固定床反应器的设计计算

1、周波主编.反应过程与技术.高等教育出版社，2006年6月.四、固定床反应器的设计计算固定床反应器的设计方法主要有两种：经验法和数学模型法。经验法的设计依据主要来自于实验室、中间试验装置或工厂实际生产装置的数据。对中间试验和实验室研究阶段提供的主要工艺参数如温度、压力、转化率、选择性、催化剂空时收率、催化剂负荷和催化剂用量等进行分析，找出其变化规律，从而可预测出工业化生产装置工艺参数和催化剂用量等。固定床反应器的主要计算任务包括催化剂用量、床层高度和直径、床层压降和传热面积等。（一）催化剂用量的计算经验法比较简单，常取实验或实际生产中催化剂或床层的重要操作参数作为设计依据直接计算得到。空间速度空

2、间速度Sv指单位时间内通过单位体积催化剂的原料处理量，单位为S1。它是衡量固定床反应器生产能力的一个重要指标。(2-36):通网"一原料气体处理量（择准状况），/方正中VR-一催化剂填充体积式中：停留时间停留时间r指在规定的反应条件下，气体反应物在反应器内停留的时间，单位为sor=Qv仪.9v在规定反应条件下反应物体积流量停留时间与空间速度的关系为工Pg式中：”,依标准状况下的温度（K）与压力丁”生产条件下的温度（K）与压力.空时收率空时收率s,指反应物遁过催化剂床层时.在单位时间内单位质量t或体积）催化剂所获得的目的产物的量.它是反映催化剂选择性和生产能力的一个重薯指标.式中eg目

3、的产物的质量小华醒催化剂的质量上以也催化制的体机.m%催化剂负荷催化剂负荷品指在单位时间内单位愦量（或体积）催化剂由于反应而消耗的原料质量，单位为k«/（kgQ或值Q.它是反映催化剂生产能力的重要指拆.&=鬻（或8=守J（2-40）式中旧原料质量流量，岳.S.床层线速度与空球速度床层畿速度是指在规定条件下,气体通过催化剂床层自由栽面枳的流速，单位为m/m.(2-41).%1/1=-J.而空床速度是在戏定条件卜，气体通过空床屋截面枳的漉速单位为m/s.C2-43)注意：设计的反应器饕与提供数据的装置具有相同的操作条件，如催化剂、反应物、压力、温度等.但遁常不可能完全满足，只能估

4、算.（二）反应器床层高度及直径的计算催化剂的用量确定后，催化剂床层的有效体积也就确定。很明显，床层高度增高，床层截面积将变小，操作气速、流体阻力（动力）将增大；反之，床层高度降低必然引起截面积（直径）增大，对传热不利或易产生短路等现象。因此，床层高度与直径应通过操作流速、压降（即动力消耗卜传热、床层均匀性等影响因素作综合评价来确定。通常，床层高度或直径的计算是根据固定床反应器某一重要操作参数范围或经验选取，然后校验其他操作参数是否合理，如床层压降不超过总压力的15%。床层高度与直径的计算步骤如下。<1）根据经聆选取气体空床速度"一（2）选取床层截面积Ak床层的截面根为An<

5、;2-43）猛0<3）校躲床层压降加根据公式（2-20）和式仁-21:校验床层压降.若压降低于总压力的15%,则选取的空床速度如有效上述计算成立.（4）确定床层的结构尺寸鼻催化剂床层高度为式中二%催化剂床层体积绝热反应器（筒形状）直径为口 叶广床层管内径取4,外径为山，若管内装催化剂，则列管数为对于壳管式反应器（壳程装催化剂3其截面积为A=-n科整后的实际管数为N,采用正三角形排列，总面积为Ar=N尸sin60c（争1/2+ 2e式中川管心距，HUD反应器的内径,mf¥最外端管心与反应器壁距南，m,（三）催化耦床屋传热面积的计算催化剂床层所需的传痣面枳可参照列管式换热器的计算方

6、法确定，计算公式为(2-45)A=S-KM式中g经热量衡算藤定的传热速率&片进出口两端温度差的对效平均值,k：K传热系数/m±吕K）,从有关手册中查取或用公式计算.蒋文举主编.大气污染控制工程.高等教育出版社2.经验计尊法经验计算法是采用突骗室、中间实验装置及箕厂厂现有装世中的得的-些最佳条件（如空速“、接触时间等）作为设计依据（或定籁）来进行气因催化反应器计算的一种方法°已知空速k的定颛，褥饕处理的气体量为则所需的催化剂体积为:%=9匕口，”埴（了42）由粒粒状况确定空塔气流速度得出反能器直径口.进而可求得来层高度为：H=4VB/（t-（7-43）已知接触时间r的

