年產10萬噸苯乙烯工藝設計畢業(yè)論文.doc

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1、5 酒 泉 職 業(yè) 技 術 學 院 畢業(yè)設計（論 文） 2012 級 石油化工生產技術 專業(yè) 題目: 年產十萬噸苯乙烯工藝設計 畢業(yè)時間： 二〇一五年六月 學生姓名： 晏亮亮 指導教師： 徐晶 班 級： 2012 石化（2）班 年 月 日 2 酒泉職業(yè)技術學院 2015 屆各專業(yè) 畢業(yè)論文（設計）成績評定表 姓名 晏亮亮 班級 12 石化（2）班 專業(yè) 石油化工生產技術 指導教 師第一 次指導 意見 年 月 日 指導教 師第二 次指導 意見 年 月 日 指導教 師第三 次指導 意見

2、 年 月 日 指導教 師評語 及評分 成績： 簽字（蓋章） 年 月 日 答辯小 組評價 意見及 評分 成績： 簽字（蓋章） 年 月 日 教學系 畢業(yè)實 踐環(huán)節(jié) 指導小 組意見 簽字（蓋章） 年 月 日 學院畢 業(yè)實踐 環(huán)節(jié)指 導委員 會審核 意見 簽字（蓋章） 年 月 日 2 前 言 本設計的內容為 10 萬噸/年乙苯脫氫制苯乙烯裝置，包括工藝設計，設備設 計及平面布置圖。 本設計的依據是采用低活性、高選擇性催化劑，參照魯姆斯公司生產苯乙烯 的技術，以乙苯脫氫法生產苯乙烯。苯

3、乙烯單體生產工藝技術：深度減壓，絕 熱乙苯脫氫工藝 乙苯脫氫反應在絕熱式固定床反應器中進行，其特點是：轉化率高，可達 55%，選擇性好，可達 90%。特殊的脫氫反應器系統：在低壓（深度真空下）下 操作以達到最高的乙苯單程轉化率和最高的苯乙烯選擇性。該系統是由蒸汽過 熱器、過熱蒸汽輸送管線和反應產物換熱器組成，設計為熱聯合機械聯合裝置。 整個脫氫系統的壓力降小，以維持壓縮機入口盡可能高壓，同時維持脫氫反應 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器體積較小，且催化劑不宜磨損，能在高溫高 壓下操作，內部結構簡單，選價便宜。在苯乙烯蒸餾中采用一種專

4、用的不含硫 的苯乙烯阻聚劑。它經濟有效且能使苯乙烯焦油作為燃料清潔地燃燒。 工業(yè)設計的優(yōu)化和設備的良好設計可使操作無故障，從而可減少生產波動. 本設計裝置主要由脫氫反應和精餾兩個工序系統所組成。原料來自乙苯生 產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提供， 生產出的苯乙烯產品到成品庫。 此設計過程中，為了計算方便，忽略了一些計算過程，故有一定的誤差， 另由于計算時間比較倉促，有些問題不能夠直接解決。設計中有不少錯誤之處， 請指導老師予以批評指正，多提出寶貴意見。 2 苯乙烯設計任務書 一、設計題目：年產 10 萬噸苯乙烯的生產工藝設計 二、設計原始條件： 1、原料組

5、成（質量%） 組別 乙苯 甲苯 苯 ∑ 1、2、3 99% 0.8% 0.2% 100% 4、5、6 98% 1.2% 0.8% 100% 2、操作條件： 年工作日：300 天，每天 24 小時，乙苯總轉化率為 55% 乙苯損失量為純乙苯投料量為 4.66% 配料比：原料烴/水蒸汽=1/2.6（質量比） 溫度 T：第一反應器進口溫度 630℃，出口溫度 580℃ 第二反應器進口溫度 630℃，出口溫度 600℃ 壓力 P：床層平均操作壓力 1.5 * 105 Pa（絕） 3、選擇性： C8H10→C 8H8+H2 （1） C8H10→C 6H6+C2H4

6、 （2） C8H10+H2→C 7H8+CH4 （3） 1、2、3 （1）90% （2）3% （3）7% 4、5、6 （1）92% （2）3% （3）5% 4、催化劑條件： （1）采用 11#氧化鐵催化劑，d=3mm，h=13mm （2）允許通入乙苯空速為：（0.5~0.9）Nm 3 乙苯/(m 3Cat．h) （3） =1050kg/m3 =1500kg/m3 5、參考數據： （1）反應器直徑 D=2 m （2）取熱損失為反應熱為 4% （3）k=exp(11.281-2545/RT) 2 （4）K=exp(15.344-14656.5734/T) （5）Cat

