苯乙烯生产工艺设计(共45页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上摘 要本文以年产25万吨苯乙烯为生产目标，由乙苯脱氢制苯乙烯方法，对整个工段进行工艺设计和设备选型。同时对苯乙烯的新老生产工艺、国内外发展情况做出了一定的总结，并通过了对比选取了较为适宜的工艺，最后确定了Lummus的“SMART”乙苯脱氢工艺作为本设计的详细生产工艺。在计算上，依据物料守恒、能量守恒对整个工艺流程进行了物料衡算和热量衡算，并做出了流程图，依据衡算结果，通过计算对塔设备进行了详细的选型。也对公用工程和车间布置做出了一定的陈述，最后对“三废”处理和安全事项做出了总结。在整个设计中达到了预期要求，完成各个工艺段的设计。关键字：苯乙烯，工艺计算，设备选型专心

2、-专注-专业ABSTRACTThe annual output of 250,000 tons of styrene production targets, the entire section in the process design and equipment selection by the dehydrogenation of ethylbenzene to styrene . Styrene old and new production processes at the same time , the development at home and abroad to make a

3、 certain conclusion , and by contrast to select a more appropriate process to finalize the Lummus SMART ethylbenzene dehydrogenation process as the design production process.In the calculation , based on material conservation , energy conservation , the entire process , material balance and heat bal

4、ance , and made a flow chart , based on accounting results , by calculating the tower equipment , carried out a detailed selection . Public works and plant layout to make a certain statement , and finally made a summary of the three wastes treatment and safety matters . Throughout the design to achi

5、eve the desired requirements to complete the design of various processes .Keywords Styrene，Process calculation，equipment selection 目 录1 绪论1.1 苯乙烯的性质和用途 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（SM）是含有饱和侧链的一种简

6、单芳烃，是基本有机化工的重要产品之一。苯乙烯为无色透明液体，常温下具有辛辣香味，易燃。苯乙烯难溶于水，25时其溶解度为0.066%。苯乙烯溶于甲醇、乙醇、乙醚等溶剂中1-3。作为合成高分子工业的重要单体，苯乙烯不但能自聚为聚苯乙烯树脂，也易与丙烯腈共聚为AS塑料，与丁二烯共聚为丁苯橡胶，与丁二烯、丙烯腈共聚为ABS塑料，还能与顺丁烯二酸酐、乙二醇、邻苯二甲酸酐等共聚成聚酯树脂等。由苯乙烯共聚的共聚物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，全世界苯乙烯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。世界苯乙烯生产能力在1996年已达1900万吨，目前全世界苯

7、乙烯产能约为3000万吨左右4-5。苯乙烯在空气中允许浓度为0.1ml/L，有毒，浓度过高、接触时间过长则对人体的呼吸道造成危害。苯乙烯在高温下容易裂解和燃烧。苯乙烯蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，其爆炸范围为1.16.01%（体积分数）。1.2 苯乙烯常见生产方法6-91.2.1 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。UO

8、PLummus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。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

9、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。水气体压缩机油水分离器循环乙苯粗馏塔乙苯塔苯乙烯精馏塔焦油甲苯苯苯乙烯阻聚剂燃料气蒸汽氧化脱氢反应器氧气+蒸汽脱氢反应器过热蒸汽炉蒸汽乙苯图1.1Lummus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Classic“SMART”工艺苯乙烯选择性%95.695.6乙苯转化率%69.885水比

10、1.71.3蒸汽苯乙烯tt2.31.3燃烧油苯乙烯kgt114.069.01.2.2 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%。1.2.3 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。1.2.4 Halcon法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1

11、41，停留时间4h，生成的乙苯过氧化物经提浓度到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。1.2.5 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。1.2.6 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