7、定额，需要处理的气体量为外人则所需的催化剂体枳为二Fit*T*q*,u（744）同上可跣得到反应器直径和床层高度白值得注意的是，不同的催化亚应有不同的定额，就同一催化反应而言1各厂的管理水平不同.其定颉也不相同。定床的压力降计算流体通过固定球的压力降，主要是由流体和颗粒表面间的摩樨阴力和流体在颗粒间的收缩扩大和再分布等H部眼力引起。因此,可以果用欧根4E喝叽等温流动压降公式进行砧算;(7-45)床层压降，P自；床嬴,m;空床气速，向立气体密度，k或4；4颗位的体积点面积平均直径山；一一床层空隙率、J摩擦系数，可由下式计算：(7-46)(7-47)式中；人-气体黏度，Phy第四节影响催化转化的因

8、素影响催化净化气态污染物的因素很多，但主要有反应温度、床层气速、操作压力和废气的初始组成。温度催化反应是在催化剂的参与下进行的，反应的快慢与催化剂的活性有关。催化剂活性又与反应温度密切相关，因而对于伴有热效应的催化反应，温度的调节和控制对净化设备的生产能力、净化效果均有很大影响。对于可逆反应，由于受到平衡的限制，须同时考虑平衡反应率人和反应速率常数左对总反应速率的影响。对于可逆放热反应，温度的升高，将造成的降低和人的增加，因此反应速率的变化不是线性的，而是一个弯弓曲线，曲线的最高点也是反应速率最大的点，它所对应的温度称为最佳反应温度。二、空速m空速的定义M知.在一定把闱内，空速增加可以提岛单位

9、体积催化剂床层的气体处理能力.阿反应率降低不大Q因此催化反应股在保证要求的反应尢件床值反降的条件卜.，采用较大空速V在选择空速时坯应保证，对上流式固定床操作.不能使床层即起。三、操作压力加K般能加速催化反应，减少设谣体积,但因催化净化处理的是工厂排放的废气.故回收价俏不大.一般将废气的扣放施力(略得于常压)作为操作压力。四、废气的初始组成从例7-可如废气的初始组成直接影响反应速率J、催化剂用q片和平衡转化率工；。不同的催化挣化理程，理.想的初始组成也不相同。例如：对相裘元素主编南京化工学院等合编.高等学校试用教材基本有机化工过程及设备.化学工业出版社，1981年04月第1版.例3-7乙海以裁催

10、化剂氧化制环氧乙烷，主要反应为CH*。JH$Oii)£AH,=-”.69千卡/克分子25,CCaH4+3。二ZCOj+211aO(.2)AH=-31G千卡/克分子?5'C要求年产环氯乙烷1虱0吨.采用二段空气氧化法，试根据中武经验，取用下列数据枯鼻第一反应器尺寸,1 .进入第一反应器的原料气组成为C.H.O.CO.N.C.H.CI.分于%3.S6.07.782.8Wft2 .第一反应器内进料温度为210C,反应温度为250C,反应压力为10公斤/厘米2,转化率为20%选择性为66%,空速为5000时7。3 .第一反应叁采用列管式固定床反应器，列管为427K2.5亳米，管长6米

11、，催化招充填恁度57米。4管间采用导生液强制外循环换热。导生液进口温度230'C,出口温度235C,导生液对管外壁给热系数。2可取650千卡/米2时JC.5 .催化剂为球形,直径/为5率米，床层空隙率2为048。6,年工作7200小时，反应后分离、精制过程回收率为90%,第一反应器所产环窠乙烷占总严酷的加。7.在250C,10大气压下，反应混合物有关物性数据为导然系数九=0.0304千卡/米时C粘度/326乂105公斤/米秒密史QR7.17公斤/米,各组分在25250C范围内平均气体热容为CtHa0,N,0.H*OC,H,O千卡/公斤C0.470.230.250.230.470.33解

