.1131054.63415730.630H2設(shè)備選型Q=KA△tmK=458Kcal/㎡h℃△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=23.4℃→A=Q/K△tm=31.57㎡查《化工工藝手冊》選型G500IV—25—70=2\*GB3②塔底再沸器塔底再沸器熱量衡算表組成苯乙烯Hv859737(R+1)DHvXwi318969.514設(shè)備選型Q=KA△tmK=500/㎡h℃△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=47.8℃→A=Q/K△tm=13.35㎡查化工工藝手冊選型G273Ⅱ—25—14（4）苯-甲苯塔組成苯甲苯Σ（R+1）FHvHv7301.78429.6FiHv56152.5074174.94360327.45H1Cp83.8-80.523.81129.848Σ(R+1)CpiFi△tCpiFi183.11414.783653.060H2H=H1+H2=60980.51Kcal△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=48.07℃→A=Q/K△tm=6.75㎡查《化工工藝手冊》選型G273Ⅱ—25—7塔底再沸器熱量衡算表組成苯甲苯乙烯Σ（R+1）DHvXwiHv117.86809.97825.98854.12(R+1)DHvXwi3006.68258415.5192473.99763896.198△tm=（△t1-△t2）/1n△t1/△t2=40.1℃K=569Kcal/㎡h℃A=Q/K△tm=2.80㎡查《化工工藝手冊》選型G273Ⅱ—25—3四、粗苯乙烯塔的一些物性參數(shù)粗苯乙烯塔物性參數(shù)為：塔頂溫度56℃，塔底溫度105℃，平均溫度80.5℃塔頂壓力50mmHg，塔底壓力230mmHg，平均壓力140mmHg，在平均溫度，壓力下查圖，ρ=PM/RT平均分子量M=104.456組成σρL(g/cm3)ρv(kg/cm3)粘度苯21．270.81500.49520.3080甲苯21.090.81000.58410.3110乙苯22.920.81360.67300.3540苯乙烯24.820.85560.66030.3860平均值22.93130.8210.66290.365（1）塔的操作壓力及溫度根據(jù)氣液相平衡理論：泡點方程Σyi=Σkixi=1露點方程Σxi=Σyiki=1=1\*GB3①操作壓力的確定選用塔頂油氣冷凝，冷凝后溫度根據(jù)回流缸內(nèi)物料溫度，塔頂物料冷卻冷凝為液相，則回流時回流缸內(nèi)壓力為塔頂物料的泡點壓力，用泡點方程Σyi=Σkixi=1精算，在本設(shè)計中取參考現(xiàn)場情況下的壓力50mmHg=0.006666mpa，回歸符合=2\*GB3②塔頂溫度在即定的操作壓力下塔頂溫度是塔頂層板，則用露點方程Σxi=Σyiki=1進行精算，取溫度56℃，回歸基本符合.=3\*GB3③塔釜溫度1在塔底操作壓力下，塔底物料處于泡點狀態(tài)，其溫度即他的泡點溫度用泡方程Σyi=Σkixi=1進行精算，現(xiàn)場溫度取105℃，回歸基本符合.=4\*GB3④進料溫度由于物料是泡點進料即飽和液體進料,用現(xiàn)場溫度進行回歸,進料溫度取83℃,回歸基本符合.（2）最小回流比Rmin∑αixFi/(αi-θ)=1-qRmin=∑αixDi/(αi-θ)-1因為泡點進料q=1所以∑αixFi/(αi-θ)=0組分xFi﹪Ρvi(mmHg)83℃進料αi(以乙苯為基準)αiFiαi-θ苯2.61836.6045.8670.15315.014甲苯2.36325.8662.2950.05421.442乙苯45.72142.59310.45720.147苯乙烯49.31104.6190.7340.3604-0.119設(shè)=0.85(值在輕重關(guān)鍵組分相對揮發(fā)度之間)值應(yīng)使∑αixFi/(αi-)=0成立組分苯甲苯乙苯苯乙烯XDi﹪4.944.4586.354.30αixDi0.28980.10210.86350.016αi-θ5.0141.4420.147-0.119Rmin=∑αixDi/(αi-)-1=4.737檢驗1.1<6.72/Rmin<2.0所以正確（3）最小理論板數(shù)Nmin+1=lg[(X1/Xh)D(Xh/X1)w]/lg(αDαw)1/2在塔頂溫度為50℃,P=50mmHg條件下,Pr乙苯=47.332mmHgPr苯乙苯=33.143mmHgαD=1.428在塔釜溫度為105℃,p=230mmH條件下,Pr乙苯=306.035mmHgPr苯乙苯=231.525mmHgαw=1.322α=(αDαw)1/2=1.374塔頂XF=0.0430Xl=0.8635塔釜Xl=0.0010Xh=0.9985→Nmin=31.17(因為采用熱虹吸在再沸器)（4）理論板數(shù)N的確定(R-Rmin)/(R+1)=(6.7-4.56)/(6.7+1)=0.25查吉利蘭圖(N-Nmin)/(R+2)=0.4所以理論板數(shù)N=52.62（5）全塔平均板效率及實際塔板數(shù)N實Et=N/N實Et=0.49(αcp-0.245αcp=1.377組分xFi﹪LiLiFi苯2.610.3080.00804甲苯2.360.3110.00734乙苯45.720.3540.162苯乙烯49.310.3860.190Et=0.49(αcp-0.245=0.579N實=N/Et=90.88=91塊（6）確定加料板的位置n+m=N實n/m=[(W/D)(XFh/XFl)(XwlXDh)2]0.25W=22.422Kmol/h