【年产量为2万吨的苯烷基化制乙苯的蒸出塔工艺设计13000字（论文）】

I第2章乙苯的工艺设计2.1化工设计图2.1.1物料流程图2.2工艺计算书2.2.1计算条件及基准设计条件一年工作日按300天计，一天以24小时计；苯单耗0.80吨(纯)/吨乙苯；精苯（原料苯）组成（质量%）：苯99.00%；甲苯0.95%；水0.05%；乙烯一次转化率100%（生成乙苯75.8%、二乙苯4.00%、三乙苯及树脂等2.50%）；机械损失1.5%；原料乙烯组成（mol%）：C2H4=95.00%、CH4=1.60%、C3H8=1.00%;催化剂络合物组成（质量%）：AlCl3=25.00%、二乙苯51.70%、三乙苯23.30%；AlCl3添加量为0.03吨/吨乙苯循环的AlCl3络合物量为0.35吨/吨乙苯;烃化塔操作温度95℃,操作压力1.3atm,为简化计算,设:甲苯不参加反应;乙苯以上按三乙苯计;新AlCl3络合物与循环络合物组成相同。冷凝器操作压力1.3atm,尾气在40℃下冷凝;进料温度：精苯及原料气25℃循环苯25℃；新AlCl3络合物65℃循环络合物65℃回流苯40℃乙苯纯度99.50%(质量%),尾气及其它损失的乙苯为产量的1%;烷基化反应器顶部蒸出的芳烃中苯占70%、甲苯占20%、乙苯占10%(质量%);热损失为输出热的(5~10%);气体空塔速度W=0.1m/s;反应器生产强度为153kg~170kg/(m3.h)。用于吸收塔顶(烃化塔)尾气中的苯的二乙苯量为600kg/h,温度为25℃,该二乙苯溢流后进入烷基化液中。2.3物料衡算2.3.1物料平衡示意图过程的化学反应方程式主反应:C6H6+C2H4→C6H5C2H5+Q副反应:C6H5C2H5+C2H4→C6H4(C2H5)2+QC6H4(C2H5)2+C6H6→2C6H5C2H5+Q计算基准:以每小时生产乙苯量为基准(纯乙苯)10000×1000÷(300×24)=1388.89kg/h因损失的乙苯量为产量的1%则反应生成的乙苯量为:1388.89÷(1-1%)=1402.92kg/h原料乙烯气进料量的计算乙烯理论消耗量为1402.92×M乙烯÷M乙苯=1402.92×28÷106=370.583kg/h乙烯实际消耗量为：370.583÷91%=407.234kg/h乙烯在生成物中的分配量为：用于乙苯的量：407.234×91%=370.583kg/h用于二乙苯的量：407.234×4%=16.29kg/h用于三乙苯的量：407.234×2.5%=10.180kg/h总损失量为：407.234×2.5%=10.180kg/h合计:407.234kg/h将原料乙烯气的mol%换算成质量%如下:表2-1原料乙烯气的换算组分C2H4CH4C2H6C3H8合计Mol%95.001.602.401.00100质量%94.9460.912,571.57100如C2H4（质量%）=0.9500×28÷(0.9500×28+0.0160×16+0.0240×30+0.010×44)=94.946%原料乙烯气总质量为：407.234÷94.946%=428.911kg/h其中：C2H4为：428.91×94.946%=407.232kg/hCH4为：428.91×0.91%=3.903kg/hC2H6为：428.91×2.57%=11.022kg/hC3H8为：428.91×1.57%=6.733kg/h原料新鲜苯量的计算原料新鲜苯量:因苯单耗为0.80吨/吨乙苯计(纯)故原料新鲜苯量为:0.80×1402.92÷0.99=1133.673kg/h其中:纯苯为1133.673×99%=1122.34kg/h甲苯为1133.673×0.95%=10.769kg/h水为1133.673×0.05%=0.5668kg/h合计：1133.673kg/h原料新鲜苯中苯量的分配为:用于生产乙苯的苯量为370.583÷28×78=1032.338kg/h用于生产二乙苯的苯量为16.289÷28×0.5×78=22.688kg/h用于生产三乙苯的苯量为10.181÷28÷3×78=9.454kg/h合计:1064.478kg/h苯损失量(包括尾气中的损失)为:1122.334-1064.478=57.856kg/h生成的产物量为:生成乙苯为:370.582÷28×106=1402.918kg/h生成二乙苯为:16.289÷28×0.5×134=38.977kg/h生成三乙苯为:10.181÷28÷3×162=19.635kg/h合计:1461.530kg/h循环苯量的计算进入反应器的苯量(不包括回流苯)因苯的单程转化率为35%,故进入烷基化反应器的苯量为:1064.478÷35%=3041.366kg/h循环苯量为:3041.366-1122.334=1919.032kg/h新鲜络合物用量的计算因添加新鲜AlCl3量为0.03吨/吨乙苯,所以新鲜络合