【正文】 ＝ ③ 反應器體積及直徑和高度的計算以及固定床床層壓降的計算 注：為了簡化處理二段反應器與一段反應器采用相同的直徑，并假設其壓降也相同 簡化起見，二段反應器的直徑也取為D=，可算出二段反應器催化劑床層高度H2二段= 。 固定床三段反應器的設計⑴ 設計的基礎數(shù)據(jù)　　已知：103kg/h；103kg/h；103kg/h；103kg/h。，反應物料進口溫度為620℃。⑵ 三段反應器的具體設計過程 ① 催化劑用量的計算 以1mol乙苯為基準，當轉率為xE時，各組分的摩爾數(shù)為水蒸氣： ；乙苯：1xE；苯乙烯：xE氫氣：xE。+xE 反應速率方程可寫為：取反應器催化劑質量為dw的微元，其物料衡算方程為：對上式進行數(shù)值積分，將反應器的計算結果列于下表xETkKPEPS(PH)rErE（平均）Δww893 883 16246 16246 873 23334 39580 863 37077 76657 ，三段反應器總共需要裝填76657kg的固體催化劑。② 反應器有效體積的計算 解得：V有效體積＝③ 反應器體積及直徑和高度的計算以及固定床床層壓降的計算 注：為了簡化處理二段反應器與一段反應器采用相同的直徑，并假設其壓降也相同 簡化起見，三段反應器的直徑也取為D=，可算出三段反應器催化劑床層高度H三段= 。 固定床氣體分布器的選用 支承結構 填料支承裝置的作用是支承塔內填料床層。對填料支承裝置的要求是：①應具有足夠的強度和剛度；②應具有大于填料層空隙率的開孔率，防止在此發(fā)生液泛；③結構要合理，利于氣、液兩相均勻分布，阻力小，便于拆裝。 大型塔支承梁的設計好壞對填料及塔板效率影響很大。本設計采用天津大學精餾技術國家工程研究中心和北洋精餾公司開發(fā)的的填料塔支承結構——桁架支承梁，它具有強度高、撓度小、透氣性好等優(yōu)點。桁架支承梁中間可以穿行，可利用空間高度大大降低，從而降低了全塔高度；同時桁架支承梁改善了大支承梁造成的氣流旋流、沖擊而影響塔板及填料性能發(fā)揮的缺點。架梁與普通工字鋼梁相比，可使氣體實現(xiàn)橫向混合，減少氣相流動阻力，同時可減少金屬質量。 固定床上下封頭的選型⑴ 當筒體由鋼板卷制時，筒體及其所對應的封頭公稱直徑等于內徑。 當筒體由無縫鋼管作筒體時，則以外徑作為筒體及其所對應的封頭的公稱直徑，其型式和尺寸如圖51。 圖52封頭的標注 本設計的筒體由鋼板卷制而成，故筒體及其所對應的封頭公稱直徑等于內徑。查中華人民共和國行業(yè)標準：橢圓形封頭 JB/T 4737－1995選用公稱為3400mm的封頭，公稱直徑DN/mm曲面高度h1/mm直邊高度h2/mm厚度δ/mm內表面積A/m2容積V/m2質量m/kg碳素鋼、低合金鋼、復合鋼板高合金鋼34008005020 2428⑵ 設備及封頭材質的選擇： 催化脫氫反應器有固定床反應器，如列管式、圓柱型絕熱床單段或多段反應器和徑向反應器，以及流化床反應器。反應器的材質要有耐高溫和抗氫蝕的能力。反應器筒體與封頭選用同樣的厚度20mm。選用優(yōu)質不銹鋼，0Cr18Ni9304不銹鋼[24]。 固定床群座的設計 群座可分為耳式、支承式、鞍式三種類型，本設計采用支承式中的圓筒形的裙式支座。不對其進行詳細設計，只列出其中的幾個主要參數(shù)。,壁厚與反應器厚度相同21mm,高度2m。 固定床人孔的設計 一般情況下：容器直徑大于3m時，選用DN600人孔。，故選用DN600人孔。人孔數(shù)為兩個，一二段催化劑床層之間設置一個人孔，二三段催化劑床層之間設置一個人孔。上封頭為可拆卸的，故反應器內各個部位都可以方便的到達，進行裝填或檢修。 固定床接管的設計 本設計中的固定床反應器需要設計四個接管：①乙苯蒸氣和水蒸氣混合后進入一段反應器的進料管；②二段反應器過熱水蒸氣的進料管；③三段反應器過熱水蒸氣的進料管；④固定床反應器總的出料管[25,26]。 查化工原理課本可知，過熱水蒸氣在管道中的常用流速范圍為3050ms1。⑴ 乙苯蒸氣和水蒸氣混合后進入一段反應器的進料管 （） 式中：D—接管的內徑，單位為m； —氣體的體積流量，單位為m3/h； u—氣體的流速，單位m/s，這里都取為40m/s。 （） () m水=103kg/h，m乙苯=103kg/h，可以算得：= 式（）中：P=；T=620℃=893K 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：= 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：qv=104m3/h 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：D=，圓整為D=⑵ 二段反應器過熱水蒸氣的進料管 m水=103kg/h；P=；T=800℃=1073K；M=18g/mol 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：= 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：qv=104m3/h 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：D=，圓整為D= ⑶ 三段反應器過熱水蒸氣的進料管 m水=103kg/h；P=；T=800℃=1073K；M=18g/mol 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：= 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：qv=104m3/h 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：D=，圓整為D= ⑷ 固定床反應器總的出料管 m水=103kg/h，m乙苯=103kg/h，m苯乙烯=103kg/h， m氫氣 =103kg/h可以算得：= 式（）中：P=；T=590℃=863K 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：= 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：qv=105m3/h 把已知數(shù)據(jù)帶入（）可得：D=，圓整為D= 精餾塔的設計 本設計分離工段包括乙苯蒸出塔、苯和甲苯回收塔、苯和甲苯分離塔和苯乙烯精制塔。苯乙烯精制塔實質為一個再沸器，由于主要是處理苯乙烯和焦油，焦油的成分很復雜，數(shù)據(jù)比較缺乏，故本設計中不設計此再沸器。三個精餾塔只設計出塔徑和塔高兩個最主要的參數(shù)，三個塔均采用篩板精餾塔。 乙苯蒸出塔的設計 ⑴ 塔徑估算 （） （） （） （） 取HT=450mm= (HT為板間距)，由（）式計算出FLV。然后由由篩板塔的泛點關聯(lián)圖，讀得Cf20。然后將Cf20和其它數(shù)據(jù)代入（）式，即可解出umax然后將umax代入（）式，即可解出u。將u和其它數(shù)據(jù)代入（）式，即可解出精餾塔的直徑。式（）中的qv，式（）中的σ、ρL、ρV，式（）中的LS,VS，這些數(shù)據(jù)均需要查有關數(shù)據(jù)手冊，然后用特定的公式計算出混合物的這些特性。① σ混合物的計算 乙苯蒸出塔的進料組成(mol分數(shù))為：；；；。塔頂和塔釜的平均溫度為100℃，在100℃時，苯乙烯的表面張力為22mN/m(20℃為32mN/m，隨著溫度的升高，液體的表面張力降低，仿照乙苯表面張力同溫度變化的情況給苯乙烯在100℃下，估了一個表面張力)；乙苯的表面張力為19mN/m；；。計算可得σ混合物=② ρV、VS、ρL 、LS的計算因為為泡點進料，所以q=1(q表示進料的熱狀態(tài)情況)。乙苯蒸出塔的塔頂和塔釜的平均壓力為30Kpa，平均溫度為100℃。100℃下，ρ苯=, ρ甲苯=, ρ苯乙烯=840kg/m3, ρ乙苯=，可以計算的混合物的平均密度為③ 各公式的計算 將已知數(shù)據(jù)代入（）式，解得FLV=。然后由篩板塔的泛點關聯(lián)圖，讀得Cf20=。將Cf20=（），得uf=。取u== uf= m/s,將u= m/s代入式（）得，D=。⑵ 塔板數(shù)的計算乙苯蒸出塔中主要含四種組份：苯乙烯、乙苯、甲苯和苯，屬于多組分精餾。理論板數(shù)的捷算法為，先按設計條件求出最小回流比Rmin及全回流條件下的最少理論板數(shù)Nmin。然后利用經(jīng)驗關聯(lián)圖吉利蘭圖求得實際回流比下的最少理論板數(shù)。 ① 采用捷算法計算全塔理論板數(shù)： （）式中：Nmin—全回流條件下的最少理論板數(shù)Nmin； xDL—塔頂輕關鍵組分的mol含量； xDh—塔頂重關鍵組分的mol含量； xwL—塔釜輕關鍵組分的mol含量； xwL—塔釜輕關鍵組分的mol含量； αLh—輕關鍵組分對中關鍵組分的相對揮發(fā)度。表：（忽略焦油）xFixDixwiаij苯0甲苯0乙苯苯乙烯1將已知數(shù)據(jù)代入式（）可得：Nmin=② Rmin的計算 （）有試差法解得 = （） 帶入已知數(shù)據(jù)得Rmin=，注Rmin的計算值與查到的文獻值有出入，實際 中操作后回流比約8。 由經(jīng)驗關聯(lián)圖吉利蘭圖可得：代入有關已知數(shù)據(jù)可得：N=，則：，所以，乙苯蒸出塔的高度約為44m。 苯和甲苯回收塔的設計 ⑴ 塔徑估算 ① σ混合物的計算 苯和甲回收塔的進料組成(mol分數(shù))為：；；?！妫鏁r，乙苯的表面張力為19mN/m；；。 計算可得σ混合物= ② ρV、VS、ρL 、LS的計算因為為泡點進料，所以q=1(q表示進料的熱狀態(tài)情況)。苯和甲苯回收塔為常壓操作，℃?！嫦?， ③ 各公式的計算 將已知數(shù)據(jù)代入（）式，解得FLV=。然后由篩板塔的泛點關聯(lián)圖，讀得Cf20=。將Cf20=（），得uf=。取u== uf= m/s,將u= m/s代入式（）得，D=，圓整至D=1m。⑵ 塔板數(shù)的計算 苯和甲回收塔塔中主要含三種組份：乙苯、甲苯和苯，簡化為二組分精餾。理論板數(shù)的捷算法為，先按設計條件求出最小回流比Rmin及全回流條件下的最少理論板數(shù)Nmin。然后利用經(jīng)驗關聯(lián)圖吉利蘭圖求得實際回流比下的最少理論板數(shù)。① Rmin的計算 （） 代入已知數(shù)據(jù)解得：Rmin=，R==16② 采用捷算法計算全塔理論板數(shù)： （）式中：Nmin—回流條件下的最少理論板數(shù)Nmin； xD—塔頂輕組分的mol含量； xw—塔釜重組分的mol含量； αLh—輕組分對重組分的相對揮發(fā)度。將已知數(shù)據(jù)代入式（）可得：Nmin= ③ 實際板數(shù)的計算 由經(jīng)驗關聯(lián)圖吉利蘭圖可得： 代入有關已知數(shù)據(jù)可得：N=，則：，所以，乙苯蒸出塔的高度約為16m。 苯和甲苯分離塔的設計 ⑵ 塔徑估算 ① σ混合物的計算苯和甲苯分離塔的進料組成(mol分數(shù))為：甲苯：；苯：。塔頂和塔釜的平均溫度為96℃，在96℃時，甲苯的表面張力為20mN/m；。 計算可得σ混合物= ② ρV、VS、ρL 、LS的計算因為為泡點進料，所以q=1(q表示進料的熱狀態(tài)情況)。苯和甲苯分離塔為常壓操作，平均溫度為96℃。96℃下， ③ 各公式的計算 將已知數(shù)據(jù)代入（）式，解得FLV=。然后由篩板塔的泛點關聯(lián)圖，讀得Cf20=。將Cf20=（），得uf=。取u=== m/s,將u= m/s代入式（）得，D=，圓整至D=。⑵ 塔板數(shù)的計算 苯和甲回分離塔中主要含兩種組份：甲苯和苯，簡化為二組分精餾。理論板數(shù)的捷算法為，先按設計條件求出最小回流比Rmin及全回流條件下的最少理論板數(shù)Nmin。然后利用經(jīng)驗關聯(lián)圖吉利蘭圖求得實際回流比下的最少理論板數(shù)。① Rmin的計算 將已知數(shù)據(jù)代入式（）解得：Rmin=，R==4② 采用捷算法計算全塔理論板數(shù)： 將已知數(shù)據(jù)代入式（）可得：Nmin= ③ 實際板數(shù)的計算 由經(jīng)驗關聯(lián)圖吉利蘭圖可得：代入有關已知數(shù)據(jù)可得：N=，則： ，所以，乙苯蒸出塔的高 度約為10m。 換熱器的計算及選型 設計中包含許多換熱器，這里只設計精餾工段所需的四個再沸器合三個冷凝器。換熱器設計的基本過程：①首先由傳熱任務計算換熱器的熱流量（通常稱之為熱負荷）；②作出適當?shù)倪x擇并計算平均推動Δtm；③計算冷熱流體與管壁的對流給熱系數(shù)及總傳熱系數(shù)；④由傳熱基本方程：計算傳熱面積。 乙苯蒸出塔塔頂冷凝器和塔底再沸器的計算及選型 ⑴ 塔頂冷凝器的計算及選型 ① 傳熱負荷Q =107kJ/h ② 熱流體為苯、甲苯、乙苯和苯乙烯蒸氣，℃，發(fā)生相變。冷流體為工業(yè)用冷卻水，入口溫度20℃，出口溫度80℃。冷卻水用量為。 （）