苯乙烯设计计算书

1、学号： 11401128常 州 大 学课 程 设 计题 目 50000t苯乙烯工艺设计 学 生 杨 鑫 学 院 石油化工学院 专业班级 化工111 校内指导教师 朱红星 专业技术职务 教 授 校外指导老师 专业技术职务 二一四年十二月目 录1 苯乙烯设计计算书11.1 设计题目11.2 设计主要内容11.3 产品主要规格和参数11.4 原材料及辅助材料主要规格11.5 生产条件11.6 基础条件12 工艺设计物性参数13 物料及热量衡算23.1 计算依据23.2 物料衡算33.3 热量衡算84 乙苯塔计算144.1乙苯塔操作条件的确定144.2 理论板数的计算18 4.3 加料板位置

2、的确定194.4 塔径及内件的计算194.5 筛板的流体力学验算214.6 塔顶冷凝器负荷计算244.7 再沸器的计算275 设备选型275.1 罐的选取275.2 换热器的选型305.3 泵的选取335.4 管径的选取361 苯乙烯设计计算书1.1 设计题目50000t/a苯乙烯生产工艺设计1.2 设计主要内容 用苯乙烯为原料，采用绝热式反应器脱氢，通过精致获得苯乙烯。1.3 产品主要规格和参数表1 产品主要规格参数 序号名称规格国标、部标或企标备注1苯乙烯99.92苯99.93甲苯99.91.4 原材料及辅助材料主要规格表2 原材料规格序号名称规格国标、部标或企标备注1乙苯99.9工业品2

3、1.5 生产条件连续生产，年产50000t，7600小时/年1.6 基础条件1.6.1 建设地点常州化工开发区1.6.2 公用工程参数蒸汽：0.8 MP电： 50KV2 工艺设计物性参数 表3 工艺设计物性参数 项目单位苯甲苯乙苯苯乙烯液体密度(293K时)kg/m879867867906正常熔点TmK278.7177.3178.2242.6正常沸点TbK353.3383.8409.3418.3临界温度TcK562.1591.7617.1647临界压力PcMPa4.8944.1143.6073.992临界体积VcM3/mol259316374临界压缩因子Zc0.2710.2640.263偏心因

4、子0.2120.2570.3010.257恒压热容CpJ/molK216.3158.6Antoine蒸汽压方程系数A15.900816.013716.019516.0193B2788.513096.523279.473328.57C-52.36-53.67-59.95-63.72生成热 °kJ/mol82.950.0029.79103.9燃烧热°kJ/mol-3268-3910-4395熔化热°kJ/mol9.8326.61125时汽化热°kJ/mol33.8537.99沸点时汽化热°kJ/mol30.7533.4735.5636.44标准生成

5、自由焓°kJ/mol30.9929.1632.2151.1020时粘度MPas0.7370.6750.7220时导热系数Kcal/(m.h. )0.1270.119时体积膨胀系数10×-1/12.410.9表面张力10-3N/m28.627.93 物料及热量衡算3.1 计算依据 乙苯脱氢制苯乙烯装置包括脱氢和精馏两个单元，是具有循环物流的复杂化工过程 。乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的列管反应器中进行，反应方程式为： 主反应 C6H5C2H5      C6H5CHCH2 + H2   

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

7、60;  (c) 水蒸汽作稀释剂，水蒸汽和乙苯质量比为2.6：1反应压力为150000Pa(绝)，反应温度为580，反应器进口温度600。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。该设计中，各物质转化率如下：苯乙烯：54%苯：1.7%甲苯：1.5%焦油：0.5%3.2 物料衡算 3.2.1 反应器进料假设以100 kg/h原料进料为基准，乙苯  ：100 kg/h 100/106=0.94 kmol/h； 3.2.2 进反应器的蒸汽量 100×2.6=260 kg/h 260/18=14.44 kmol/h 3.2.3 反应器的出

8、料 (1) 一段反应器的出料 据化学反应式(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副反应： 据化学反应式(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据化学反应式(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则反应器出口的物料组成 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 氢气     1.02-0.03=0.99 kg/h (2) 反应器出口的有机混合物质量组成 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 冷凝器顶物料   氢气 ：        0.