物量为:0.03×1402.918÷0.25=168.350kg/h由络合物组成:AlCl3=25.00%、二乙苯=51.70%、多乙苯=23.30%得:新鲜络合物中各物质的量为：AlCl3为：168.350×25.00%=42.088kg/h二乙苯为：168.350×51.70%=87.037kg/h多乙苯为：168.350×23.30%=39.226kg/h合计：168.350kg/h循环络合物量的计算因循环AlCl3络合物量为0.35吨/吨乙苯,故循环AlCl3络合物量为:0.35×1402.918=491.021kg/h其中:AlCl3为；491.021×25.00%=122.755kg/h二乙苯为;491.021×51.70%=253.858kg/h多乙苯为:491.021×23.30%=114.408kg/h合计:491.021kg/h尾气(冷凝器出口)量的计算尾气中的乙烯量因尾气中的乙烯损失量为1%，故尾气中的乙烯量为:407.233×0.01=4.072kg/h尾气中的惰性气体量因原料C2H4中带入的CH4、C2H6、C3H8不参加反应则尾气中各组分的量为:表2-2各组分的量组分C2H4CH4C2H6C3H8合计质量%4.0723.90311.0236.73425.732Mol%0.14540.24390.36740.15300.9097尾气中夹带的HCl的计算假定由原料新鲜苯中带入的水与三氯化铝反应生HCl全部跑到尾气中去，因：3H2O(l)+AlCl3=Al(OH)+3HCl(g)3×18133.5783×36.50.567zyx设生成HCl为xkg、Al(OH)3为ykg、消耗AlCl3为zkg，则：生成的HCl量为：x=3×36.5×0.567÷(3×18)=1.150kg生成的Al(OH)3量为：y=78×0.567÷(3×18)=0.819kg消耗的AlCl3量为：z=133.5×0.567÷(3×18)=1.402kg尾气中夹带的苯、甲苯、乙苯量的计算（假定尾气中不含二乙苯以上的烷基苯，尾气中苯、甲苯、乙苯馏分达饱和量）由：（式中：PfD为苯、甲苯、乙苯的饱和蒸汽压;P气为除了苯、甲苯、乙苯以外气体的分压；n气为除了苯、甲苯、乙苯以外的气体的摩尔数；nfD为苯为摩尔数）尾气中n气量为:n气=0.9097+0.567÷18=0.9412kmol由《化工工艺及计算》查得苯、甲苯、乙苯的安托因方程为苯:lnP=14.1603-2948.78÷(T-44.5633)(kPa)甲苯:lnP=14.2515-3242.38÷(T-47.1806)(kPa)乙苯:lnP=13.9698-3257.17÷(T-61.0096)(kPa)将T=40+273.15=313.15K代入上述三式可得苯、甲苯、乙苯的饱和蒸汽压分别为:P苯=24.0810kPa=0.2377atm;P甲苯=7.8515kPa=0.0775atm;P乙苯=2.8626kPa=0.0283atm尾气中带走的苯量为:m苯=0.2339×78=18.2431kg同理可得尾气中带走的甲苯量为:n甲苯=0.0763kmol、m甲苯=0.0763×92=7.016kg尾气中带走的乙苯量为:n乙苯=0.0278kmol、m甲苯=0.0278×106=2.952kg尾气的总质量为:25.732+1.150+18.243+7.016+2.952=55.093kg将尾气中各组分的量整理成如下表:表2-3尾气中各组分的量组分C2H4CH4C2H6C3H8HCIC6H6C6H5CH3C6H5C2H5合计kg数4.0723.90311.0236.7341.15018.2437.0162.95255.093质量%7.3917.08420.00812.2232.08733.11312.7355.358100.00kmol数0.14540.24390.36740.15300.03150.23390.07630.02781.2792mol%11.36619.06728.72111,9612.46218.2855.9652.173100.00烷基化液量的计算:烷基化液的总重量=循环苯+(产物乙苯-尾气损失乙苯)+二乙苯(包括生成的+新鲜络合物中的+循环络合物中的)+三乙苯(生成的+新鲜络合物中的+循环络合物中的)+AlCl3[(新鲜络合物+循环络合物)-反应掉的]+(新鲜原料苯中甲苯量-尾气中甲苯量)+生成的Al(OH)3量=1919.032+(1402.918-2.952)+(38.977+87.037+253.858)+(19.635+39.266+114.408)+(42.088+122.755-1.402)+0.819+(10.770-7.016)=4040.153kg/h烷基化液经沉降分离后,分离出三氯化铝络合物后苯、乙苯馏分量为:循环苯+(产物乙苯-尾气带走乙苯)+(生成二乙苯+生成三乙苯)+(甲苯-尾气带走甲苯)=1