7、 的有效系數 η 1=0.7 η 2=0.667 （6）填料情況： 取瓷環(huán)為 2525 的拉西環(huán)，所填高度為 250mm，錐形高度為 250mm，錐角取 900 （7）壓力：第一反應器進口壓力為 1.8 * 105 Pa，出口壓力為 1.2 * 105 Pa，平均壓力為 1.5 * 105 Pa，壓降 ΔP=0.6 * 10 5 Pa。 （8）再沸器：取熱損失為水蒸汽放出熱量的 3%，Q 蒸汽 =Q 吸 /（1-3%） （9）傳熱面積 A： 取 K=32.12 * 4.18 kJ 2 目 錄 一、緒論……………

8、………………………………………………………………………… 5 1、原料的性質和用途………………………………………………………………………… 5 2、苯乙烯的性質和用途……………………………………………………………………… 5 3、苯乙烯各種生產工藝及比較……………………………………………………………… 6 4、本工藝設計說明…………………………………………………………………………… 6 二、生產工藝說明…………………………………………………………………………… 8 1、原料、成品及半成品……………………………………………………………………… 8 2、主副化學反應式………………………………………

9、…………………………………… 8 3、生產步驟…………………………………………………………………………………… 8 4、原理、化學組成及化學性質……………………………………………………………… 9 5、反應器設計依據…………………………………………………………………………… 10 6、主要工藝變量（參數）的選擇與控制…………………………………………………… 10 7、流程敘述…………………………………………………………………………………… 11 8、工藝設計物性參數………………………………………………………………………… 13 三、物料及熱量衡算………………………………………………………………

10、………… 13 1、計算依據…………………………………………………………………………………… 13 2、物料衡算…………………………………………………………………………………… 14 3、熱量衡算…………………………………………………………………………………… 22 四、乙苯—苯乙烯精餾塔的計算…………………………………………………………… 24 1、乙苯—苯乙烯塔操作條件的確定………………………………………………………… 24 2、理論板數的計算…………………………………………………………………………… 25 五、乙苯—苯乙烯塔附屬設備計算………………………………………………………… 31

11、六、乙苯—苯乙烯塔主要工藝條件一覽表………………………………………………… 35 七、原材料消耗綜合表、排出物表………………………………………………………… 36 八、生產控制………………………………………………………………………………… 37 九、產品消耗定額…………………………………………………………………………… 37 十、三廢處理………………………………………………………………………………… 37 2 十一、原料、中間產品的分析方法………………………………………………………… 38 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 5 頁 2 十二、參考文獻………………

12、……………………………………………………………… 一、 緒論 1、原料的主要性質與用途 （1）乙苯的主要性質 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。乙苯側鏈易被氧化，氧化產物隨氧化劑的強弱及反應條件的不同 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條件氧化，則生成苯乙酮。 乙苯的其它性質如下表所示： 表 1 序號 常數名稱 計量單位 常數值 備注 1 分子量 106.167 2 液體比重 0.882

13、 0℃ 3 沸點 ℃ 136.2 101325Pa 4 熔點 ℃ -94.4 101325Pa 5 液體熱容量 kJ/（kg K） 1.754 298.15K 6 蒸汽熱容量 Kcal/（kg K） 0.285 27℃ 7 蒸發(fā)熱 kJ /mol 35.59 正常沸點下 8 液體粘度 104kgSee/M2 0.679 20℃ 9 生成熱 Kcal/mol 2.98 20℃ 10 在水中溶解度 11 燃燒熱 Kcal/mol 1101.1 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

14、，主要用來生產苯乙烯，其次用作溶劑、稀釋劑 以及用于生產二乙苯、苯乙酮、乙基蒽醌等；同時它又是制藥工業(yè)的主要原料。 2、苯乙烯的性質和用途 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 6 頁 2 苯乙烯（SM）是含有飽和側鏈的一種簡單芳烴，是基本有機化工的重要產 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，

15、其爆炸范圍為 1.1～6.01%（體積分數）。 苯乙烯（SM）具有乙烯基烯烴的性質，反應性能極強，苯乙烯暴露于空氣 中，易被氧化而成為醛及酮類。苯乙烯從結構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

