【正文】 （ 4）塔頂回流罐： 塔頂出料流量 =塔頂回流罐容積 =選容積為 10M3左右， P=185mmHg = mmHg的臥式罐作為回流罐 乙苯 — 苯乙烯塔操作條件： 進(jìn)料溫度℃： 塔頂溫度℃： 塔底溫度℃： 塔高 m： 塔頂壓力 mmHg： 185 塔底壓力 mmHg： 塔板數(shù)： 104 進(jìn)料位置：第 51塊 最小回流比： 回流比： A、進(jìn)料泵 P1： 流量 m3/h： 總阻力降Δ P m： 泵型號： 15。 （ 3）塔底回流及塔底采出泵 P3： Q=泵出口管線 DN125，流速 U=。 五、乙苯 — 苯乙烯塔附屬設(shè)備計算 （ 1） 進(jìn)料泵 P— 1： Q=泵進(jìn)料管線 DN125，流速 U=當(dāng)量長度 =55m Re=d uρ /μ = 1 1000/=31545 為湍流 管線為無縫鋼管ε = 相對粗糙度ε /d=查表：λ = 管線阻力降 =λ (L/d )u2/2= 55 12/塔壓 185mmHg= 總阻力降Δ P=管線阻力降 +靜壓 (含裙座高度 )+塔壓 =+(35+5)+= 根據(jù) Q=,Δ P=，選 P1泵為 150Y75B(流量 95m3/h，揚程 52m)。 年產(chǎn) 2 萬噸苯乙烯工藝設(shè)計 ２３ (10) 降液點氣速的計算： a) 板上清液層高度 (用式 1041， P186) hc=+－ +(Ls/lw) (式中 F動能因子 )F=Ua?= =、 b— 平均液流寬度為 (lw+D) hc=+ － + 10－ 4/007875= b) 漏液點氣速的計算： 由 hc查 P186圖 1049得：干板壓降 hd為： = m液柱 用式 1221(P207)計算漏液點氣速得： smCghUgldow / 8520 2 0 6 0 ???????? ?????????????? ? 式中： C0—— 孔流系數(shù)，已求得實際孔速為： U0=篩板塔的穩(wěn)定系數(shù) K為： K=U0/U0w=(～ )(依據(jù) P185，式 1040)，所以不會發(fā)生漏液。 hr=hr1+hr2 mhl Vhwlr 02 39 22201????????? ??????????? ?? ? mAVh lr 2202????????? ??????????? ? 式中： h0—— 降液管底部與塔板之間的縫隙寬度（一般不宜小于 20～ 25mm）； hr1—— 液體流經(jīng)降液管底部縫隙的壓降； hr2—— 液體流經(jīng)進(jìn)口堰的壓降； A0—— 液體流經(jīng)進(jìn)口堰時的最窄截面。 (7) 液面落差△ (下冊 P185，式 1037) 平均液體寬度： b=(D+lw) =(+ ) = 液體流通長度： Zˊ =D－ 2wd=－ 2 = 泡沫層高度： hf== (+)= (根據(jù)下冊 P185，式 1037)得： ? ?? ? ? ? ? ?? ? ? ? 35232?? ???????????? ?glfllfbh ZVhb ?? ? = 10－ 8m 遠(yuǎn)小于 = （式中μ l單位為 ） 落差很小，滿足工藝要求。 4 )=3808個 氣流通過篩孔的氣速 Uo為： Uo=Vg/Ao=； (6) 氣液通過塔板的壓降； 氣液通過塔板的壓降由氣流通過干板的壓降和液層的壓降所組成。 (5) 篩孔直徑和塔板布置： 取篩孔直徑 do=6mm； （一般在 3～ 8mm，推薦使用 4～ 6mm） 篩孔間距 t==15mm（ t=～ 5do） 在有效截面上塔板的開孔率為： %1000 ?? aAA開孔區(qū)面積 篩孔面積? ； = %%1006021421020 ?????S inttd? 