12、1I物料荷算要求年产100。吨坏聚乙烷，考虑过程损失后每小时应生产环氧乙烷量为鬻答翳=.32公斤/时由第一反应器反应生成环筑乙烷量为154.32x0.9=139公斤/时=36公斤分子/时第一反应港应加入乙烯量为3.16766x0.2029,94公斤分子/时按原料气组成，求得原料气中其余存组分田为0223.9d*0W=4104公斤分子/时COj23,94X«=5267公斤分子"才VWk223.94生=566.35公斤分子7时反应(1消耗乙烯Q23.94X0.2X0.66=3.16公斤分子/时油耗氧气量：3.16KQ.5=1.58公斤分子/时生成环氯乙烷增316公斤分干/时反应

13、(2)消耗乙爆盘23.94x0.2x0.34=1.63公斤分子7时消耗氧气EI1.63X3=4.89公斤分子/时生成二氧化碳设1.63X2=3.26公斤分子/时生成水所1.63x2=3.26公斤分子/时表3-1物料为算表ta逸11也科分公斤分于/纣公斤公斤分子31公斤/时GH.23.9470.3119.15536.2O.41.041313.1>fl34.71108.24CO,1Si.8?2317.41BS.ilN,566.35IStSrt99566.3515S57.80孰凡。SdCU9.04HtOS.21583A计68420158.88“2,42卸I56.W故反应器出口气体中冬组分量为C

14、2H423.91-(3.16+1.63)=19.15公斤分子/时0241.04-(1.58$4.89)*3457公斤分子/时CO252e67+3.26=55.93公斤分子/时N25G635公斤分子/时CzH4O316公斤分于/时H2O3,2G公斤分子/时2.计算催化剂床层体积Vr进入反应器的气体总流址为684公斤分子/时给定空速为500。时r68$乂22.4.VW、»=500=3.06米S.反应器管效n给定管子为027X2.5,故管内径d.为0.022米，膏长为&米，催化剂充垠高度L为5.7米。n =-今YL413.06一币85乂3诲产x5.7=IE采用正三角形排列.支取管数

15、为1459根°4.热生衡算基准M度25P(1)原料气带入海量QiQi-C670.32kQ.47+1315.28X0.23+2317.48x0.23+15857.8X0.25)x(210-25>=946196千卡/时(2)反应后气体带走热展Q2Ch=(536.2X0.47+1106.24X0.2J+2460.92x0.23+15857.8x0t254139.04X0.334-58.68X0.47)(250-25).1149834千卡/时<3)反应放出热量Q,Qr=3J6x1。3、24,69+1.63xl03x3.=593100千卡/时<4)传给导生液的热StQc-Qi

16、+Qt-Q2=94619659310。-1149834=389462千卡/时45)核算跳热面积床层对爨急给热系数按式3-ID计算。a<exp(-4»6d/dt)36366公斤/米，时20158.8a1459x-<0<«22>240.005x 363662；6x 10-5x3600 = 1943乂（1943）。八”p（T6»）-339.24千卡/米”时P总传热系数KQ a? d。 Zfidm Atfj0.022339.24650x0.027=嬴有= 224.72千卡/米，时C因转化率低，故整个反应塞床层可近似地看成等温，为25CTC.传热推动

17、力为A1 <250- 230” (250 -235)，号 金At皿 17& VIE要传热面租为A需=力?诲黯书二见。3米2实际传热面积为A*="5-Ln=3.】4*。022x5.7x1459=574,78米？A实）AH能满足传热要求6.住屋压降计算Re*'吃。一卜士不）=36属潮流AP = 1.75Pf 叱(1 71Lr3G36用'口=75、Lb'l九"、部网)x(h5?x5"El)xD.O45xO.48*13Mo公斤/米,=1,36公斤/厘米*徐建良等编著.现代化工计算.化学工业出版社,.傩盘的衡算,主要设得的工艺计茸，并从

18、段计流程计算的收敛与杏山及和现实揉作的符合程度来检验嫉流程是否叮行.一.过程的基本信息（一）市场信息二甲隆工业生产的兴起是同氟氯烷的限制和禁止使用量磨相连的.20世纪70年代初国际上气雾剂制品得到迅速发展，气雾剂生产中，气雾抽射剂11鬟果用策氯烷口近年来,独现策煞烧对地球大气臭轻层有严威的破坊作用.遭到限制和禁止使用.鉴于二即睡的饱和蒸气压等物理性朋和二籁二氯甲烷相近以及其优良的无毒害和环保性能,使之成为氟氯烷的理想替纥晶，自20世纪即年代以来，二甲歌作为一种安至气雾剂得以迅猛地发履口目谕，气塞剂制品已成为二甲醯最重盥的应用市场。二甲堂不仅可以做制撵剂和气雾剂.而且还作为液侔燃料.低压下的二甲