11、99 kg/h 甲烷：         0.23 kg/h 乙稀：         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 经油水分离器除去水分，为方便计算，焦油含量不计入计算范畴。3.2.6 阻聚剂加入量 因为阻聚剂加入量为有机混合物的

13、0.03W% 阻聚剂加入量：0.03%×97.83=0.0293 kg/h3.2.7 乙苯塔物料计算 (1) 乙苯塔的进料乙苯：42.30 kg/h苯乙烯：52.98kg/h甲苯：1.3kg/h苯：1.25 kg/h其中乙苯为轻关键组分，苯乙烯为重关键组分，由设计任务书得产品规格苯乙烯99.9%,则乙苯塔塔顶苯乙烯含量必小于0.1%(即0.05 kg/h),设其含量为0.05% (2) 乙苯塔塔顶的物料 =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)塔顶产物进入苯塔(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塔底产物进入苯乙烯塔3.2.8 苯乙烯精馏塔物料计算(1) 苯乙烯精馏塔进料苯乙烯：52.95 kg/h乙苯： 0.04 kg/h (2) 苯乙烯精馏塔塔顶的物料 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) 苯乙烯精馏塔塔底的物料W2=0.50 kg/

15、h苯乙烯：0.05 kg/h 苯塔 3.2.9 苯塔物料计算(1) 苯塔进料苯： 1.25 kg/h甲苯： 1.30 kg/h乙苯： 42.26 kg/h苯乙烯：0.03 kg/h (2) 苯塔塔顶的物料D3=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 甲苯塔物料计算 (1) 甲苯塔

16、进料苯：0.001kg/h乙苯：42.26 kg/h甲苯：1.2987 kg/h苯乙烯：0.03kg/h (2) 甲苯塔塔顶的物料 =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,计算结果列表如下:水蒸气的量表4 水蒸气用量序号物料名称kmol/hkg/hW

17、%mol%1水蒸气14.4260100100进料组成 表5 进料组成序号物料名称kmol/hkg/hW%mol%1乙苯0.94100100100出反应器物料组成表6 反应器出料(为计算方便，省略焦油和水蒸气)序号物料名称kg/hkmol/h1乙苯43.020.3992苯乙烯52.980.5093甲苯1.300.0144苯1.250.0165氢气0.990.56甲烷0.230.0037乙烯0.450.016冷凝器顶物料组成 表7 冷凝器顶物料序号物料名称kg/hkmol/h1氢气0.990.52甲烷0.450.0033乙烯0.230.016冷凝器底物料组成 表8 冷凝器底物料序号物料名称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加入阻聚剂 表9 加入阻聚剂序号物料名称kg/hW%mol%1阻聚剂0.0293100100乙苯塔表10 乙苯塔物料序号物料名称塔进料(kg/h)塔顶(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苯乙烯精馏塔表11 苯乙烯精馏塔物料序号物料名称塔进料(kg/h)塔顶(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、号物料名称塔进料(kg/h)塔顶(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 甲苯塔物料序号物料名称塔进料(kg/h)塔顶(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的新鲜物料可生产出苯乙烯52.90Kg。年产5.00万吨苯乙烯，连续生产7600小时。5290×7600=402.04t/a5000

20、0/402.04=124.4扩大124.4倍 即每小时需要新鲜物料12.44t。 3.3 热量衡算3.3.1 预热器的计算由于在冷、热流体进出口温度相同的条件下，并流操作两端推动力相差较大，其对数平均值必然小于逆流操作。所以就增加传热过程推动力而言，逆流操作总是大于并流，因此我们选择逆流操作。换热器热量平衡示意图(1) 第一预热器E-101反应器出料蒸汽与乙苯进料换热,设计换热器冷热端温度如下:反应器出料蒸汽进口温度 =560 =440乙苯蒸汽进口温度 =380 =550表14 E-101换热器进出口温度换热器热端()换热器冷端()热流体560440冷流体(乙苯)550380t1060由物性参