圖 3 取塔板上安定區(qū)寬度Ｗ s=，邊緣區(qū)寬度Ｗ c=， 按堰長和塔徑比值 lw/D=，查下冊 P176圖 1040 得： Wd== = 鼓泡區(qū)寬度的 (1/2)值 x值為： x=D/2－ (Wd+Ws)=－ (+)= 鼓泡區(qū)半徑 r的計算： r=D/2－ Wc=－ = 塔板上開孔區(qū)有效面積（總） Aa為： )([2])([2 ?? ?????? Si nrxSi nrxrxA a = 開孔區(qū)面積 /塔板面積為： Aa/AT=； 篩孔總面積： Ao=Aa ?= =； 篩孔數(shù)： N=Ao/ao=247。 4 =； 氣體通道截面 A為： A= =； 降液管橫截面 Af為： Af==； 經(jīng)面積校核后的實際氣速為 ： U=Vg/A=； 實際氣速與泛點氣速的比值為： U/Uf 100%= 100%=%； (3) 堰的計算： 已求得塔徑為： ，流體流量為：，在此情況下，對照表 101 數(shù)據(jù)，故所選單流型合適，已取堰長為塔徑的 ，得堰長 lw為： lw== =； 圖 1 堰液頭 how的計算 (堰上液層高度 )： 由： ??W llV查得： （下冊圖 1048）液流收縮系數(shù) E為： E=； hl— 泡沫層沉清高度、 hL— 板上液層高度 （下冊 P184 式1034）弗朗西斯Francis 公式得： hf— 泡沫層高度、ho— 降液管底縫隙年產(chǎn) 2 萬噸苯乙烯工藝設(shè)計 ２１ 高度 mlVEh W low 03 3/23/2 ?????????????????? （適用于平直堰，最小不能低于 6mm） 取堰高 hw=，則堰高和堰液頭之和為： hw+how=+= (4) 液沫夾帶量的計算： 由液氣流動參數(shù)和泛點百分率查圖 1047（下冊 P183）。具體如下： m+n= N1 2 0 ???????????????????????????????hDlWlFhFxxxxDWmn 式中： m— 提餾段塔板數(shù)； n— 精餾段塔板數(shù)。（程序附 2） III）進(jìn)料溫度的確定 設(shè)進(jìn)料為飽和液體，具體步驟同前， P=(PD+PW)=(+)= mmHg 具體計算結(jié)果如下表 30： 通過計算機(jī)試差求得塔進(jìn)料溫度就可認(rèn)為 ℃。 飽和蒸汽壓計算公式 (安托因方程 )： lnP=A－ B/(T+C) mmHg 苯： A= B= C=－ 甲苯： A= B= C=－ 乙苯： A= B= C=－ 苯乙烯： A= B= C=－ 焦油： A= B= C=－ 設(shè)： tD=40℃ 將 T=40+，具體結(jié)果列表如下： 表 28 組成 塔頂氣相組成 yDi mol% 飽和蒸汽壓 （ mmHg） Ki=Pi/PD ?ij 苯 甲苯 乙苯 苯乙烯 1 合計 通過計算機(jī)試差求得塔頂溫度就可認(rèn)為 ℃。經(jīng)試差計算求得反應(yīng)器出口溫度 t2=600℃。年產(chǎn) ，連續(xù)生產(chǎn) 300天，即每小時生產(chǎn)苯乙烯是 ，需要新鮮物料： 10000： = X： X= kg/h 即每小時需要新鮮物料 。 (8) 乙苯回收塔，塔頂乙苯 %，塔釜甲苯 %。塔頂苯乙烯含量 %，塔釜乙苯 %。精餾塔真空操作，塔頂壓力 50mmHg。 (4) 阻聚劑加入量為有機(jī)混合物量的 (W%)。 (3) 冷凝液經(jīng)油水分離器分離成水和有機(jī)混合物，水中夾帶芳烴量為 500mg/L，夾帶芳烴組成同有機(jī)混合物相同。 