16、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，其生產總量的三分之二用于生產聚苯乙烯，三分之一用于 生產各種塑料和橡膠。世界苯乙烯生產能力在 1996 年已達 1900 萬噸，目前全 世界苯乙烯產能約為 2150～2250 萬噸。 3、各種苯乙烯生產工藝及比較 目前苯乙烯主要由乙苯轉化而成，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 + H2O C6H5COCH3 + H2 C6H5CHOHCH3 C6H5CHOHCH3

17、 C 6H5CHCH2 + H2O 該法苯乙烯產率為 75～80%，略低于乙苯脫氫法的產率，但中間副產物苯乙 酮產值較高，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)氧化反應生成環(huán)氧丙烷，乙苯過氧化物則變?yōu)椋揭掖?，再經脫水得?苯乙烯，即： C6H5C2H5 + O2 C6H5CHOOHCH3 C6H5CHOOHCH3 + CH3CHCH2 C6H5CHOHCH3+ C3H6O C6H5CHOHCH3 C6H5CHCH2 + H2O 本過程以乙苯計的苯

18、乙烯產率約為 65%，低于乙苯脫氫法的產率。但它還能 生產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 也有采用此法生產的。 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 7 頁 2 (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放出的熱量產生 蒸汽，反應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

19、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。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。反應方 程式如下： C6H5C2H5 C6H5CHCH2 + H2 同時還有副反應發(fā)生，如裂解反應和加氫裂解反應： C6H5C2H5 + H2 C6H5CH3+ CH4 C6H5C2H5 + H2 C6H6 + CH3CH3 C6H5C2H5

20、C6H6 + CH2CH2 高溫裂解生碳： C6H5C2H5 8C + 5H2 在水蒸汽存在下，發(fā)生水蒸汽的轉化反應： C6H5C2H5 + 2H2O C6H5CH3 + CO2 + 3H2 此外還有高分子化合物的聚合反應，如聚苯乙烯、對稱二苯乙烯的衍生物等。 4、本工藝設計說明 (1)生產任務：年產 100000 噸精苯乙烯，純度≥99.7%。 (2)生產方法：采用低活性、高選擇性催化劑，參照魯姆斯(Lummus)公司生 產苯乙烯的技術，以乙苯脫氫法生產苯乙烯。 魯姆斯(Lummus)公司經典苯乙烯單體生產工藝技術：深度減壓，絕熱乙苯 脫氫工藝； 魯姆斯（孟

21、山都/UOP）經典苯乙烯單體生產工藝簡介： 該工藝是全世界生產苯乙烯（SM）單體中最成熟和有效的技術，自 1970 年 實現工業(yè)化以來，目前大約有 55 套裝置在運轉。 A、工藝流程 從乙苯(EB)生產苯乙烯的經典流程如附圖 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的氧 化狀態(tài)。蒸汽既加熱反應進料、減少吸熱反應的溫度降，同時蒸汽也降低產品 的分壓使反應平衡向著苯乙烯(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系統壓力能提供良好的反應平衡曲線，對乙 苯(EB)轉化為苯乙烯(SM)有利，在有兩個絕熱反應器的工業(yè)生產

22、裝置中，乙苯 (EB)的總轉化率可達到 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系統內進行脫氫。熱反應產物在一個熱交換器內冷 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 8 頁 2 卻以回收熱量并冷凝。不凝氣（主要是氫氣）壓縮后，經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

23、/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 塔內進行分餾，塔頂產品即為苯乙烯（SM）單體產品，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。 典型苯乙烯單體產品性能如表 2： 表 2 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℃） 0.7mm

24、2/s 目前現代化工藝裝置中生產的苯乙烯純度已可達 99.8%(W)以上。 B、工藝特點和優(yōu)點 （a）特殊的脫氫反應器系統： 在低壓（深度真空下）下操作以達到最高的乙苯單程轉化率和最高的苯乙 烯選擇性。該系統是由蒸汽過熱器、過熱蒸汽輸送管線和反應產物換熱器組成， 設計為熱聯合機械聯合裝置。整個脫氫系統的壓力降小，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）比的設計方案： 魯姆斯公司設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 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

25、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器，而不需要任何壓縮設備。 （d）安全： 一旦儀表系統發(fā)現有任何嚴重誤操作或故障時，脫氫反應的自動聯鎖系統 即啟動，無需任何操作員工即可將裝置自動轉入安全操作狀態(tài)或安全停工。 （e）操作容易： 利用該技術的工業(yè)化裝置已證明它具有很高的可靠性。工業(yè)設計的優(yōu)化和 設備的良好設計可使操作無故障，從而可減少生產波動和損失。 （f）催化劑壽命長： 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文）