12、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。2 生产工艺2.1 本工艺设计说明2.1.1 生产任务年产25万吨精苯乙烯，纯度99.8%。2.1.2 生产方法鲁姆斯（UOPLummus）经典苯乙烯单体生产工艺是全世界生产苯乙烯（SM）单体中最成熟和有效的技术，所以本次参照鲁姆斯(Lummus)公司生产苯乙烯的技术，以乙苯脱氢法生产苯乙烯。鲁姆斯(Lummus)公司经典苯乙烯单体生产工艺技术采用深度减压，绝热乙苯脱氢等几个常见工艺。蒸汽在

13、脱氢反应中占有很重要的地位，蒸汽的热量可使并维持催化剂处于适当的氧化状态。蒸汽既加热反应进料、减少吸热反应的温度降，同时蒸汽也降低产品的分压使反应平衡向着苯乙烯方向进行，且又可以连续去除积炭以维持催化剂的一定活性。为达到较好的平衡曲线，系统应该在高温、高压蒸汽稀释和低反应系统压力下进行，对乙苯转化为苯乙烯有利，为了提高转化率，采用两个绝热反应器进行反应，由此乙苯的总转化率可达到70%85%。新鲜乙苯和循环乙苯先与一部分蒸汽混合，然后在一个用火加热的蒸汽过热器内进行过热，再与过热蒸汽相混合，在一个两段、绝热的径向催化反应系统内进行脱氢。热反应产物在一个热交换器内冷却以回收热量并冷凝。不凝气（主要

14、是氢气）压缩后，经回收烃类后再用作蒸汽过热器的燃料，而冷凝液体分为冷凝水和脱水有机混合物（DM）。为了减少聚合而损失苯乙烯（SM）单体，在脱水有机混合物(DM)（苯乙烯、未反应乙苯、苯、甲苯和少量高沸物）中加入了一种不含硫的阻聚剂(NSI)，然后在乙苯/苯乙烯单体（EB/SM）分馏塔进行分离，塔顶轻组分(EB及轻组分(苯/甲苯)从塔顶取得)去乙苯分离塔，从而从乙苯分离出苯和甲苯，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）在最后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

15、油6-9。2.1.3 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）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；排除多余的蒸汽；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，氢气等可燃气体排出成为燃料气；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

16、艺流程见Lummus的“SMART”乙苯脱氢工艺流程图。水气体压缩机油水分离器循环乙苯粗馏塔乙苯塔苯乙烯精馏塔焦油甲苯苯苯乙烯阻聚剂燃料气蒸汽氧化脱氢反应器氧气+蒸汽脱氢反应器过热蒸汽炉蒸汽乙苯Lummus的SMART乙苯脱氢工艺流程图2.2 生产工艺的反应历程2.2.1 反应方程式（1）脱氢主反应乙苯（EB）通过强吸热脱氢反应生成苯乙烯（SM）： 乙苯 苯乙烯 氢气（2）副反应乙苯/苯乙烯混合物还会发生某些不受平衡限制的一次反应。这些反应主要是脱烷基反应，反应式为：乙苯 苯 乙烯 乙苯 氢 甲苯 甲烷其它反应生成少量的-甲基苯乙烯和高沸物。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

17、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10-12。2.2.2 生产过程1预处理过程蒸汽和乙苯按一定的质量比混合。在脱氢反应器中，水蒸气用量和反应温度对苯乙烯的产率有较大影响。水蒸气用量太少或反应温度太低，会导致反应不完全，产率低；水蒸气用量过多或反应温度过高，催化剂会炭化而降低产率。将原料中的

18、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 脱氢过程乙苯和蒸汽在脱氢反应器中完成脱氢过程，同时少量的发生其他副反应。3 冷凝过程在冷凝器中，将脱氢反应的产物冷凝，降低其温度。4 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。5 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。2.3 原料、产品及半成品2.3.1 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：

19、145.2 熔 点：30.6折 光 率：1.5439（25） 结 构 式：2.3.2 原料化学名称：乙苯 结构式：分 子 量：106.16 沸 点：136.2折光指数：1.4959（25） 密 度：0.8671g/cm32.3.3 半成品乙苯经脱氢反应器反应后，反应生成物送乙苯苯乙烯塔分离成乙苯（苯和甲苯）及粗苯乙烯（带重组分及焦油）。2.3.4 催化剂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，使反应更好的发生，有利于苯乙烯的生成。2.3.5 阻聚剂在苯乙烯生产工艺中，阻聚剂主要在两个地方起重要作用：一是苯乙烯精馏系统，二是苯乙烯产品贮存系统。在精