19、爆变为液体引石油液化气有相似之处.二甲雄也可以做得雎燃料，与甲算按一定比例混合后，可克服单一酒态燃料的缺点.从而改善奥料性能.具有清活、使用方便等优点.据市场周壹，二甲雕市场应用前景广随国内需求最远远超过供瞥量,现市场上甲醉价格为【50。2。州元/她.一甲膻价格为7000元/吨.以甲醇为原料，经催化脱水得到二甲醒，为甲髀的淙合利用和增值提供了一条理想的途径.本设计按照概念设计的思路，不找从甲障催化脱水生产二甲觥的最佳匚艺流程和估算最佳设计条件q（二）反应僖息反收方程式（CH3）2O+H2O反应热Hr（251）=-11770kJ/kmol反应条件，温度1=250370P,反应压力为常压.选择性，

20、该反应为催化脱氧，催化剂为10.2%硅酸处理的无定性氧化铝.在400七以下时，该反应过程可以看作是单一、不可逆的，反应的选择性S可以近似认为等于1.反应为气相反应.二甲隧产量率；130kmol/h.甲醇的转化率在80%以上.未反应的甲醇循环回收到反应器中的流量是65kmol/h.®二印陈产品纯度，99%（质俄分数）.原料：常温下工业级甲醇（假定含母】/）.（三）连笠更间啾生产的选择选择一个连续的母程，操作费用和物流针用以年为塔准，操作时数为8150h/a.二、流程输入输出结构和循环结构（一）原料预处理原料是工业级的甲弊，内含少量水（假定摩尔比甲薛，水=99«1）,和微粒其他

21、杂质（对于主反应无影响），水是反应的产物，忽略对原料进行净化处理。如原料甲醉含水量过高.可考虑精偏以后进料.（二）副产物在所选催化剂和反应条件卜，主反应的选择性接近1,网产物很少，在整个设计过程中忽略副产物存在.（三）循环和放空由于反应转化率为80%,所以用循环物流带未反应的甲障循环.反应产生的水，残留少量甲辞（V2%）,经简单处理可排放.三.反应器的工艺设计(-)动力学模型反应器的工艺设计主要是完成催化剂用量或反应器反应体积的设计.设计的主要依据是反应动力学模型.甲静在T-AbOa上脱水生成二甲膻的动力学模型如F,(5-33)dXM:叱而/_/>DpHtOdr*<1+-bHjOp

22、HjO)2'式中XM甲静的转化率；k反应速率常数，hatmf”&一甲静的吸附常数p压力，atmj*质量停留时间，hiKp-反应平衡常数.下标：M甲醉；D-一二甲腐。质量停留时间定义为:(5-34)式中Ww催化剂质量；Wmo一反应器进料中组分甲髀的质星流量.在ChemCAD中有一个动力学反应器(kineticreactor)操作单元.可以自定义动力学模方，一种计算模式是根据反应器体积计算反应出口转化率，另种计算模式是根据出仃转化率”算反应器体积，即完成反应器的工艺设计。(5-35)ChemCAD动力学反应器对反应速率的定义为,“痂7冷痂式中Nn一反应器进料组分£的摩尔流

23、鼠：VK反应器的体积.将反应速率的定义应用在甲醇在y-AlzO上脱水的动力学模型上:dzMWmovdjCM.包乙M_包1乂也M，也犷二寸/丁/河二户赤dT6w_、X.比50"八PDP.O）M<14-MpM+&nf011,0）2K,碣IA=1635X12exp（一?）6m=1.252XlOQxp（一）如o=l.206X109e即（一望?）1nK»=5+3.0707InT-2.783X107T4-3.8X10-r0-6.561X等一26.64为催化剂的堆砌密度，取值为SOOkg/mL（二）甲馥脱水鲍热国定床反应器的设计步图步骤1,新建文件名“二甲醒固定床反应器设计