919.032+(1402.918-2.952)+(38.977+19.635)+(10.770-7.016)=3381.364kg/h排除的废络合物量的计算排除的废络合物量为:进入系统的络合物总量-循环络合物量,即为:新鲜络合物+循环络合物量-反应掉的三氯化铝+生成的Al(OH)3量-循环络合物量=168.350-1.402+0.819=167.767kg/h2.4热量衡算烷基化反应器工艺流程及温度控制图(见物料衡算)热量平衡示意图如下:选基准温度为25℃物料带入热的计算原料乙烯带入热Q1∵t1=25℃=t0∴Q1=0新鲜原料苯带入热Q2∵t2=25℃=t0∴Q2=0回流苯带入热Q3Q3=m33PC(t3-t0)式中恒压平均热容由苯、甲苯、乙苯三部分组成查得25~40℃上述三者的恒压平均热容分别为:1.65、1.69、1.75kJ/(kg.K),回流苯的组成分别为0.70、0.20、0.10,代入公式可得:Q3=25.02m3·kJ循环苯带入热Q4∵t4=25℃=t0∴Q4=0新鲜络合物和循环络合物带入热Q5+Q6Q5+Q6=[mAICI3cpAICI3+(m二乙苯+m多乙苯)cp二多乙苯](t5-t0)二乙苯、多乙苯以同样的恒压热容处理,查得:AlCl3、二乙苯的恒压热容值分别为:3.35、2.03kJ/(kg.K)代入公式得:Q5+Q6=[(42.09+122.76)×3.35+(87.04+39.23+253.86+114.41)×2.03]×(65-25)=62293.51kJ烷基化反应热Q7(为便于计算烷基化反应热均按生成乙苯计)=-12.47-52.26-48.66=-113.39kJ/mol乙苯=-1069.72kJ/kg乙苯(查得:乙烯、苯(液)、乙苯(液)的标准生成热分别为:52.26、48.66、-12.47kJ/mol)Q7=1069.72(1402.918+38.977+19.635)=1563427.87kJ二乙苯带入热Q二乙苯=0所以物料带入的热Q入=∑Qi=1625721.38+24.9776m3kJ物料带出热的计算塔顶气体带出热Q8(a.计甲苯b.不计甲苯)以下仅给出了a.计甲苯的情况查得尾气中各气体的cp=f(T)=a+b×10-3T+c×10-6T2+d×10-9T3中各系数如下:表2-4尾气中各气体系数组分abcdC2H43.803156.583.4317.54CH419.2452.09-11.97-11.31C2H65.406178.069.338.707C3H8-4.222306.1158.532.12C6H6-33.89474.0301,571.25C6H5CH3-24.34512.1276.449.08C6H5C2H5-43.07706.7480.7130.0HCI26.534.602-1.088T^2将平均温度T=0.5×(95+25)+273.15=333.15K代入可得其混合气体的平均恒压摩尔热容为:66.6117kJ/(kmol.K)Q8=n8cp(t8-t0)=1.28×66.62×(95-25)=5964.68kJ塔顶蒸发热及蒸发的苯蒸气出的热Q9(包括尾气中苯等的蒸发热)(a.计甲苯,b.不计甲苯)表2-5苯、乙苯、甲苯正常沸点、正常沸点下的蒸发热及临界温度组分ΔHvb(kJ/mol)tc℃tb℃ΔHv25℃(kJ/mol)苯30.78288.9580.0933.64乙苯35.59343.94136.2041.89甲苯33.21318.57110.6337.86根据松(Waston)公式计算25℃下的汽化潜热列在上表中如苯：由瓦松公式（文献值为33.85）Q9=(n尾苯+n回苯)[ΔH苯25℃+cp苯(t9-t0)]+(n尾甲苯+n回甲苯)[ΔH甲苯25℃(t9-t0)]+（n尾乙苯+n回乙苯）[ΔH乙苯25℃+cp乙苯]（t9-t0）]=(0.2339×103+0.70m3×103÷78)[33.64+93.1945×10-3×(95-25)]+(0.0763×103+0.20m3×103÷92)[37.86+117.4036×10-3×(95-25)]+(0.0278×103+0.10m3×103÷106)[41.89+143.8216×10^-3×(95-25)]=14354.46+509.6293m3kJ烷基化液中苯—乙苯馏分带出热Q10计算(a.b)Q10=∑micPi(t10-t0)(二乙苯、三乙苯以同样的恒压平均摩尔热容处理)查得:二乙苯、三乙苯平均恒压热容为0.50kcal/(kg.K)=2.0920kJ/(kg.K)苯:CP=-7.27329+7.70541×10-1T-1.64818×10-3T2+1.89794×10-6T3kJ/(kmol.K)甲苯:CP=1.80826+8.12223×10-1T-1.51267×10-3T2+1.63001×10-6T3kJ/(kmol.K)乙苯：CP=14