26、 第 9 頁 2 根據操作經驗，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。它經濟有效且能 使苯乙烯焦油作為燃料清潔地燃燒。 本設計裝置主要由脫氫反應和精餾兩個工序系統所組成。原料來自乙苯生 產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提供， 生產出的苯乙烯產品到成品庫，由銷售部門銷售。本裝置采用 24 小時連續(xù)運行， 年運行 7200 小時（300 天）。 二、生產工藝說明 1、原料、成品及半成品

27、 乙苯純度≥99.8%，沸程 135.8℃～136.5℃。為了減少副反應發(fā)生，保證生 產正常進行，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，堵塞設備和管道，影響生產。 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生 不利的影響。 本裝置生產純度≥99.7%的苯乙烯產品。 乙苯經脫氫反應器反應后，反應生成物送乙苯—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、副化學反應式

28、 乙苯在脫氫反應器中主要發(fā)生下列反應： 主反應：C 6H5C2H5 → C 6H5CHCH2 + H2 副反應：C 6H5C2H5 + H2 → C 6H5CH3+ CH4 C6H5C2H5 + H2 → C 6H6 + CH3CH3 C6H5C2H5 → C 6H6 + CH2CH2 3、生產步驟 乙苯脫氫反應在固定床反應器中進行，同時伴隨三個副反應，反應產物經 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，冷凝液經油水分離器分離成水 和有機混合物，

29、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。 要求：乙苯--苯乙烯塔真空操作：塔頂壓力：180～200mmHg。 苯--甲苯塔塔頂操作壓力：塔頂壓力<160mmHg。 精餾塔真空操作，塔頂壓力<50mmHg。 4、原理、化學組成及化學性質 苯乙烯（SM）是乙苯（EB）經過高吸熱脫氫反應而生成： 西南交通大學本科畢業(yè)設計

30、（論文） 第 10 頁 2 EB=SM+H2 反應深度由平衡控制： （1）汽態(tài)平衡常數為：K P=PSMPH2/PEB=PTYSMYH2/YEB 其中：P T——系統總壓；P SM(H2/EB)——各對應組分分壓；Y SM(H2/EB)—— 各對應組 分摩爾分率； （2）對于所有吸熱氣相反應，平衡常數隨著溫度的提高而增加，這時反應 平衡關系如下： lnKP=A—B/T （T：K，K P：atm） 其中：A=16.0195，B=3279.47； 因此，溫度升高，EB 轉化為 SM 的轉化率亦隨之升高。 EB/SM 混合物還進行一些不受平衡控制的初級反應（副反應），其中首要的 是脫烴

31、反應，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，主要是甲烷反應： CH4+2H2O=CO2+4H2O 我們還觀察到：水/汽轉換反應在反應溫度下接近平衡。 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期的要少。一氧化 碳通常是二氧化碳的 10%（摩爾）。在反應器的設計中應該記住：在接近反應 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

32、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計變量 （1）溫度 （2）催化劑量及催化劑 （3）壓力 （4）蒸汽稀釋 因為 EB 脫氫生成 SM 的反應是吸熱反應，所以反應混合物的溫度隨反應加 深而降低。反應速率降低的原因其一是反應越來越接近平衡，反應推動力越來 越小，其二在反應速率常數的降低。在一般設計中，在第一個三分之一的催化 劑床層上，約有 80%的溫降產生。在基于這樣的原理基礎上，有一個很高的入 口反應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 擇熱反應和脫烴反應的速度而生成苯和甲苯。因此，要達

33、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 轉化就達到 平衡并停止轉化，而副反應繼續(xù)進行，反應轉化率和選擇性降低（從物料平衡 和裝置生產率）。 目前有很多種 EB 脫氫催化劑，這些催化劑一般分為兩類：（1）高活性、 低選擇性；（2）低活性、高選擇性。采用低活性、高選擇性催化劑的設計有比 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 11 頁 2 較好的效益。本設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 時間內想要提高生產率而又

34、允許有一定的損失的話，高活性、低選擇性催化劑 可在同樣的設備中裝填使用。 平衡常數有壓力的范圍，因為轉化一個摩爾 EB 會生成兩個摩爾的產物。所 以，較高的系統壓力會使脫氫反應的平衡左移（即抑制 EB 的轉化），從而降低 EB 的轉化率。較低的壓力將使 EB 轉化較高，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，蒸汽向反應混合物提供熱量。其結果是對于 一定的 EB 轉化而言，溫度降低很多，在同樣的入口溫度下 EB 轉化更多。第二， 少量的蒸汽表現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