24、，步骤2°建立工艺流程图如图5-52所示.步骤3：单位选择，以SI单位制为主，压力巾位采用atm.申一步嚼4：组分选择甲醉、水和二甲雄（Meth扁Nanol>Water,DimethylEther）.步骤5,相平衡模型（K值模型）选择|IHIINRTL（或Wilson或UNIQUAC等溶液模型）.弹出的NRTLParametersSet1窗口中显示了二|_.元交互作用参数，但空数据不全，缺乏水和二甲醮的二元交互作用零数，采用2。卜菜单命令中国5T2二甲健固定床反应器流程图的B1PRegression命令来回归所缺的多数.步骤6：点击ChemCAD中菜单按锦热力学及物化性质”,从

25、箕下拉菜单中选择“回归二元交互作用多数”命令.邦出“二元交互参数回妇”窗口，选择“使用UNIFAC估算法的汽液平衡数据回归（VLE）n,并复选上“回归出所有缺失的二元交互参数'如图5-53所示.步骤7：编筑进料信息.温度523.15K,压力laim,组分摩尔分数：甲静0.99,水0.0L总流量325kmol/h.步骤8,编辑动力学反应器的信息.双击动力学反应器的图标，弹出“动力学反应器（KREA）"窗口，在“徵况说明”中作如图554的选择.在“更多说明”的活页窗口中作图555所示的选择，对动力学方程中的变盘进行单位制的设定.点击OK后，弹出“KineticDaU-w窗口，如图

26、5-56所示，编辑反应信息.步殊9,点击，弹出“一KineticData-”窗【I中的“OK”后,弹出“Unit：1UserRateExpressions"窗口，在MRxnT活页窗口中的"WriteUserRateExpressions0文本二元交互务败同归二元书的回笛激露天涯(役有)使用UNIFAE估且注的汽液单,敷落回归CVIE)广使用真砂的汽浪斗翕散抠1“片".团妇(VLE>r使用实就的汽/平MUISIP*BE(VLE>便用实能由液港率ar数弁kae(ll£)便月港及系JRGeb敷需园归<Ll£)使用UNIFAC估/琢液

27、庖平希数第回旧(LLE)使用改谈型Modt&(DgUMFAC估法(LLE)使用UNIFAC或ModiwSUNFACW；M亘函立0分完文篁赫r在irwam,使用三am心|匕Z|0K|图5-54动力学反应器操作信息编辑的活页窗口 1*«F8 5-54动力学反成耨操作信息编辑的活页窗门 2勘力学万庭中的单位司工舞 陆度1分区 MEffl5-56反应式信息编辑也口图5-53二元叁数回收禽口框中填写反应动力学信息，使用VBA编程语如下所示，DimIvoAbDoubk*.TAsDoubleluo=800.0T=TempDimkAsDouble,bmAsDoublebwA鼻Double.K

28、PAsDouble.RAsDoubleR=8314k=1635000000井E*(-69239#/R/T)bm=«L252E+18Exp(-2l6572f：/R/T)bw=1206000000ifExp(-88217#/R/T)KP-Exp(-26.644-40B4l/Tf3.707*Log(T>-0.002783*T+0.00000018TA2-65610»/TA2)DimMAsDouble'MJ&甲醉的分子MM=32.042RinRaxeOOl-luo/M-k*bmA0.5*POOP1.5*（bP003*POOZ/KP/POOP2）/（14Cbm&

29、#39;POOITO.S卜bwPO02）a2步骤】。【点击“Unit,1UserRateExpressions”窗口中"确定"ffl»弹出Window”信息提示枢，两问是否更新动力学方程表达式，点击“是，步骤点击运行按钮“Run”.得到反应器体积是27.73ms.力辑12,绝热固定床反应器的出口物料各级分摩尔分数：甲醉0.1986,水0.4057.二甲雁0.3957,温度634.7K.四、分离系统从反应器中出来的气体含有二甲费、未反应的甲两、水,那是以气态存在.进入分离塔之前要将气体冷却成液体或者气液两相共存.三组分的混合体系，采用两个精墙塔，即个二甲醍塔和一个甲

30、髀塔来将三种物质分离.（一）塔序为了清晰地分割混合物，可先问收最轻的组分,也可以先回收最重的组分.当组分数增多时，替代方案数量急剧上升.因而在排定蒸喀塔的塔序时，人们得到了两组推理法则.排定塔序的通用推理法则；脱出腐蚀性组分；尽快脱出反应性组分或单体上以埔出物移出产品,以墉出物移出循环物流.如果它们是循环送回填料床反应器，尤其要这样.排定塔序的推理法则，流量大的优先,最轻的优先高收率的分离最后,分离困难的最后；等摩尔的分割优先1下一个分离应该是最便宜的.一.一一-一-在根据匕述推理法则，三组分中二甲赫的流成破大.而且也最轻.所以本设计中塔的分高顺序为I二甲战+甲醉+水一二甲醍，甲酣+水4甲髀+