.0673+8.70264×10-1T-1.47733×10-3T2+1.51193×10-6T3kJ/(kmol.K)将平均温度333.15K代入上述三式中分别可得苯(l)、甲苯(l)、乙苯(l)的平均恒压摩尔热容为:136.6809、164.7819、195.9335kJ/(kmol.K),化成以kJ/(kg.K)单位分别为:1.7523、1.7911、1.8484kJ/(kg.K)代入Q10计算式中得:Q10=[1919.032×1.7523+1399.966×1.8484+(38.977+600+19.635)×2.0920+3.754×1.7911]×(95-25)=513446.99kJ烷基化液中三氯化铝络合物带出热Q11Q11=∑micpi(t10-t0)(二乙苯、三乙苯以同样的恒压平均摩尔热容处理,少量的Al(OH)3以AlCl3计算)查得二乙苯、AlCl3的恒压平均热容分别为:2.0920、3.3472kJ/(kg.K)Q11=[(87.037+39.226+253.858+114.408)×2.0920+(40.686+0.819+122.755)×3.3472]×(95-25)=110905.60kJ反应器热损失Q12取输出总热量的10%,即:Q12=10%(Q8+Q9+Q10+Q11)代入数据得:Q12=64467.17+50.96293m3kJ因此:∑Q出=709138.91+560.5922m3由热平衡∑Q入=∑Q出得:1625721.38+24.9776m3=709138.91+560.5922m3解之得：m3=1711.2724kg所以塔顶蒸出的芳烃中苯、甲苯、乙苯分别为1197.891、342.255、171.127kg所以带入、带出的各部分热为：Q3=24.9776m3=42743.48kJQ9=14354.46+509.6293m3=886469.00kJ、Q12=64467.17+50.96293m3=151678.62kJ表2-6热平衡表(基准:1小时、25℃)序号输入输出项目热量（KJ/h）%项目热量（kJ/h）%1原料乙烯带入热Q100塔顶尾气带出热Q85964.180.362新鲜原料苯带入热Q200蒸发热及蒸发后蒸汽带出热Q9886469.0053.133回流苯带入热Q342743.4812.564循环苯带入热Q400烷基化液中苯—乙苯带出热Q10513446.9930.775新鲜络合物带入热Q515904.810.956循环络合物带入热Q646388.702.78AlCl3络合物带出热Q11110905.606.657烷基化反应热Q71563427.8793.70热损失Q12151678.629.09总计1668464.86100.00总计1668464.89100.002.5烷基化反应器冷凝器负荷及冷却水量的计算尾气中考虑甲苯时 Q尾=n尾Cp尾(t尾-t0)Cp尾=ΣyiCpi将平均温度305.65K代入CP=f(T)中可得Cp尾=PΣyiCpi=61.8330kJ/(kmol.K)Q尾=1.2792×61.8330×(4025)=1186.45kJQ负荷=(Q8+Q9)-(Q3+Q尾)=(5964.68+886469.00)(42743.48+1186.45)=848503.75kJ而Q负荷=G冷却水CP水ΔT时即848503.75=G冷却水×4.1868×5故G冷却水=40532.33kg/h=40.532吨/小时2.5.1烷基化液冷却器负荷及冷却水量的计算尾气中考虑甲苯时25~65℃苯(l)、乙苯(l)、甲苯(l)的平均恒压热容分别为1.6944、1.7934、1.7347kJ/(kg.K)废络合物中少量Al(OH)3以AlCl3计，二乙苯、多乙苯的平均恒压热容用二乙苯处理，查得AlCl3、二乙苯的平均恒压热容分别为3.3472、2.0334kJ/(kg.K)Q液=[1919.032×1.6944+1399.966×1.7934+(38.977+19.6357+600)×2.0334+3.754×1.7347]×(6525)=284319.26kJQ废=[(40.686+0.819)×3.3472+(87.037+39.226)×2.0334]×40=15826.75kJQ负荷=(Q10+Q11)-(Q6+Q废+Q液)=(513446.99+110905.60)(46388.70+15826.75+284319.26)=277817.88kJ而Q负荷=G冷却水cP水ΔT时即:277817.88=G冷却水×4.1868×5故：G冷却水=13271.13kg/h=13.271吨/小时2.6设备计算2.6.1反应器直径D的确定烷基化反应器烃化塔取设计裕量为5%原料气体积流量V的计算温度取全塔平均温度即(25+95)×0.5=60℃=333.15KV=1.05nRT/P=1.05×(15.3083×8.314×333.15)/(