20、馏塔中，苯乙烯处于120的高温，阻聚剂主要用来防止单体的聚合；在苯乙烯贮存系统中，温度一般为20以下，聚合率较低，阻聚剂的主要用途之一是防止苯乙烯氧化。由于温度存在着很大的不同，阻聚剂发挥的主要作用不同，对阻聚剂的要求也不一样，所以，在蒸馏塔中使用无硫阻聚剂（2、4-二硝基-邻-二-丁基酚（DNBP）俗称NSI），在苯乙烯贮存系统中使用4-叔丁基邻苯二酚（TBC）。2.4 生产方式的选取 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

21、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25万吨。取年工作日为300天，每日生产能力为苯乙烯，每小时生产能力为这样的规模采用连续操作是比较合理的。3 生产工艺计算3.1 物料衡算乙苯脱氢反应方程式为：主反应C6H5C2H5C6H5CH=CH2+H2 (式3-1)副反应C6H5C2H5C6H6+C2H4 (式

22、3-2)C6H5C2H5+H2C6H5CH3+CH4 (式3-3)物料衡算相关技术条件：水蒸汽作稀释剂，水蒸汽和乙苯质量比为1.5：1反应压力为150KPa（绝），反应温度为580，反应器进口温度630,乙苯总转化率为80%，各反应选择性分别为：(4-1)96%、(4-2)1%、(4-3)3%。原料组成：乙苯，99.6%( W% )。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。 冷凝液经油水分离器分离成水和有机混合物，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略。 阻聚剂加入量为有机混合物量的0.03(W%)。精馏塔塔顶苯乙烯回收率大于9

23、5%。精馏塔真空操作，塔顶压力50mmHg。 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%。 苯甲苯塔塔顶压力160mmHg，塔顶甲苯0.5%，塔釜苯0.2%。 乙苯回收塔，塔顶乙苯0.1%，塔釜甲苯0.4%。3.1.1 生产能力的计算根据设计任务，苯乙烯的年生产能力为25万吨/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

24、（365-65）天=300天。定昼夜生产为3班，每天连续生产。可知每天的生产能力为（103/300）Kg/天=833.3103Kg/天。以此作为物料衡算的标准。3.1.2 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）进出脱氢反应器的物料衡算1）对连续生产可确定计算基准为Kg/天，则需计算每天产量及原料投料量乙苯的脱氢反应其中原料规格：乙苯（99.6%）水蒸气（

25、95%）原料乙苯含甲苯0.2%、含苯0.14%，含焦油0.06%。原料水蒸气含5%的杂质气体。每天产苯乙烯：G8=8.333105Kg(折算为100%)每小时产苯乙烯：Gh=3.4721104Kg投料比：水蒸气/乙苯 =1.5/1（质量比）乙苯总转化率：为80%转化率：脱氢过程为96% 分离率：多塔分离过程为98%每小时理论投料乙苯量：G1=(3.472104106.15)/(104.1580%96%99%99%)=4.702104Kg每班理论投水蒸气量：G2=1.54.702104=7.053104Kg每小时原料实际投入量：=(4.702104/0.996)Kg=4.721104KgG2=(

26、7.053104/0.95)Kg=7.453104Kg杂质：G3=（4.721-4.702）104Kg+(7.081-7.053) 104Kg=0.470103Kg催化剂的量：G4=(4.721+7.453) 1040.3%Kg=0.365103Kg2）脱氢过程计算转化率为：80%苯乙烯的产量G5=(G1104.1580%96%)/106.16Kg=3.543104Kg氢气的产量：G6=G180%(96%-3%)2/106.15Kg=0.659103Kg氧气的加入量：G7=（0.5320.659103）/2=5.273103 Kg乙苯剩余量：G1（180%）=9.404103Kg生成水G7=(