35、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，對實際的單級反應器來講 EB 轉化率只有 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 轉化總量可達到 70～85%。再加熱和增加級數的 過程可視經濟效益多次重復，每增加一級，轉化率和選擇性便逐漸降低。因此

36、， 本設計采用兩級反應器以獲得較好的經濟效益。 5、反應器設計依據 反應器設計的首要任務之一是根據所需的處理量及原料組成，計算達到規(guī) 定的轉化率所需的反應體積，然后以此為依據作進一步的設計；確定催化反應 器為完成一定的生產任務所需的催化劑量是反應器設計的基本內容之一。反應 器系統應該獲得盡可能高的轉化率，而且不增加操作成本，也不超出經濟優(yōu)化 的范圍。較高的轉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，盡管反應器成本可能略增加一些，但在初步設計中，較高的轉化 率可從總體上減少裝置投資。在獲得較高轉化率的同時，催化劑的選擇性將會 降低，因此任何 SM 裝置的設計都必須在反應、

37、熱回收和蒸餾方面比較所有因素、 考慮經濟平衡。 6、主要工藝變量（參數）的選擇與控制 （一）對反應器系統而言，主要控制工藝參數是： （1）溫度（第一、第二級反應器入口溫度） （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化率接近生產率的設計值。這兩級 的溫度應該一樣，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 進料率是生產率的基本決定因素。 蒸汽/油（EB）比的設計值：在較高的蒸汽/油（EB）比下，特別是在降低 生產率的情況下操作有助于降低操作成本，因為轉化率（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

38、過增加稀釋蒸汽的成本。EB 的轉化率 主要由反應器進口溫度控制。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 轉化率，以保持在給定的 EB 進料率下的生產運行。 （二）苯乙烯（SM）的蒸餾與貯存 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 12 頁 2 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， 在蒸餾系統中通常出現的溫度下，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 生的數量，基于這樣的聚合物產

39、量所需要的阻聚劑數量、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，二是苯乙烯產品貯存系統。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）， 在苯乙烯貯存系統中使用 4-叔丁基鄰苯二酚（TBC）。 在蒸餾系統中，蒸餾塔中產生的聚合物為高沸物，作為重組分（苯

40、乙烯焦 油）離開本系統，不構成苯乙烯的污染物。產生的聚合物表示苯乙烯收率的損 失，應盡可能減少。NSI 阻聚劑的汽化壓力很低，所以它同蒸餾系統中的重組 分離開，在產品苯乙烯中數量不多。產品苯乙烯中的 NSI 在苯乙烯最終使用中 會產生質量問題。苯乙烯產品中只允許有少量的聚合物（一般低于 10ppm）。 7、流程敘述 （1）脫氫反應總述： EB 蒸汽/蒸汽混合物與 EB/蒸汽過熱器二級反應器流出物進行熱交換而產生 過熱，并進入一級反應器進口，在這里與主過熱蒸汽混合，以便達到理想的一 級反應器的進口溫度。EB 和蒸汽混合物徑向從內向外地進入催化劑床層，一部 分 EB 反應生成 SM，由于進行吸熱反

41、應，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 反應生成 SM（受平衡限制）和少量副產品。 反應器系統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 應器產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 并在調節(jié)冷卻器中冷凝。調節(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 產品精餾和對未反應的 EB、及副產物苯、甲苯和高

42、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/進料內部換熱 器進行預熱，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

43、少，并經冷卻后返回吸收塔； 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系統出來的液態(tài)芳烴混合物分餾成： 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 13 頁 2 a、一種高純度的苯乙烯產品（苯乙烯聚合物最小損失） b、循環(huán)至脫氫反應系統的 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（約含有苯：1.4%(W)、 甲苯：2.8%(W)、EB：25.5%(W)、苯乙

44、烯：69.2%(W)以及一些高沸物）被送入 EB/SM 分離塔。從分離塔出來的塔頂產品流（含有苯、甲苯、幾乎占進料中全 部的 EB 以及約 0.25%(W)的苯乙烯）被送入 EB 回收塔。含有 0.05%(W)甲苯的 EB 回收塔塔底產品循環(huán)至脫氫反應系統；EB 回收塔塔頂產品，即苯-甲苯混合 物以及不足 0.1%(W)EB 被送入苯/甲苯分離塔，苯/甲苯分離塔將其分離為含約 0.1%(W)甲苯的塔頂產品和含約 0.1%(W)苯的塔底甲苯產品。 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 的復合物，NSI 聚合阻聚劑（另外送入分離塔），少量 EB