1.3×101325×10-3)=337.99立方米每米空塔速度ω=0.1m/S(由经验数据得到)反应器截面积F=V/(3600ω)=337.99/(3600×0.1)=0.9689m×2反应器直径D=√4F/π=√4×337.99÷(3600×π×1.1×2)=0.0988m/SmFD0933.19389.044反应器高度的确定a)液相体积Vr取反应器单位容积生产能力为170kg/(h.m3)、生产任务为1402.918kg/h生产裕量取5%Vr=1402.918×105%÷170=8.6651m3b)气体保留体积Vd烷基化的重度近似等于苯的重度取γl=810kg/m3、表面张力σl=20达因/厘米空塔速度ω=0.0988m/S。由经验公式得气体保留量h为：h=ώ/0.00685γ×(1/3)σ×(1/3)+1.84ώ=Vd/Vr+Vd=0.0988/(0.00658×810×(1/3)×20×(1/3)+1.84×0.0988)=0.2782Vd=Vr×h/(1-h)=8.6651×0.2782/(1-0.2782)=3.3399m³c)分离段体积因为D=1.1m<1.2m故取Hg=1mVg=FHg=(π/4)D²Hg=(π/4)×1.1²×1=0.9503m³d)无效体积Vh采用圆形封头故取Φh=1.0所以Vh=πD³/(12Φh)=π×1.1³÷(12×1)=0.3485m³e)反应器总体积VrVr=Vr+Vd+Vh=8.6650+3.3399+0.9503+0.3485=13.3038m³H=Vr/F=13.3038/(π/4×1.1²)=14.00m第3章苯蒸出塔3.1苯蒸出塔物料衡算3.1.1苯蒸出塔物料衡算—清晰分割表3-1已知数据表(因甲苯含量很少可忽略）组分苯乙苯二乙苯三乙苯合计Kg/h1919.0321399.966638.97719.6353977.61质量/％48.24635.19616.0640.494100.00Kmol/h24.603013.20724.76850.121242.6999mol％57.61830.93011.1680.284100.00全塔物料衡算取乙苯为重关键组分苯为轻关键组分塔顶乙苯0.25%(质量%)顶压1.05kg/cm²塔底苯0.25%(质量%)底压1.40kg/cm²则D+W=3977.611919.302=D×(10.25%)+W×0.25%解之得D=1918.681W=2058.929表3-2计算结果列表塔顶塔釜组分苯乙苯合计苯乙苯二乙苯三乙苯合计Kg/h1913.8844.7971918.6815.14731395.170638.97719.6352058.929质量%99.750.25100.000.2567.76231.0340.954100.00Kmol/h24.53700.045324.58230.066013.16204.76850.121218.1177mol%99.8160.184100.000.36472.64726.3200.669100.003.1.2苯蒸出塔操作条件的确定塔顶温度的确定已知苯蒸出塔塔顶压力为1.05kg/cm²设tD=81℃苯、乙苯的饱和蒸汽压计算公式(安托因方程)lnP=AB/(T+C)mmHg苯A=15.9008B=2788.51C=52.36乙苯A=16.0195B=3279.47C=-59.95将T=81+273.15代入计算式可得苯、乙苯的和蒸汽压分别为781.2523、130.6371mmHg表3-3计算数据一览表组分塔顶气相组成Ydimol%tD=81℃Pd=1.055kg/cmKi=Pi/PdXi=yDi/Kiαij苯99.8161.011398.6965.9803乙苯0.1840.16911.08801合计100.0099.784因Σxi近似等于100故塔顶温度可认为81℃3.1.3塔底温度的确定已知苯蒸出塔塔底压力为1.40kg/cm²因无法查得三乙苯的蒸汽压，现就用二乙苯的蒸汽压数据代替，计算之步骤与塔顶温度的计算相同二乙苯的安托因常数为:二乙苯:A=16.1140B=3657.22C=71.18现假设tw=156℃计算得到苯、乙苯、二乙苯、三乙苯的饱和蒸汽压分别为4915.257、1257.4761、364.1062、364.1062mmHg表3-4结果计算表组分塔底液相组成ximol%tD=156℃Pd=1.40kg/cm²Ki=Pi/PdYi=Ki×xiαij苯57.6181.563089.9005.2073乙苯30.9300.29969.2681二乙苯11.1680.06450.7200.2153三乙苯0.2840.06450.0180.2153合计100.0099.906因Σyi近似等于100故塔底温度就可认为156℃3.1.4进料位置的确定在泡点进料的情况下可以应用下面的半经验公式来确定精馏段和提馏段的板数。