21、数可知，E-101换热器中冷热流体温度均在沸点之上，即为两气相换热，无相变化。现换热器选型如下：类型 ： 固定管板式换热器流动型式： 逆流操作 反应器出料蒸汽走壳程 乙苯物料走管程流速： 管程 壳程 查化工原理课程设计：表15 换热器常用流速范围循环水一般液体低粘度油高粘度由气体管程流速m/s1 20.5 30.8 1.80.5 1.55 30壳程m/s0.5 1.50.2 1.50.4 1.00.3 0.82 15表16 列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许安全流速流体乙醚、苯、甲醇、乙醇、汽油丙酮氢气流速m/s< 1< 2 3< 10 8 热容的计算定性温度，取流体进出口

22、温度的平均值则：壳程出料蒸汽定性温度 ：管程流体定性温度： 查化学工程手册，得相关的数据和公式: Cp=A+BT+CT2+DT3表17 某些低压气态（理想）有机化合物恒压热容系数组分编号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：将参数带入

23、公式计算得乙苯 = -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平均恒压摩尔热容: = 62.36平均摩尔质量 = 104.5故=62.36÷104.5×4.186=2.49 tm的求取 tm= 求热负荷 = （100+260）×124.4×2.49×（580440） = 蒸汽用量 查化学工程手册18公斤整齐的汽化潜热为489kcal/kg 换热面积Q=KAt查化工

24、原理得470（定性温度）甲苯，苯蒸汽粘度由相识结果推测，查化工原理课程设计，P64 表2-6，选取总传热系数换热面积 考虑15%的换热裕度，则实际换热面积 第二预热器E-102设热物料的进口温度T1=440, 出口温度T2=300乙苯的进口温度T1=200 , 出口温度T2=380表18 E-102换热器进出口温度换热器热端()换热器冷端()热流体440300冷流体(乙苯)380200t60100 热容的计算定性温度，取流体进出口温度的平均值则：壳程出料蒸汽定性温度 ：管程流体定性温度： 由E-101到E-102均为两蒸汽换热，可视流体物性数据基本保持不变则 tm的求取 tm= 求热负荷 Ms

25、Q = （100+260）×124.4×2.49×（580440） = 蒸汽用量 查化学工程手册18公斤整齐的汽化潜热为489kcal/kg 换热面积Q=KAt查化工原理课程设计，P64 表2-6，选取总传热系数A=Q/ Kt=135.5m2 考虑15%的换热裕度，则实际换热面积3.3.2 反应器的能量衡算(1) 各物质  查化工热力学，计算公式：   () 表19序号物质名称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查化工计算， () 表20序号物质名称abcd1乙苯-8.39815.935-10.00323.952氢气6.953-0.0460.096-0.21查汽化潜热表 表21 汽化潜热名称甲苯乙苯苯苯乙烯数值37.9942.2633.8540.830各物质( KJ/mol) 表22 各物质 ( KJ/mol) 名称甲烷乙烯苯乙烯苯甲苯乙苯氢气-74.8552.26103.982.950.0025.790(2) 反应器的能量衡算带入反应器的热量(以25为基准) 蒸汽带入 反应物带入由设计要求知：T1=560，故取T=

27、(T1+T2)/2+273.15=600.65K，根据物质Cp表可计算：乙苯： () 苯乙烯： () 甲苯： () () 带出反应器热量 反应吸收热量：乙苯脱氢反应在装有铁系催化剂的固定床反应器中进行，反应方程为： 主反应方程式： (a) 副反应方程：(b)(c)由各物质Hf列表可得： 对于(a)反应： 对于(b)反应： 对于(c)反应： 由物料衡算可得：(a) 反应中转化乙苯：44.07kmol /h；(b) 反应中转化乙苯：1.469kmol /h；(c) 反应中转化乙苯：3.428 kmol /h； 反应物带出热量： 根据Cp列表，累加得表23 计算结果序号名称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氢气6.953-0.0460.096-0.21合计3.815319.081152.16923.74 蒸汽带出热量：Q4=m×(h2-h0) 利用：带入反应器=带出反应器热量，进行试差计算求得反应器出口温度T2。经试差计算求得反应器出口温度t2=560。4 乙苯塔计算 4.1乙苯塔操作条件的

29、确定进料量 进料组成 乙苯 苯乙烯 甲苯 苯总物料横算 F=D+W轻关键组分 重关键组分 计算结果列表如下：表24 计算结果组分进料F馏出液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 塔顶温度的确定 已知乙苯苯乙烯塔为减压蒸馏，取塔顶压力为0.015MPa，即112.5mmHg，具体步骤如下：假设温度，查或计算苯、甲苯、乙苯、苯乙烯饱和蒸汽压。