XFh=0.4931Xwl=0.001D=25.206Kmol/h XFl=0.4572XDh=0.0430n/m=0.15m=79塊n+m=91n=12塊五、設(shè)備計算（一）精餾段1、操作氣速（1）操作氣速Fh,w-4.51=0.00848(do+1.27)(hl+27.9)Fh,w=Vh,wv1/2孔徑do=6mm,板間距HT=450mm,假設(shè)液層高度hl=36mm液柱Fh,w-4.51=0.00848(6.7+1.27)(36+27.9)=8.449Vh,w=10.378篩孔氣速選1.33;1.5;1.75;2.0倍的泄露點氣速Vh,w倍數(shù) 1.331.51.752.0Vh13.80315.56718.16220.756(2)估算塔徑篩孔面積Ah=Qv/Vh3600Qv=(R+1)D/v=30421.981m3/h=8.450m3/sQl=RD/L=21.374m3/h=0.00594m3/sVh×360049690.856041.266383.274721.6Ah(m)0.6120.5430.4580.407孔的排列方式為正三角形排列如果孔徑和孔距選定后，減壓蒸餾t/d0=2.5到3選t=16mm,則開孔率=0.9069(d0/t)2=0.128孔數(shù)n=Qv/(3.14/4)d02VhAp=Ah/開孔率Ap4.7814.2423.5783.180n21662.619207.8316463.4514405.92由降液管停留時間來確定Ap，T要求在15到18之間T1=AdHT/Q1=16.17sT2=AdHT/Q1=20.89sT3=AdHT/Q1=32.20sT4=AdHT/Q1=30.08sT2,T3T4誤差大，T1滿足要求塔截面積Atm2塔徑D(mm)開孔總面積Ap降液管塔壁無效區(qū)寬Wm堰邊無效區(qū)寬Wdm計(m2)實(m2)Wd/DAd/AtAdm2WdmLmL/D3.1420004.8714.612.06.80.21350.060.75（3）降液管降液管流速Ud=Q1/Ad=0.0278m/s液相停留時間T=AdHT/Q=16.17s2、塔板的設(shè)計（1）干板壓降ΔPdΔPd=51(Vd/Co)2(v/L)用不銹鋼板塔厚度=2.0mm查表得Co=0.74所以ΔPd=14.33mm液柱（2）堰上液層高度howhow=2.84E(Q1/L)2/3查圖6—6 E=1.03 所以how=10.25mm(3)板上液層高度h1h1=hw+how取hw=25mmh1=35.25mm檢驗誤差因為h1-36的絕對值小于1mm，假設(shè)符合（4）液層有阻力heh1=35.25mm查得he=0.0375m液?。?）濕板壓降ΔPtΔPt=ΔPd+he=51.83mm液住（6）板上鼓泡層高度hfhf=h1/2β-12Ad=0.427m2,At=π/4D2=3.14m2,At-2Ad=2.713m2Vn=Qv/2.8134=3.11m/sVnρv1/2=2.5321查圖6—7β=0.58所以hf=220.31<HT符合要求（7）降液管和受液盤壓力降hchc=1.165×10-5（Q1/LS）2取S=0.035m所以hc=2.571mm液柱（8）液面梯度Δ平均液流寬度b=D+L/2=1.65m弓形降液管寬度Wd=0.24m內(nèi)外堰距離Z=1.485m液相流量Q1=0.00594m3/s液相粘度μ=0.0365厘泊鼓泡高度hf=220.31液相密度ρl=821kg/m3Δ=[215(250×b+1000hf)2×μ×Z]（1000×b×hf）3ρl=7.03×10-7mm(9)降液管頁面高度HdHd=ΔPt+2hc+h1+Δ=92.282mm因為Hd<1/2HT符合要求3、塔板適宜操作區(qū)的計算和分析（1）液相負荷下限線how=2.84E（Q1/L）2/3=6L=Q1/L;L=50.566m2/s(2)液相負荷上限線how=2.84E(Q1/L)2/3=40L=Q1/L;L=49.481m2/s(3)漏液線Fh,w-4.15=0.00848（d0+1.27）(h1+27.9)H1=-20+2.84E(L)2/3；Fh,w=Vh,wρv1/2；VkAt=VhAhVkρv1/2=Fh,wAh/At（4）液泛線Hd=ΔPt+2hc+h1h1=hw+how=20+2.84E(L)2/3E=1ΔPt=