具体如下:n+m=Nm/n={(W/D)(xhf/xjf)(xrw/xad)²}*0.206式中:m—提馏段塔板数n—精馏段塔板数。D=1918.681kmol/h、w=2058.929kmol/hXhf=0.30930,xiw=0.00364,xif=0.57618,xad=0.00184m/n={(2058.929/1918.681)(0.30930/0.57618)(0.00364/0.00184)²}*0.206=1.1823m+n=40解之得m=18.3≈18(提馏段板数)、n=21.7≈22(精馏段板数)加料板从顶部数起的第23块板进料温度的确定设进料为饱和液体具体步骤同前P=0.5(Pd+Pw)=0.5(1.05+1.4)=1.225kg/cm²假设t=101.5℃计算得到苯、乙苯、二乙苯、三乙苯的饱和蒸汽压分别为1406.1678、270.0371、58.1288、58.1288mmHg表3-5计算结果表组分进料液相组成ximol%tD=101.5℃P=1.225kg/cm²Ki=Pi/PdYi=Ki×xiαij苯57.6181.563089.9005.2073乙苯30.9300.29969.2681二乙苯11.1680.06450.7200.2153三乙苯0.2840.06450.0180.2153合计100.0099.906因Σyi近似等于100故塔底温度就可认为101.5℃3.2最小回流比的计算与最小理论板Nmin的计算泡点进料q=1最小回流比Rmin的计算，采用恩德伍德Underwood公式，即Σαijxᵢ/(αij-θ)=1-q=0①Rmin=Σαijxͭͥ/(αij-θ)-1②θ为式①的根当关键组分相邻时，在轻、重关键组分对基准组分的相对挥发度之间仅有一个根即αͪj<θ<αij之间假定的（i表示轻关键组分、h表示重关键组分)经多次度差方能确定即试差到Σαijxᵢ/(αij-θ)=1时为止。最后试差到2.659表3-6计算结果表组分进料液相组成ximol%αijαij×xᵢαij-θαijxͭͥ/(αij-θ)苯57.6185.20733.00032.51231,。1492乙苯30.93010.3093-1.695-0.1825二乙苯11.1680.21530.0240-2.4797-0.0097三乙苯0.2840.21530.0006-2.4797-0.0002合计100.001.0018表3-7对塔顶物料的计算结果表组分塔顶液相组成ximol%αijxͭͥ/(αij-θ)苯99.8162.0689乙苯0.184-0.0011合计100.002.0678所以Rmin=2.06781=1.067采用芬斯克方程式计算Nmin=Lg{(0.99816/0.00184)ɒ(0.72647/0.00364)ѡ}/Lg3√(5.9803×5.2073×3.9088)-1=6.242块3.3实际回流比与理论塔板数3.3.1理论塔板数首先用捷利兰(Gilliland)关联图求出实际回流比下的理论板数取R=1.15Rmin=1.15×1.0678=1.2280则(R-Rmin)/(R+1)=(1.2281.0678)/(1.228+1)=0.0719查Gilliland关联图可得Nmin)/(N+2)=0.56，将Nmin=6.2426代入可得N=16.73块3.3.2实际塔板数的确定由经验值可知Eᴛ=42%(板效率)故:Nᴛ=N/Eᴛ=16.73/42%=39.84块≈40块3.4塔内气、液相负荷的计算3.4.1精馏段(假设为恒摩尔流)∵V=L+DR=L/D∴L=RD=1.228×24.5823=30.187kmol、V=L+D=(1.228+1)D=54.769kmol为便于计算,塔顶以纯苯计查得P=1.05kg/cm²、t=81℃时的苯的物性参数如下ρl=0.812×10kg/m³ρg=PM/(RT)=1.05×9.807×10*4×10*3×78/(8.314×(273.15+81))=2.728kg/m³μl=0.317CP=0.317×10³Pa.S、μg=0.0092CP=0.0092×10³Pa.Sσl=21.2×10³N/m气体流量Vg=nRT/P=1×8.314×(273.15+81)/1.05×9.807×104×10³=1566.06m³/h=0.435m³/s液体流量:∵ml=30.187kmol/h=2356.140kg/h∴Vl=m/ρ=2356.140/(0.812×10³)=2.902m³/h=8.060×10*4m³/s液气流动参数:Fly=Vi/Vg(ρs/ρg)0.5=2.902/1566.06×(812/2.728)0.5=0.0320选塔板间距Hт=0.450m查图12-5下册P204得C20=0.084m/s气相负荷因子为:C=C20{σ/σ20}*0.2=0.084×{21.2×10³}*0.2=0.08503.4.2提馏段（假设为恒摩尔流)∵是泡点进料∴