45、和分離 塔中生成的苯乙烯聚合物被送入 SM 塔。SM 塔頂產品為 99.7%(W)純度（最低） 的苯乙烯產品；回流中加入 TBC，以抑制塔中的聚合反應。 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）

46、 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。生產出一種塔釜產品，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， 塔頂產出產品，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

47、料。為取得理想的分離效果， EB/SM 分離塔在高回流比下操作，設計回流比為 10.0～12。通往再沸器的蒸汽 流量根據使塔產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。在生產中保持理想的苯乙烯純度的關鍵是正確操作 EB/SM 分 離塔，作為苯乙烯里的主要雜質，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（塔頂絕壓為 30～50mmHg）進行操作的有 36 層 塔板的塔。其目的是將來自

48、 EB/SM 分離塔的塔釜液中的進料進行分離，以便從 塔頂產出 99.7%(W) 以上的苯乙烯產品物流。該塔的第二個目的是將該塔釜液 經薄膜蒸發(fā)器汽提后，可生產出苯乙烯焦油，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 98%(W)的苯乙烯、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 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 14 頁 2 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苯乙烯的聚合，設計回流比為 0.8～1.0

49、。SM 分離塔所 需的熱量由 350kPa 壓力等級的蒸汽所提供的。 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，在設計回流比為 8.0～10 的操作下，進入第 28 層塔板，獲得塔頂產物： 苯/甲苯物流，塔底產物：大約含 0.05%(W)的甲苯以及大約含 0.3%(W)苯乙烯的 EB 物流，塔釜液循環(huán)至脫氫反應系統。該塔再沸器所需的熱能由 1100kPa 蒸汽 所提供。 D、苯/甲苯分離塔（T401） 苯/甲苯分離塔是帶壓操作的 4 床層填料塔。EB 回收塔的塔頂物流送入該塔， 在設計回流比為 2.0～3.0

50、的操作下，分離出約含 0.35%(W)的甲苯的苯塔頂產 品和約含 0.1%(W)的苯的甲苯塔釜產品。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，該塔使用 4 個獨立的填料床層，在每層頂部裝有一臺液 體分布器。該塔再沸器所需的熱能由 1100kPa 蒸汽所提供。苯/甲苯分離塔的關 鍵部位是位于第三填料床層下的溫度控制，每單位床層高度的溫度變化率在此 達到最大限度。該溫度可以通過重新設定進入再沸器的蒸汽流量控制來進行調 整?；亓鞅瓤梢酝ㄟ^產品規(guī)格的需要來控制。 8、工藝設計物性參數 表 3 項目 單位 苯 甲 苯 乙 苯 苯 乙 烯 液體密度（293K 時） kg/m 879 867

51、867 906 正常熔點 Tm K 278.7 177.3 178.2 242.6 正常沸點 Tb K 353.3 383.8 409.3 418.3 臨界溫度 Tc K 562.1 591.7 617.1 647 臨界壓力 Pc MPa 4.894 4.114 3.607 3.992 臨界體積 Vc M3/mol 259 316 374 —— 臨界壓縮因子 Zc —— 0.271 0.264 0.263 —— 偏心因子 ω —— 0.212 0.257 0.301 0.257 恒壓熱容 Cp J/mol．K 216.3 158.6 —— —— A 15.9008 16.0137 16.019

52、5 16.0193 B 2788.51 3096.52 3279.47 3328.57Antoine 蒸汽壓方程系數 C -52.36 -53.67 -59.95 -63.72 生成熱 △Η kJ/mol 82.9 50.00 29.79 103.9 燃燒熱△Η kJ/mol -3268 -3910 —— -4395 熔化熱△Η kJ/mol 9.832 6.611 —— —— 25℃時汽化熱△ kJ/mol 33.85 37.99 —— —— 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 15 頁 2 Η 沸點時汽化熱△ Η kJ/mol 30.75 33.47

53、 35.56 36.44 標準生成自由焓 △Ｇ kJ/mol 30.99 29.16 32.21 51.10 20℃時粘度 MPa．s 0.737 0.675 —— 0.72 20℃時導熱系數 kcal/（m．h ．℃） 0.127 0.119 —— —— 時體積膨脹系數 10-1/℃ 12.4 10.9 —— —— 表面張力 10-3N/m 28.6 27.9 —— —— 三、物料及熱量衡算 1、計算依據 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，其流程框圖如附圖 1。