ΔPd+heΔPd=51(Vh/C0)2(ρv/ρL)=0.0752Vh2Hc=1.165×10-5(Q1/LS)2S=0.035mhc=0.0095L2取Hd=1/2HT=225mm導(dǎo)出：225=0.0752Vh2=he=h1=0.019L2最后計算結(jié)果Lh1(mm)Hc(mm)VhVkVkρv1/21038.283844.1868.61207.01182046.143941.9288.17396.65513052.734039.1347.62746.21014058.634235.3456.88895.60885064.054330.6085.96564.35716069.1245.523.6274.60503.74937073.924612.6222.46012.00358078.5048———9082.9049———10087.1350.5———（5）霧沫夾帶線e=0.0057/σ[Va/(HT-hf)]3.2Va=Qv/(At-Ad)HT=.45m，hw=0.025m，σ=22.9313，取hf=2.5h1取e=0.1kg液體/kg氣體所以0.1=0.0057/2.9313[Va/(0.45-2.5hf)]3.2Va=6.515×0.45-6.515×2.5(0.025+0.00284L2/3)（6）操作點和操作線Qv=(R+1)D/ｐv=30421.981m3/h=8.450m3/sQ1=RD/ｐL=21.374m3/h=0.00594m3/sVk=Qv/3600At=2.691Vkｐv1/2=2.1917L=Q1/L=16.45LVaVk=0.947VaVkρv1/2102.30822.18591.7797302.07291.96301.5982501.88851.78841.4561701.72771.63611.3321LVkρv1/2LVkρv1/2LVkρv1/2LVkρv1/2LVkρv1/2101.6190301.7978501.9379702.0601902.1711201.7162401.8708602.0007802.11681002.2235（7）適宜操作區(qū)分析將上述液體負荷下限線，液體負荷上限線，漏液線，液泛線，霧沫夾帶線繪成精餾段負荷性能圖中所圍面積即為適宜操作區(qū)，由操作線和霧沫夾帶線相交點為氣液負荷上限Vkｐv1/2=1.85,L=6,由操作線和漏液線交點為氣液負荷下限Vkｐv1/2=1.6,L=5,由上限下限比得氣相負荷彈性1.85/1.6=1.156,由上限下限比得液相負荷彈性6/5=1.25，表示塔板可以在氣相為設(shè)計點負荷的，即塔板可以在減半量情況下正常操作又可在裝置需超負荷運轉(zhuǎn)情況下留有適當潛力，由圖中可以看出液相負荷上限在降液管右側(cè)，表明沒有達到上限時即發(fā)生現(xiàn)象，故降液管超負荷線在液泛線右側(cè)，霧沫夾帶線較低于液泛線時霧液夾帶線是此塔板的性能控制因素。(二)提餾段1、操作氣速（1）操作氣速Fh,w-4.51=0.00848(d0+1.27)(h1+27.9)Fh,w=Vh,wｐv1/2孔徑d0=6mm,板間距HT=450mm,假設(shè)液層高度h1=36mm液柱Fh,w-4.51=0.00848(6.7+1.27)(36+27.9)=8.4494Vh,w=10.378篩孔氣速選1.33；1.5；1.75；2.0倍的泄漏點氣速Vh.w倍數(shù)1.331.51.752.0Vh13.80315.56718.16220.756（2）估算塔徑篩孔面積Ah=Qv/Vh3600Qv=(R+1)D/ｐv=30421.981m3/h=8.450m3/sQ1=(RD+F)/ｐL=27.40m3/h=0.00761m3/sVh13.80315.56718.16220.756Ah(m)0.6120.5430.4650.407孔的排列方式為正三角形排列如果孔徑和孔距選定后，則開孔率?h減壓蒸餾t/d0=2.5~3選t=16mm開孔率?h=0.9069(d0/t)2=0.128孔數(shù)n=Qv/(π/4)d02VhAp=Ah/?hAp4.7814.2423.5783.180n21662.619207.8916463.4514405.92由降液管停留時間來確定Ap,T要求在15~18之間T1=AdHT/Q=9.66sT2=AdHT/Q1=16.30sT3=AdHT/Q1=13.31sT4=AdHT/Q1=23.48s塔截面積Atm2塔徑D(mm)開孔總面積Ap降液管塔壁無效區(qū)寬Wm堰邊無效區(qū)寬Wdm計(m2)實(m2)Wd/DAd/AtAdm2WdmLmL/D3.1420004.2424.37414.38.780.27570.2861.40.700.060.75（3）降液管降液管流速Ud=Q1/Ad=0.0276m/s液相停留時間T=AdHT/Q1=16.30s2、塔板的設(shè)計（1）干板壓降△Pd△Pd=51(Vh/C0)2(ｐv/ｐL)用不銹鋼塔板厚度取δ=2.0mm查表得C0=0.74所以△Pd=18.22