31、水一甲醇，水（二）分寓塔（二甲酸+甲醇+水-二甲醛甲呼+水）二甲辘在常压下的沸点很低C-24V）.常压精惘,塔顶冷凝器筋要保持低温，要增加制冷设备，增加了设计难度和实际操作困难，不采用常压精储的方案，而采用加域精慵.如果塔顶冷凝器采用常温下的自来水进行冷却.塔顶懦出物的泡点温度应大于sor,二甲的泡点温度为50七时.对应的泡点1K力为ll.3atm.（1）分再塔1的简捷设计步骤L新建文件名或打开上一题文件.步骤2：建立工艺流程图如图5-57所示.图5-57传快精场塔漉程图步骤36：参照上题步骤36,完成K值方程的选择和所缺参数的估算.步骤7,编辕进料信息.精面塔采用泡点进料.即汽相分率等于0,

32、压力组分摩尔分数甲薛0.1986.水0.4057.二甲廨0,3957,总流量325kmo1/h.步骤8：双击流程图中-ShortcutColumn"图标,编辑精墉塔简捷设计的相关信息，如图5-58所示.图5-58简捷精慵塔的设H条件步骤9：点击ChemCAD的运行按钮“Run”，精镭格的荷捷设计结果如下，塔板数19.2；最小回流比0.175,实际回流比取量小何流比的L5倍，为0.26,进料板的位置为第12(11.4)块.(2)分离塔1的严格模拟步骤】；打开上一题的文件。步骤2i建立精慵严格模拟的工艺流程图5-59.步骤3：编辑精端塔的进料信息同匕一题步骤7.步骤4：双击严格精蟒塔(S

33、CDS)图标，弹出“精储塔的SCDS同时校正算法一”窗口,依据简捷设计的结果对精博塔操作信息进行编辑.设实际塔板效率为0.6,实际塔板数取】9.2/0.6=32,进料板的位置为12/0.6=2。°如图5-60所示(窗口中“塔板总数”为30.这是由于精慵塔的简捷设计与精馀的SCD5模拟计算中.对塔板数的认定不一样，在精慵塔的箍捷设计中将塔顶的冷圈器和塔釜的再沸器分别当作一块塔板，而在SCDS精惘模拟中，塔板数不包括冷凝器和再沸器兀图5-60 SCDS精馈塔的“精博活页窗口步骤5.在“操作条件说明”(Specifications)窗口页中对严格精懈的出料各确定一个变量值,如图5-61所示

34、.图5-61 SCDS精博塔的“操作条件说明”活页窗口步球6g在wConvergencen窗IT页中填写塔板系数(Stageefficiency)为66.如图5-62所示。较效率:年一快塔板抬不策一决曙岐最后一杭塔区图562员中板效率输入文本框步骤7,运行“SCDS”单元操作.塔板上各个组分摩尔分败随塔板数的变化图如5-63所示,00.10.20.30.40.50.60.7080.9事尔分救甲醉水二甲fif图5-63塔板上液相各组分摩尔分敷随塔板数的变化图1(3)分离塔1的尺寸设计分离塔1采用填料塔设计步豫，点击ChemCAD“Sizing”菜单命令.从其下拉菜单中选择distillat沁nn

35、tm*命令.弹出“塔板尺寸”窗口，如图5-64.塔板类型选择筛板点击OK”按钮。图5-64塔板类型选择窗口步骤3在弹出的“笳板”窗口中填入设计压力，选好轻关困组分和重关链组分，如图5-65所示.步辑L点由制口中“OK”按钮.ChcmCAD给出塔的尺寸结果。(4)分离塔2的设计分离塔2的设计同分离塔1的设计，先进行简捷设计，采用常压塔，结果是塔板数17.I:最小回流比0.98.实际回流比取最小回流比的15偌,为1.48.进料板的位置为第11(10.6)块.0*昆»«BMir.依力1|01,N1/道卜6Qgc卜. Fsci 445F289iw 中 心»wirOMumw