30、由Ki=Pi/PD计算出KiÞ由计算出yi是否等于1，若是，则假设成立，否则重新假设温度，重复上述计算。 饱和蒸汽压计算公式(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 设塔顶温度为71.3，即T=71.3+273.15。代入计算式：乙苯： 苯乙烯：甲

31、苯：苯：=0.9900 试差的塔顶温度为71.5具体结果列表如下： 表25 计算结果组成塔顶组成xiD mol%饱和蒸汽压(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合计100.00   4.1.2 塔釜温度的确定 预计使用65块塔板，设每快板压降为1mmHg，则塔釜压力为177.5mmHg，设塔釜温度为95，则：乙苯： 苯乙烯：=0.9110 试差得塔釜温度为98具体结果列表如下： 表26 计算结果组成塔釜组成xDi mol%饱和蒸

32、汽压(mmHg)Ki=Pi/PDaij乙苯0.1216.761.1871.3苯乙烯99.9161.660.911合计100.00    4.1.3 进料温度的确定 设进料为饱和液体，具体步骤同前，设进料温度为85乙苯： 苯乙烯： 甲苯： 苯： =1.004 故可认为进料温度为85计算结果列表如下：表27 计算结果组成塔顶组成xDi mol%饱和蒸汽压(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合计100.00  &

33、#160; 4.2 理论板数的计算 以重关键组分为基准，得轻重关键组分相对挥发度 塔顶 塔釜 平均 最小理论板数   实际回流比下的理论板数 因为泡点进料，所以q=1 1- q=0 根据恩特伍德公式根据恩特伍德公式: =1-q=0在1.001.36之间，试差求的=1.1731代入 =Rm+1得取R=1.5Rm  =1.5×5.85=8.78根据公式: 由以上数据查吉利兰图得：N=60.7461所以乙苯塔的塔板数为N-1=60块 4.3 加料板位置的确定解得 N精馏=29.19 N提馏=31.81所以加料板从顶部数起的第32块板4.4

34、塔径及内件的计算 V=L+D  R=L/D ，；查的进料温度下 近似取 4.4.1 气体流量 =0.9961m3/s4.4.2 液体流量 液气流动参数： 选塔板间距：HT=500mm 板上液层高度hL=70mm查图化工原理课程设计史密斯关联图得：取实际气速为空塔气速的60%D=1.92m圆整至标准取D=2.2m则：塔的横截面积AT为： 4.4.3 堰的计算取堰长为塔径的0.8倍，得堰长出口堰高本设计采用平直堰，堰上液层高度how近似取E=1则how=0.03m故因为，满足要求 查图得 验算降液管内停留时间：停留时间大于5s所以降液设计合理4.4.4 塔板布置(1) 塔的分块D=2.2

35、m 采用分块式查得分为6块(2) 非开孔区取溢流堰前安定区宽度Ws=65mm进口堰后安定区宽度WS=65mm边缘区宽度Wc=0.035m(3) 开孔区面积计算 (4) 筛孔计算及排列物料无腐蚀，选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按正三角排列，取孔心距t： t=3d0=3×5=15mm开孔数目开孔率=A0/Aa=10.1%筛孔气速U0=Vs/A0=0.996/(0.101×2.95)=3.34m/s4.5 筛板的流体力学验算4.5.1 塔板压降(1) 干板阻力(2) 气体通过液层的阻力hl计算(3) 液体表面张力阻力h的计算气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式

36、计算，即气体通过每层塔板的压降为4.5.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，可以忽略液面落差的影响。4.5.3 液沫夹带 故在本设计中，液沫夹带在允许范围内。4.5.4 漏液对筛板塔，漏点气速实际孔速故在本设计中无明显漏夜4.5.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从取=0.65(HT+hw)=0.65×(0.5+0.04)=0.351而Hd=hp+hl+hd板上不设进口堰Hd=0.0353+0.07+0.0641=0.169m液柱Hd(HT+hw)，故在本设计中不会发生液泛现象。乙苯塔主要工艺条件一览表 表27 乙苯塔主要工艺条件 项  