Lˊ=L+F=30.187+42.6999=72.887kmol、Vˊ=V=54.769kmol查得P=1.40kg/cm²、t=156℃时的各组分的物性参数如下(因有些数据无法查得故以乙苯为主且提馏段中有些计算就以精馏段计算为准):ρl=0.74×10³kg/m³ρg=PM/(RT)=1.40×9.807×10*4×10-³×113.642/(8.314×429.15)=4.373kg/m³M=∑xiMi=78×0.00364+106×0.72647+134×0.26320+162×0.00669=113.642μl=0.223×10-³Pa.S第4章塔设备设计4.1塔的工艺条件及物性数据计算4.1.1塔径的计算泛点气速Uf为:Uf=C{ρl-ρg/ρg}*0.5=0.085{812-2.728/2.728}*0.5=1.464m/s取实际气速为泛点气速Uf的60%则Uˊ=60%Uf=0.60×1.464=0.878m/s气体的流通截面(即塔的横截面积扣除降液管所占面积)Aˊ为:Aˊ=Vg/Uˊ=0.435/0.878=0.495m²假定板上液流方式取单流型(也称径流型)并取堰长(lw)为塔径D的0.75倍查图12-23下册P221得降液管的截面积Afˊ对塔的横截面积Aтˊ的比值为Afˊ/Aтˊ=0.117故气体流通截面积Aˊ对于塔的横截面之比为Aˊ/Aтˊ=10.117/1=0.883∴Aтˊ=Aˊ/0.883=0.495/0.883=0.561m²塔径Dˊ为:Dˊ={4Aтˊ/Π}*0.5=(4×0.561/Π)*0.5=0.845m取实际塔径D为0.90m塔的横截面积Aт为:Aт=π÷4×0.90²=0.636m²气体通道截面A为:A=0.636×0.883=0.561m²降液管横截面Af为:Af=0.6360.561=0.075m²经面积校核后的实际气速为U=Vg/A=0.435/0.561=0.775m/s实际气速与泛点气速的比值为U/Uf×100%=0.775/1.464×100%=52.3%4.1.2塔高40块塔板安4个人孔孔径600mm裙座取3m第一块板到塔顶取1m板间距HT=0.45m所以塔高H总=40×0.45+0.600×4+3+1=24.40m4.2堰的计算已求得塔径为0.90m流体流量为2.902m³/h在此情况下按与册表12-1数据原所选单流型合适已取堰长为塔径的0.75倍得堰长lw为:lw=0.75D=0.75×0.95=0.675m堰液头how的计算(堰上液层高度)由:Vl/lw*2.5=2.902/0.675*2.5=7.752查得:(下册图12-9)液流收缩系数E为E=1.015hl—泡沫层沉清高度、hL—板上液层高度下册P206弗朗西斯Francis公式得hf—泡沫层高度、ho—降液管底缝隙高度∴h=2.84/1000E(Vl/lw)*(2/3)=2.84/1000×1.015(2.902/0.675)*(2/3)=0.0076m(适用于平直堰最小不能低于6mm)取堰高hw=0.05m则堰高和堰液头之和为hw+how=0.05+0.0076=0.0576m4.3筛孔直径和塔板布置取筛孔直径do=4mm(一般在3~8mm推荐使用4~5mm)筛孔间距t=3do=12mm(t=2.5~5do)在有效截面上塔板的开孔率为:Ψ=(筛孔面积A0/开孔区面积Aa)×100%=(1/2)×(π÷4)d²/(1/2)t×t×Sin60×100%=10.08%取塔板上安定区宽度Ws=0.07m边缘区宽度Wc=0.05m按已知堰长和塔径比值lw/D=0.75查下册P221图12-23得Wd=0.17D=0.17×0.90=0.153m鼓泡区宽度的(1/2)值x值为x=D/2(Wd+Ws)=0.90/2(0.153+0.07)=0.227m鼓泡区半径r的计算r=D/2Wc=0.90/20.05=0.40m塔板上开孔区有效面积总Aa为Aa=2{x(r*2-x*2)*2+r*2Sin*-1(x/r)}=2{0.227(0.40*2-0.227*2)*0.5+0.4*2Sin*-1(0.227/0.40)}=0.3426m*2开孔区面积/塔板面积为Aa/AT=0.3426/0.636=0.539筛孔总面积Ao=Aa×φ=0.3426×0.1008=0.0345m2筛孔数N=Ao/ao=0.0345÷(π÷4×0.0042)=2748个气流通过筛孔的气速Uo为Uo=Vg/Ao=0.435/0.0345=12.61m/s4.4气液通过塔板的压降气液通过塔板的压降由气流通过干板的压降和液层的压降所组成a)干板压降(hd)(P207式12-21)取筛孔厚度为2mm则板厚/孔径=2/4=0.5已知筛孔总面积Ao=0.0345m2气体流通面积A=0.561m2Ao/A=0.0345/0.561=0.0615(自由截面百分率)由Ao/A查图12-10(下册P208)得Co=0.71(