36、rRVffK*ond我之上 0,2OfB?FSectionffjOHflrRBfio由1儿三VMF铲G*C«*S328r即飞gc30*w*ViVHrf«方P.Th :«9*>。心JHBWI lli»i+B图力|S3223ain|oonOTMSH,图5-65埴料塔设计叁散窗U再用严格精憎（SCDS）模拟.监证简捷设计的结果.采用筛板塔，板效率设为0.5.塔板上各个组分摩尔分数随塔板数的变化如图5-66所示。图566塔板上液相各组分摩尔分数陶塔板数的变化图2分离塔采用筛板塔设计，通过ChcmCAD“Sizing”菜单命令,从其下拉菜单中选择trays命

37、令计算塔径.结果是。914m.五.全流程模拟全流程模拟完成全流程的工艺设计和物料、能量的算，并为进一步全流程的优化提供依据.在完成反应和精慵分离的基础上，物料之间本力不同，考虐用压缩机、泵或减压同操作，物料之间温度不何.有虑用换热布操作，这样，初步建立的流程图如图567所示.说明：物料1,常温常压下进料.流量是260ktnol/h.物料12：常压塔塔顶产物.主要是循环回收的甲号，是流程中的循环回路,物料信息必御设定。可以暂时设定流量是65kmol/h温度、压力、组成的信息可以参照常压塔模拟的结果，也可以用常温常压代替，组成按原料甲髀给定.这样就给定了这股物料信息的初值，通过全流程的计算收敛，会

38、用准确值补换这股物料的初值。设备1为混合器（Mixer）,可以不作任何摄作条件的设定设祈2为泵（Pump）.掾作条件是输出压力为12atm；设备3为换热器，操作条件是出口的物料4温度为25OX；.设备4：在全流程中采用平衡反应器而不使用动力学反应器，这样可以简化流程的计算.实际的反应器非常复杂.应该单独研究全流程模拟是为了得到全流程的质口和能烛平衡，这个时候反应器在一定条件F的转化率是给定的.设备5和设备7,这两个换热器为的是满足精懒塔的泡点迸料条件。设备9：减压阀，目的是将压力减至常压，工业当中可以采用多种方式实现，流程模拟中可以不拘泥于这些设备形式.只要能达到减压的目的即可.以便完成全流程

39、的模拟.设备6和81分别为高压和常压精慵塔，工艺条件和操作条件在之前的设计中已经完成。全流程模拟的部分结果，如袭5-18所示.六、能盘集成流程当中用到了许多换热器，物料既被加热乂被降温,通过能最集成.充分利用物料之间相互加热与降温，以达到使用最少公用工程的目的.能量集成主要使用夹点技术.感兴趣的读者可以查阅相关资料，例如李仕梅等的论文“二甲醯生产过程换热网络的计算机优化工；13.44083s.im511-6.23Xl-Q1,-7.76X©-&2&XlflTI3瑞，0271101741.6046I。”外5045Jft-R二吩自称1!瓯*JliaTutFh)汽描妙事E6Q

40、H294.4MJ3群里小漉依"触$用得8247.&11610305.gsifi10370.S04Bo3»5.»513325,02731力K良1O3Q5.klE二中鑫物料*耳67RgIDn12物料书柞_三用班回收甲整3ft/VBL2GJ452.3914lfiO.5Uir抬74.9908S9.9341眨BTSd国力制而2)212-l:1211二_量*Whl一7,75XKJ-2,S«X1OT-S.OftXlO1-5.招乂j。'-5.E3MI炉3.做X1DF-L53X10T料出加察0C00aa0325.027312&TIM19&3

41、07Si96.3075196,3075131.3CZ5由00491O37C.3921九明野4441.5B951*L5l*92M6+oni2m,U3&界帆务就八%/附甲邺2061392.0411E059.IZA62059J加瓠128Ci.4gg72M7.E£9生N3M.45dC,MOI2376.4541ZM7,心，】!3?a4S41236九5?1JIL耶屈二审赞593Z.M327.D28Z0,93225.93M产_15.»327曲*724日5&7248O降mi&-5Z74陈家庆主编.环保设备原理与设计.中国石化出版社，2005年9月.四.固定床反应霜的设计计算绝热固定床反应器主耍由光体，催化剂层、催化剂承载装置、气体进出口管及分布板等组成，固定床反应器的设计计算主要包括催化剂床层体积、床层截面积和高度