27、0.65910318)/ 2Kg=5.931103Kg甲苯的量：生成量+带入量=(G19280%3%)/106.15+0.2%=978.05+94.42=1072.47苯的量：生成量+带入量=(G17880%1%)/106.15+0.14%=276.41+66.10=342.51进出脱氢反应器的物料衡算见表3.1。表3.1进出脱氢反应器的物料衡算表（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（99.6%）472101乙苯（100%）94042水蒸汽745302水蒸汽745303氧气52733生成水蒸汽59314催化剂3654苯乙烯35430 5甲苯1072.4 6苯342

28、.57焦油2.88催化剂3659乙烯99.210甲烷170.1总计总计（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3.2。表3.2 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甲烷170.1燃料气排空1甲烷170.12乙烯99.22乙烯99.23乙苯（100%）9404有机层3乙苯（100%）94044苯乙烯354304苯乙烯354305甲苯1072.45甲苯1072.46苯342.56苯342.57焦油2.87焦油2.88水蒸汽80461无机层8水蒸汽804

29、619催化剂3659催化剂365总计总计（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：（9404+99.2+170.1+35430+1072.4+342.5+2.8）0.3%=139.563Kg表3.3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（100%）9404塔顶乙苯94042苯乙烯35430甲苯1072.43甲苯1072.4苯342.5苯乙烯354.34苯342.5塔底焦油2.85焦油2.8苯乙烯35075.76阻聚剂139.563阻聚剂139.563总计46391总计46391.26（4）乙苯塔

30、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3.4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9404塔顶甲苯1072.42甲苯1072.4苯342.53苯342.54苯乙烯354.3塔底乙苯9404苯乙烯354.3总计11164.2总计11164.2（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3.5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焦油2.8塔顶苯乙烯354302苯乙烯354303阻聚剂139.563塔底焦油2.8阻聚剂139.563总计35572.36

31、总计35572.36（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3.6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1072.4塔顶苯1072.42甲苯342.5塔底甲苯342.5总计1414.9总计1414.93.1.4物料流程图根据以上物料衡算，物料流程下图苯乙烯35430焦油 2.8乙苯塔苯乙烯精馏塔粗馏塔冷凝分离脱氢反应乙苯 47210水蒸汽 47530氧气 5273催化剂 365乙苯 9404苯乙烯 35430甲苯 1072.4苯 342.5焦油 2.8水蒸汽 80461催化剂 365乙苯 9404苯乙烯 35430甲苯 1072

32、.4苯 342.5焦油 2.8阻聚剂 139.563乙苯 9404甲苯 1072.4苯 342.5苯乙烯苯甲苯甲苯 1072.4苯 342.53.2 热量衡算3.2.1 热量衡算10-20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 （式34）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“+”；过程吸热为“-”）Q4反应终了时物料的焓（输出反应器的物料的

33、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 （式34）式中可得：Q2 =Q 4+Q5+Q6-Q1-Q3 (式35)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KJ/(Kmol);T1(T2)反应物系反应前后的温度，

34、=(472101.738)+(475304.2)+(52733.5)373 =（82050.98+18455.5）373KJ=KJ=（94041.859）+（354301.555）+（978.051.834）+（276.413.5）+(475304.2)333 KJ=.95KJ（2） Q3的计算Q3作为过程的热效率分为化学反应热效应和物理过程热效应，在这次反应中由于物理过程热效应较低，相比化学反应热效应可忽略不计，故过程热效应可由下式表示：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qro计算：式中 标准化学反应热，KJ/mol；参与化学反应的

35、A物质质量，Kg；A物质分子量。反应体系中各物质标准焓为：乙苯（40.219J/mol）苯（33.871 KJ/mol）甲苯（18.029KJ/mol）qr0=（33.871+18.029-40.21910-3）KJ/mol=51.86KJ/molQr=Q3=(100035430/104.15)51.86=.78KJ（3） Q5的计算Q 5=Micpi (T2T1)Mi设备上i部件质量，kg；cpi设备上i部件比热容，kJ(kg)T1设备各部件初温，；T2设备各部件终温，。由于未连续反应，初温和终温将相同，所以Q5=0（4）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)1