孔流系数)Hd=ρg/(2gρ)(U/C*2=1/(2*9.81)×(2.728/812)*2×=0.054m液柱b)气流通过液层的压降(hl)[下册P208式12-27]hl=β(hw+how)(式中β充气系数可按鼓泡截面上的气体动能因子F查图12-11得到)F=Uρg0.5=0.775×2.7280.5=1.280查图12-11得β=0.63hl=0.63(0.05+0.0076)=0.0363m液柱c)气体通过一块塔板的总压降(hp)hp=hd+hl=0.054+0.0363=0.090m液柱液面落差△(下册P209式12-29)平均液体宽度b=(D+lw)×0.5=(0.90+0.90×0.75)×0.5=0.7875m液体流通长度Zˊ=D-2wd=0.90-2×0.153=0.594m泡沫层高度hf=2.5hL=2.5×0.0576=0.144m(根据下册P205)得△=0.0476(0.7875+4×0.144)*2×0.317×8.06×10*4×0.594/(0.7875×0.144²)(812-2.728)=1.138×105m远小于0.5hd=0.027m(式中μl单位为m.N.s/m2)落差很小满足工艺要求4.5液体在降液管内的停留时间(τ)已求得降液管截面积Af=0.075m2τ=Af×HT/Vl=0.075×0.45/(8.06×104)=41.87(秒)>>(3~5秒)停留时间足够降液管不发生液泛的校核Hd=hw+how+△+hr+hp式中Hd——降液管内液层高度hw——堰高how——堰上液层高度hr——液体通过降液管的压降hp——液体通过一块板的压降。hr=hr1+hr2h1=0.153(8.06×10*4/0.675×0.035)*2=0.0002mH2=0.1(8.06×10*4/0.675×0.035)=0.0001m式中h0——降液管底部与塔板之间的缝隙宽度一般不宜小于20~25mmhr1——液体流经降液管底部缝隙的压降hr2——液体流经进口堰的压降A0——液体流经进口堰时的最窄截面。上述计算中取h0=0.035m、A0=lw×h0=0.675×0.035=0.0236m2hr=hr1+hr2=0.0002+0.0001=0.0003mHd=0.05+0.0076+1.138×10-5+0.003+0.090=0.148m为防止液泛降液管的总高度应大于管内泡沫层的高度即:(HT+hw)≥Hd/ɸπɸ为相对泡沫密度一般情况下可取ɸ=0.5(下册P210)∴Hd/ɸ-hw=0.148/0.5-0.05=0.246m<HT=0.45m∴不会发生液泛(15)降液点气速的计算a)板上清液层高度(用式12-37P211)hL=0.0061+0.725hw-0.006F+1.23(Vl/b)(式中F动能因子)F=Uaρg0.5=0.775×2.7280.5=1.280、b—平均液流宽度为0.5(lw+D)hL=0.0061+0.725×0.05-0.006×1.280+1.23×8.06×10-4/007875=0.0359mb)漏液点气速的计算由hL查P211图12-12得干板压降hd为0.0106m液柱用式12-21(P207)计算漏液点气速得：Uow=(2×9.81×0.0106×812/2.728)*0.5×0.71=5.586m/s式中C0——孔流系数，已求得实际孔速为U0=12.61m/s筛板塔的稳定系数K为：K=U0/U0w=12.61/5.586=2.26>(1.52.0)(依据P211)所以不会发生漏液4.6液沫夹带量的计算由液气流动参数和泛点百分率查图12-8下册P206。已知Flv=0.032、泛百分率为52.3%查得液沫夹带分率Ψ=0.025kg/kg液体即夹带百分率为0.025/(1+0.025)×100%=2.44%10%所以在此情况下不会发生过量液沫夹带对板效率影响甚微满足工艺要求。4.7塔顶冷凝器负荷V=L+D=(R+1)D=(1.228+1)×1918.681=4274.821kg∵塔顶苯含量为99.816%(mol%)∴就用纯苯的汽化潜热计算P=1.05kg/cmt=81℃的冷凝热查手册2-4-3图13-93得苯、乙苯的汽化潜热分别为94.5、88kcal/kg∴Q=4274.821×4.1868×(99.75%×94.50.25%×88)=1.6911×10*6kJ/h4.8塔底再沸器的负荷∵V=4274.821kg塔釜P=1.40kg/cm2、t=156℃温度查得苯、乙苯、二乙苯、三乙苯的汽化潜热分别为80、78、74、74kcal/kg∴Q=4274.821×4.1868×(0.25%×80+67.762%×78+31.034%×74+0.954%×74)4.8.1苯蒸出塔主要工艺条件汇总表表4-1苯蒸出塔主要工艺条件汇总表项目单位数量项目单位精馏段进料F流量kg/h3977.61塔板型式筛板温度t℃101.5流程