【文章內(nèi)容簡介】 全車間的物料衡算進料中：苯：（wt） 乙烯：（wt）①每小時精苯乙烯（100%）的量年產(chǎn)量：5萬噸=50000000 kg 生產(chǎn)時間：7200h苯乙烯分子量： kg/kmol 產(chǎn)出量：②脫氫裝置產(chǎn)生的苯乙烯量*= kg/h= kmol/h全車間苯乙烯的損失量：= kg/h = kmol/h③烴化工段應(yīng)成產(chǎn)的乙苯的數(shù)量：即： 新鮮乙苯量：()/ (%)= kg/h= kmol/h乙苯損失量：*%= kg/h 乙苯精餾的物料衡算：1）分離要求：循環(huán)苯塔： 頂：乙苯≤%底：苯，甲苯≤%乙苯塔：頂：二乙苯≤底：乙苯≤%表31 烴化液組成Table 31 ofliquid hydrocarbon ponent原料量kg/h含量 wt%摩爾質(zhì)量kmol/h摩爾分率苯(1)甲苯(2)乙苯(3)二乙苯(4)三乙苯(5)焦油(6)總計烴化液總量：27515060 kg/h2）按多組分精餾確定關(guān)鍵組分揮發(fā)度高的甲苯作為輕關(guān)鍵組分在塔頂分出，揮發(fā)度低的乙苯作為重關(guān)鍵組分在塔底分出。F= XW2= XD3=FxF苯=DXD1FxF甲苯= DXD2+WXW2 FxF乙苯= DXD3+WXW3FxF二乙苯= WXW4 FxF三乙苯= WXW5 FxF焦油=WXW6DXD1+DXD2+DXD1=1 WXW2+WXW3+WxW4+WXW5+WXW6=1將相應(yīng)數(shù)據(jù)代入上述式子可得到下列結(jié)果：D= kg/h W= kg/h XD1= XD2=XW3= XW4= XW5= XW6=數(shù)據(jù)結(jié)果如下表所示：表32 物料含量苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯焦油XDi（wt%）X Wi（wt%）3）對于乙苯塔：輕關(guān)鍵組分：乙苯重關(guān)鍵組分：二乙苯F= XW2= XD3=F=D+WFxF甲苯= DXD2 FxF乙苯= DXD3+WXW3 FxF二乙苯= DXD4+WXW4FxF三乙苯= WXW5 FxF焦油=WXW6DXD2+DXD3+DXD4=1 WXW3+WxW4+WXW5+WXW6=1將表32中的相應(yīng)數(shù)據(jù)代入上述式子可得到下列結(jié)果：D= kg/h W= kg/h XD2= XD3=XW4= XW5= XW6=數(shù)據(jù)結(jié)果列表如下：表33 乙苯塔物料含量甲苯乙苯二乙苯三乙苯焦油XDi（wt%）X Wi（wt%）1）摩爾流率的計算以甲苯為例：*，其余類似。 塔頂：甲苯： kmol/h %（mol）乙苯： kmol/h %（mol）二乙苯：（mol）D= kmol/h塔頂組成：xD= 塔底：乙苯： kmol/h %（mol）二乙苯： kmol/h %（mol）三乙苯： kmol/h %（mol）焦油： （mol）W= kmol/h塔底組成： xW=進料F= kmol/h進料組成：xF=表34 進料摩爾含量甲苯（2）乙苯（3）二乙苯（4）三乙苯（5）焦油（6）xDi（wt%）xWi（wt%）xDi（wt%）xWi（wt%）表35 物料總摩爾含量甲苯乙苯二乙苯三乙苯焦油kmol/h%（wt）2）塔頂溫度的計算塔頂壓力為 kPa（ mm Hg）此壓力下露點溫度，即為TD,數(shù)學(xué)模型如下： y甲苯= K甲苯=1/（（+T）） y乙苯= K乙苯=1/（（+T）） y二乙苯=0001 K甲苯=1/（（+T））當(dāng)上式不符合ε時，f(T)=ΣBi*yi/Ki(T+ci)178。