36、0-3式中 A设备散热面积（）；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，=104.926=8+0.05Tw=(8+0.0560)W/()=11W/()Q6=104.92611(100-25)3360010-3=.66KJ（5）热负荷Q2的计算Q2=(Q4+Q5+Q6)-(Q1+Q3)=(.95+0+.66)-(+.78) =-.17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)=.17/4.187（60-25）=.916kg3.2.2热量衡算表由能量守恒定律，能

37、量衡算结果见表3.7表3.7热量衡算表输入输出符号符号意义结果 KJ/h符号符号意义结果KJ/h所处理的物料带入设备总的热量反应终了时物料的焓.95加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量-.17设备部件所消耗的热量0过程的热效率.78物理过程热效应.66总计.61.614 设备设计计算与选型4.1 苯甲苯精馏塔的设计计算4.1.1精馏塔的数据确定10-15通过计算D=1.435kmol/h，设可知原料液的处理量为F=7.325kmol/h，由于每小时处理量很小，所以先储存在储罐里，等20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

38、计条件如下：操作压力:4kPa（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:。4.1.2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/kmol,2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.27478.11+(1-0.274)92.13=87.367kg/kmol0.978.11+(1-0.9)92.13=79.512kg/kmol0.0178.11+(1-0.01)92.13=91.9898kg/kmol3 物料衡算原料处理量F=88.182kmol/h总物料衡算88.182=D+W苯物料衡算88.1820.

39、274=0.9D+0.01W联立解得D=26.157kmol/h,W=62.025kmol/h4.1.3塔板数的确定1.理论板数的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1，甲苯额沸点为110.63 当温度为80.1时，纯组分的饱和蒸汽压与温度的关系可表示为如下经验式：A、B、C为组分的安托因常数，由手册查得解得，。 当温度为110.63时解得，。则有，代入数据得： 由于差别不是很大，则可取以下式计算(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为由经验式知回流比为最小回流比的1.22倍，这次设计取1.5，所以(3)精馏塔的气、液相负荷，在

40、全凝器及泡点回流下(4)操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程两操作线交点横坐标为理论板计算过程如下：气液平衡方程变形有由y求的x,再将x带入平衡方程，以此类推总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6块板为进料板。2.实际板层数的求取=82.1 =110.5平均温度=（+）/2=(82.1+110.5)/2=96.3查手册，知下的粘度为A=0.27 B=0.31操作压力为106.7kPa，其中溶液含苯摩尔分数0.274查表可得纯组分蒸汽压为：假设一个泡点t，用所得安托因方程算出，设t=100.8 =181.9 =76.20.274=由t-x-y图得=0.365，=0.63

41、5，ya=0.581，yb=0.419L=0.3650.27+0.6350.31=0.296=(yaxb)/(ybxa)=(0.5810.635)/(0.4190.365)=2.412Et=0.49（）=0.49(2.4120.296)=0.53精馏段实际板层数N精=5/0.53=9.4=10N提=9/0.53=16.9=17 4.1.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 操作压力的计算塔顶操作压力 Pd=101.3+4=105.3（ Kpa）每层板压力：Pm=0.7(KPa)进料板压力：PW=105.3+100.7=108.3(KPa)精馏段平均压力：=(105.3+108.3/2=106.8(KPa)提馏段平均压力：P2m=（113.7+105.3+270.7）/2=118.95(KPa) 操作温度的计算塔顶温度tD=82.1进料板温度tF=100.8塔釜温度tW=103.2精馏塔平均温度tm=(82.1+103.2)/2=89.65() 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，y1=0.9，x1=0.784进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，由理论板的计算过程可知，y15=0.013；x15=0.006MVDm=0.01378.11+（1-0.013）92.13=91.01Kg/molMLDm=0