54、 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 C 6H5C2H5 → C 6H5CHCH2 + H2 (a) 副反應 C 6H5C2H5 → C 6H6 +CH2CH2 (b) C 6H5C2H5 + H2 → C 6H5CH3 + CH4 (c) 水蒸汽作稀釋劑，水蒸汽和乙苯質量比為 2.6：1 反應壓力為 150000Pa（絕），反應溫度為 580℃，反應器進口溫度 630℃,乙苯總轉化率為 55%，各反應選擇性分別

55、為：(a)90%、(b)3%、(c)7%、 為簡化計算，假定： (1) 反應 混合原料組成：乙苯： 99%( W% )，甲苯：0.8%，苯：0.2%，混 合原料中不含其它二甲苯。 (2) 水蒸汽為惰性組分，不發(fā)生水蒸汽轉化反應，并且無結焦反應。 (3) 冷凝液經油水分離器分離成水和有機混合物，水中夾帶芳烴量為 500mg/L，夾帶芳烴組成同有機混合物相同。有機混合物中水量很少可忽略。 (4) 阻聚劑加入量為有機混合物量的 0.03(W%)。 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 16 頁 2 (5) 精餾塔塔頂苯乙烯回收率大于 95%。精餾塔真空操作，塔頂壓力 <

56、50mmHg。 (6) 乙苯－苯乙烯塔真空操作，塔頂壓力<200mmHg。塔頂苯乙烯含量<0.25%， 塔釜乙苯<0.3%。 (7) 苯－甲苯塔塔頂壓力<160mmHg，塔頂甲苯<0.5%，塔釜苯<0.2%。 (8) 乙苯回收塔，塔頂乙苯<0.1%，塔釜甲苯(1.5～2.0)(依據 P185，式 10-40)，所以不會發(fā)生漏液。 (11) 塔高 104 塊塔板，安裝 4 個人孔，孔徑 600mm，塔釜取 2 m，裙座取 2m，第一塊 板到塔頂取 1m，板間距 HT=0.60m，所以塔高 H 總 =65.4m。 五、乙苯—苯乙烯塔附屬設備計算 （1）進料泵 P—1： Q=32.02t/h=32.

57、02/ρ=32.02/0.8=40.025m 3/h 泵進料管線 DN125，流速 U=1.0m/s 當量長度=55m Re=d uρ/μ=0.12510.81000/0.00317=31545 為湍流 管線為無縫鋼管 ε=0.15 相對粗糙度 ε/d=0.15/125=0.0012 查表：λ=0.03 管線阻力降=λ (L/d )u 2/2=0.035512/0.125/2=6.6m 塔壓 185mmHg=2.5mH2O 總阻力降 ΔP=管線阻力降+靜壓(含裙座高度)+塔壓 =6.6+(35+5)+2.5=49.1m 根據 Q=40.025m,ΔP=49.1m，選 P-1 泵

58、為 150Y-75B(流量 95m3/h，揚程 52m)。 （2）塔頂回流及塔頂采出泵 P-2： Q=16.33/0.8=20.41m3/h，R=12.145，L=10.8 m 3/h，D=0.97m 3/h； 泵進料管線 DN100，流速 U=0.9m/s 回流管線為 DN65，當量長度=100m， 管線阻力降=λ (L/d) u 2/2=18. 7m 靜壓=70mH 2O 總阻力降 ΔP=88.7m 根據 Q=20.41 m3/h，ΔP=88.7m，選 P-2 泵為 100Y-120B(流量 53m3/h，揚 程 99m)。 （3）塔底回流及塔底采出泵 P-3： Q=15.69/0.8=

59、19.61m3/h 泵出口管線 DN125，流速 U=0.7m/s。 當量長度=30m 管線阻力降=λL/d u 2/2=1.8m 靜壓=10mH 2O(含裙座高度) 再沸器阻力降=40m 總阻力降 ΔP=51.8m 根據 Q=19.61 m3/h，ΔP=51.8m，選 P-3 泵為 150Y-75B(流量 95m3/h，揚程 52m)。 （4）塔頂回流罐： 塔頂出料流量=16.33/0.8=20.41m 3/h 塔頂回流罐容積=20.41/0.5=40.82M 3 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 37 頁 2 選容積為 45M3左右，P=185mmHg