37、0;    目单  位数  量项      目单位精馏段进料 F流量Kmol/h116.7塔板型式 筛板温度t85流程数程单压力mmHg145泛点气速Ufm/s0.577状态(q)液体分率1实际气速Um/s0.346塔顶 D流量Kmol/h53.35塔横截面ATm23.799温度t71.5气流通道截面Aam22.95压力mmHg112.5降液管截面Afm20.6079塔底 W流量Kmol/h63.35堰高hwm0.04温度t98堰长lwm1.76压力mmHg177.5开孔率%10.1塔

38、顶冷凝负荷Q冷kcal/h5.41×106筛孔直径m0.005塔底再沸负荷Q再kcal/h5.7176×106气体通过筛孔气速U0m/s3.34最小回流比Rmin 5.85干板压降hcm0.018实际回流比R 8.78气体通过液层压降hlm0.044实际塔板数NT块60漏液点气速Uo，minm/s2.77塔内径Dm2.2塔高H总m37.75精馏段塔板数块32加料板位置块第32块提馏段塔板数块28板间距HTm0.54.6 塔顶冷凝器负荷计算 塔顶冷凝器 P顶=112.5 mmHg T冷=48=48+273=321K 4.6.1 用下列公式试差计算e、xi、

39、yi xi=zi/(1-Ki)e+Ki     lnPio=A-B/(T+C)                            化学工程手册上卷P1-109表5-3 y=Kixi          

40、60;                     Ki=Pio/P                表28 计算结果组分Vi(kmol/h)ziT=48设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假设成立e=0.99 4.6.2 物料冷凝放热 物料冷却平均温度T=(71.5+48)/2+273=332.75K 物料冷凝温度 t=48 计算出各组分的Cpi(g)值： Cpi=A+BT+CT2+DT3 在查出各组分的H值，然后根据公式Cp=Cpizi     

42、           H=Hixi 计算结果列表 表29 计算结果 组成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 未凝气量=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 冷却水用量 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 换热面积 tm=(71.5-30)-(4

44、8-45)/ln(71.5-30)/(48-45)=14.65 K取400kcal/m2h        (化学工程手册P6-117 表9-2) A=Q放/Ktm=3.6×105/(400×14.65)=1122.23 m2 4.6.5 冷凝器热量衡算 Q冷=（R+1）V（HVD-HLD） 由化工设计手册P16-30及P16-206查得：以0为计算基准查得0100下的各组分的平均热容Cpi 及0的汽化热列表如下：表30 汽化潜热组分0100的平均热容Cpi0的汽化热©气体（a）kcal/kmol

45、K液体（b）kcal/kmolKKcal/kgKcal/kmolB21.2334.4761078346TB26.9239.8361029384EB33.2244.4389710282Sty31.4743.9929910296(a)已知t顶=71.5     求HVD 表31 计算结果组分yiHvi(kcal/kmol)HVD(kcal/kmol)a(t顶-0)+cHviyiB0.037410252.4543834.418TB0.093311801.4161101.072EB0.86713265.15611500.890Sty0.002413122.006

46、31.4931.000016467.873(b)求HLD HLi =b(t顶-0)     HLD=HLixDi 表32 计算结果组分xDiHLi(kcal/kmol)HLD(kcal/kmol)b(t顶-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 进料液带入的热量QF 已知：tf=85    Hf=hfixfi         Hfi=(tf-0)b     QF=FHf 表33 计算结果组分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 塔釜液带出的热量Qw t釜=98     QW=WHLW HLWi=( t釜-0)b        HLw=HLWixWi 表34 计算结果组分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 再沸器的热量Q再 假设热损失率为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 再沸器的计算 4.7.1 加热蒸汽消耗量 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 换热面积 取K=400kcal/m2h tm=(125-98)×2/2=27 A= Q再/Ktm=6.80×106/(400×27) =629.6m2 5 设备选型5.1 罐的选取 5.1.1 原料储罐(V-101)属于全厂性储罐，按一个月考虑，但实际情况生产量太大，所以按一天计算，已知：体积大小为： V，=(100×124.4/805.5)×24=370.6m3 充装系数为0.8V=370.6/0.8=463.3 m3选取500 m3 的卧式储罐1个公称容积：500m3 内径：8920mm拱顶高度：972mm罐壁高度：8920mm总高：9892 m