，Tn+1 =Tn+f(T)/f180。(T)即Tn+1 =Tn+(Σ(yi/Ki) )/( ΣBi*yi/Ki(T+ci)178。)經(jīng)過迭代計算得： TD==℃3）塔釜溫度的計算塔釜壓力為P= kPa()，此壓力下的溫度即為泡點溫度Tw，Ki=(1/P)*exp(AiBi/(Ci+T))f(T)= ∑Kixi=1f(T)= ∑Kixi{Bi/(Ci+t)178。}Tn+1=Tn* f(T)/ f(T)=Tn*∑Kixi /∑Kixi{Bi/(Ci+t)178。}經(jīng)過迭代計算得Tw==℃4）進料溫度的計算據(jù)露點（TB）,泡點（TD），并初定進料壓力為：p==由于泡點進料，數(shù)學(xué)模型與塔釜相同。 TF==℃已知為泡點進料q=1，因為此時精餾段與提留段上升蒸汽的流量相等，故塔徑計算較方便，操作宜控制。欲進行次運算應(yīng)作以下兩點假設(shè)：1).塔內(nèi)汽液相均勻且為衡摩爾流。2).各組分的相對揮發(fā)度均為常數(shù)。1）相對揮發(fā)度α的計算塔頂 α13= α23=進料 α13= α23=塔釜 α13= α23=α=（**）1/3= α=（**）1/3=α=2）回流比的計算因為q=1，xF=xe=yi=α*xi/(1+(α1)*xi)= Rmin/( Rmin+1)=( xi/yi)/( yi xi)= 則：Rmin=R= 即R約為1選擇回流比時要注意以下兩個方面的問題： A 回流比太小，設(shè)備費用增大； B 回流比太大，上升蒸汽量增加，使塔徑，塔釜，冷凝器尺寸增大，設(shè)備費用增加，本設(shè)計據(jù)工業(yè)生產(chǎn)實際，取R=1。精餾段操作線方程yn+1=R/(R+1)xn+xD/(R+1)=+ 提留段操作線方程yn+1=(RD+qF)/(RDW+ qF)XnWxw/( RDW+ qF)=* *104 1）塔板計算數(shù)學(xué)模型塔板數(shù)的確定：逐板計算數(shù)學(xué)模型如下[3032]：xi,n=yi,n/αi,n/(∑Vi,n/αi,n)i=1，2，3n=1，2，3……精餾段操作線： yi,n+1=(L/V)*xi,n+D/Vxi,D提留段操作線： yi,n+1=(L180。/V180。)*xi,n(W/V180。)xi,W應(yīng)用前面計算出的摩爾流率：D= kmol/hW= kmol/hF= kmol/hL=R*D= kmol/hV=L+D= kmol/hL180。=L+q*F= kmol/hV180。=V(1q)*F=V= kmol/h經(jīng)過迭代，最終求得結(jié)果為：精餾段塔板數(shù)：12塊 提留段塔板數(shù)：5塊2）塔效的計算根據(jù)公式[33]：ET=*(αμL) 其中：α為塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度μL為塔頂與塔底平均溫度下的液相黏度（mPas）平均溫度：T=(TD+TW)/2=(+)/2= 查此溫度下的相關(guān)黏度表：表36 黏度苯乙烯甲苯乙苯二乙苯V ISBVISTO根據(jù)公式[34]lgμ= V ISB /(1/T1/ VISTO) 分別計算出甲苯（1），乙苯（2），二乙苯（3）lgμ1= μ1=lgμ2= μ2=lgμ3= μ3=μ=Σμixi=*+*+*= ET=*(*) = 則實際的塔板數(shù)為：N精= 即23塊 N提= 即10塊 N=33塊塔頂回流溫度。