60、1.5=277.5 mmHg 的臥式罐作為回流罐 乙苯—苯乙烯塔操作條件： 進料溫度℃：97.77 塔頂溫度℃：87.27 塔底溫度℃：108.98 塔高 m：65.4 塔頂壓力 mmHg：185 塔底壓力 mmHg：261.44 塔板數：104 進料位置：第 51 塊 最小回流比：9.34 回流比：12.145 A、進料泵 P-1： 流量 m3/h：40.025 總阻力降 ΔP m：49.1 泵型號：150Y-75B B、塔頂回流及塔頂采出泵 P-2： 流量 m3/h：20.41 總阻力降 ΔP m：88.7 泵型號：100Y-120B C、塔底回流及塔底采出泵 P-3： 流量 m3/h：

61、19.61 總阻力降 ΔP m：51.8 泵型號：150Y-75B D、塔頂回流罐： 容積 M3：45 壓力 mmHg：277.5 （5）塔頂冷凝器負荷計算 乙苯塔附屬設備的計算 Ａ、塔頂冷凝器 P 頂 =185 mmHg △P=8mmHg ∴P=185-8=177 mmHg T=48℃=48+273=321K 用下列公式試差計算 e、x i、y i xi=zi/〔(1-K i)e+Ki〕 ① lnPio=A-B/(T+C) ② 化學工程手冊上卷 P1- 109表 5-3 y=Kixi ③ Ki=Pio/P ④

62、 表 31 組 Vi(kmol/h zi T=48℃ 設 e=0.99 西南交通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 38 頁 2 )分 (R+1)D Pio(mmHg) Ki xi yi B 22.624 0.0374 249.810 1.4114 0.0372 0.0525 TB 56.44 0.0933 83.979 0.4745 0.0938 0.0445 EB 524.477 0.867 31.718 0.1792 0.8742 0.1567 Sty 1.452 0.0024 21.797 0.1231 0.0024 0.0003 Σ 604.933 1

63、.0000 1.0076 0.2535 ∴假設成立 e=0.99 1）物料冷凝放熱 物料冷卻平均溫度 T=（87.267+48）/2+273=340.63K 物料冷凝溫度 t=48℃ 計算出各組分的 Cpi(g)值： Cp i=A+BT+CT2+DT3 在查出各組分的△H 值，然后根據公式 Cp=ΣCp izi △H=Σ△H ixi 計算結果列表 表 32 組 成 zi xi Cpi（kcal/kmol ．K） Cpizi △H i （kcal/kmol．K ） △H ixi B 0.0374 0.0372 21.706 0.8118 7781.897 289.487 TB 0

64、.0933 0.938 27.402 2.5566 8445.878 788.000 EB 0.867 0.8742 33.544 29.0826 9825.745 8589.666 St y 0.002 4 0.002 4 31.739 0.0762 10075.159 24.18 Σ 1.0000 1.0076 32.5272 9691.333 冷凝液量 B=V．e=604.9330.99=598.884kmol/h 未凝氣量=V-B=604.933-598.884=6.049 kmol/h ∴Q 放 =VCp△T+B△H =604.93332.527(87.267-48)+59

65、8.8849691.333 =6576627.511kcal/h 2）冷卻水用量 CpH2O(l)=1kcal/kg．K GH2O(l)= Q 放 /[ CpH2O(l)(t 出 -t 入 )]=6576627.511/（40-25） =438441.83kg/h 3）換熱面積 △t m=[(87.267-25)-(48-40)]/ln[(87.267-25)/(48-40)]=26.45℃ K 取 400kcal/m2h℃ （《化學工程手冊》P6-117 表 9-2） A=Q 放 /K△t m=6576627.511/（40026.45）=621.61 m 2 西南交

66、通大學本科畢業(yè)設計（論文） 第 39 頁 2 4）選型 根據工藝要求選擇浮頭式冷凝器 ①冷凝器熱量衡算 Q 冷 =（R+1）V（H VD-HLD） 由《化工設計手冊》P16-30 及 P16-206 查得：以 0℃為計算基準查得 0～100℃下的各組分的平均熱容 Cpi 及 0℃的汽化熱列表如下： 表 33 0～100℃的平均熱容 Cpi 0℃的汽化熱 組分 氣體（a） kcal/kmolK 液體（b） kcal/kmolK Kcal/kg Kcal/kmol B 21.23 34.476 107 8346 TB 26.92 39.836 102 9384 EB 33.22 44.438 97 10282 Sty 31.47 43.992 99 10296 (a)已知 t 頂 =87.267℃ 求 HVD 表 34 Hvi(kcal/kmol) HVD(kcal/kmol)組分 y i a(t 頂 -0)+c H viyi B 0.0374 10198.678 381.431 TB 0.0933 11733.228 1094