TB= TD= TF= TW=QF=W*CP*ΔT (ΔT= TFT0) 應(yīng)用StemtingBroun計算法求Cp[3537]（CptCpΦ）/R=(+)[+(1 Tr) (1 Tr) 1Tr為對比溫度 Cpt為液體熱容溫度cal/mol ? kω為偏心因子 Cpθ為回流下理想熱容 cal/mol ? kR為氣體常數(shù)= cal/mol ? k塔進料定性溫度T=由《石油化工手冊》查得：T=:Cp= cal/g ?℃Cp,甲苯= cal/g ?℃Cp，乙苯= cal/g ?℃二乙苯數(shù)據(jù)的數(shù)據(jù)如下： 表37 二乙苯安托尼常數(shù)ABCDTCω*104*108Tr=T/TC=CP=A+BT+CT2+DT3= cal/(mol ? k) Cpθ= cal/(mol ? k)1Tr=(Cpt Cpθ)/R=Cpt=(mol ? k)= cal/(g ?? k)Qr=Wr* Cp= kcal/h 回流帶入熱量QR因為基準溫度為：所以露點：QR=0已知T=表38 汽化熱組分苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯焦油汽化熱Wt%ΔH= kcal/molWv=（R+1）*D= kg/h Qr= Wv*ΔH= kcal/h 塔釜帶走熱量Qw塔釜定性溫度T=表39 各物質(zhì)等壓摩爾熱容組分苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯焦油塔釜組成Cp(kcal/kg ? h)Cp=ΣxiCpi= kcal/kg ?K W= kg/h Qw=W*Cp*(TTw)= kcal/kg ?K Q再=Qw+QvQRQF= kcal/h 第四章 設(shè)備的計算與選型查有關(guān)文獻得各組分密度如下[3840]:ρ甲苯=866kg／m’ρ乙苯=867kg／m’ρ二乙苯=865kg／m’塔的壓力：P= P精= P提=塔頂MD= kg/kmol 精餾段流率的計算氣相密度：ρv=m/V=(PM)/(RT)= kg/m179。 氣相流率：Vs=V/(3600*pv)=(R+1)*D/(3600*ρv)= m179。/s 液相流率：L=R*D= kg/hLs=L/ρL=179。/h=179。/s 提留段流率的計算氣相密度：ρL=865 kg/m179。以二乙苯計P=M=V180。=V= kg/hρv= kg/m179。 氣相流率：Vs= V180。/ρv= m179。/h= 液相流率：L180。=L+qF= kg/h Ls=L180。/ρv= m179。/h= m179。/s 塔徑的計算 精餾段塔徑由公式：C=*(g*HT)((1+2*LS/VS)*(ρL/ρV))= umax=C*((ρL*ρV)/ρV)= m/s 。即：u=* umax= m/s D=(4Vs/(*u))= m C= mumax = m/su= m/sD= m 圓整到D=Uk=4*Vs/(*D）178。 精餾段 u精=提留段 u提= 塔高的計算Z=(NT /ET)*Hi其中：HT —板間距（m） Z —塔高據(jù)流量，初選間距值為400mm，板上液層高度為50mm，HT=400mm=Z=H精+H提+H人=（231）*+（101）*+=提餾段開2個人孔，精餾段每隔六塊板開一個人孔，人孔處板距為600mm，人孔中心距操作中心平臺一般為800mm，人孔直徑為400mm。塔頂空間是指最高一層板至塔頂?shù)木嚯x，為了減小塔頂蒸汽中液體中液體夾帶量，塔頂空間一般高于板距再放除沫器，取3200mm。防止操作波動，對后繼設(shè)備操作的影響，塔底空間起貯槽的作用，為方便從再沸器進到塔內(nèi)的蒸汽能均勻分布，以塔底液面到塔最下一塊塔板還要有13米空間，塔底空間取2400mm。進料段高度取決于進料段結(jié)構(gòu)形式及介質(zhì)狀態(tài)，由泡點進料，可取