乙苯脫氫反應(yīng)在裝有鐵系催化劑的列管反應(yīng)器中進(jìn)行，反應(yīng)方程式為： 主反應(yīng) C6H5C2H5 C6H5CHCH2 + H2 (a) 副反應(yīng) C6H5C2H5 C6H6 +CH2CH2 (b) C6H5C2H5 + H2 C6H5CH3 + CH4 (c) 水蒸汽作稀釋劑，水蒸汽和乙苯質(zhì)量比為 ： 1反應(yīng)壓力為 150000Pa（絕），反應(yīng)溫度為 580℃，反應(yīng)器進(jìn)口溫度 630℃ ,乙苯總轉(zhuǎn)化率為 55%，各反應(yīng)選擇性分別為： (a)90%、 (b)3%、 (c)7%、 年產(chǎn) 2 萬噸苯乙烯工藝設(shè)計 ９ 為簡化計算，假定： (1) 反應(yīng) 混合原料組成：乙苯： 99%( W% )，甲苯： %，苯： %，混合原料中不含其它二甲苯。 h kJ/mol 20℃時粘度 MPa kJ/mol —— —— 沸點時汽化熱△Η 176。 kJ/mol 3268 3910 —— 4395 熔化熱△Η 176。 K —— —— Antoine蒸汽壓方程系數(shù) A B C 生成熱 △Η 176?；亓鞅瓤梢酝ㄟ^產(chǎn)品規(guī)格的需要來控制。苯 /甲苯分離塔的關(guān)鍵部位是位于第三填料床層下的溫度控制，每單位床層高度的溫度變化率在此達(dá)到最大限度。為避免液體分布的不均勻， 該塔使用 4個獨立的填料床層，在每層頂部裝有一臺液體分布器。 EB回收塔的塔頂物流送入該塔，在設(shè)計回流比為 ～ 操作下，分離出約含 %(W)的甲苯的苯塔頂產(chǎn)品和約含 %(W)的苯的甲苯塔釜產(chǎn)品。該塔再沸器所需的熱能由 1100kPa蒸汽所提供。 C、甲苯 /乙苯回收塔（ T201） EB回收塔是一座有 40層塔板的帶壓塔。 TBC（叔丁基鄰苯二酚）在苯乙烯單體里以 2%(W)溶液的形式被注入回流管線以抑制塔內(nèi)苯乙烯的聚合，設(shè)計回流比為 ～ 。該塔的第二個目的是將該塔釜液經(jīng)薄膜蒸發(fā)器汽提后，可生產(chǎn) 出苯乙烯焦油，其中，苯乙烯和α 甲基苯乙烯含量相加不超過 16%(W)。 B、 SM精餾塔（ T301） SM精餾塔是一座在真空下（塔頂絕壓為 30～ 50mmHg）進(jìn)行操作的有 36層塔板的塔。該塔再沸器所需的熱能由 350kPa的壓力的蒸汽所提供。為取得理想的分離效果， EB/SM 分離塔在高回流比下操作，設(shè)計回流比為 ～ 12。有機(jī)混合物進(jìn)料從有機(jī)混合物 /水分離器由泵送至 EB/SM分離塔。生產(chǎn)出一種塔釜產(chǎn)品，它含有苯乙烯、α 甲基苯乙烯、聚合物、高沸物以及少量可精制成合格苯乙烯的EB；同時，塔頂產(chǎn)出產(chǎn)品，它含有基 本上全部的 EB、苯和甲苯并帶有約 %(W)苯乙烯。 A、乙苯 /苯乙烯分離塔（ T101） EB/SM分離塔是一臺篩板塔塔，在真空下（塔頂絕壓為 180～ 200mmHg）運行操作。含有約 %(W)殘存苯乙烯的凈塔底液送至貯罐，作為燃料使用。蒸發(fā)器蒸發(fā)揮發(fā)物并將其送回到 SM塔底。 SM塔頂產(chǎn)品為 %(W)純度（最低）的苯乙烯產(chǎn)品；回流中加入 TBC，以抑制塔中的聚合反應(yīng)。含有 %(W)甲苯的 EB回收塔塔底產(chǎn)品循環(huán)至脫氫反應(yīng)系統(tǒng)； EB 回收塔塔頂產(chǎn)品，即苯 甲苯混合物以及不足 %(W)EB 被送入苯 /甲苯分離塔 ，苯 /甲苯分離塔將其分離為含約 %(W)甲苯的塔頂產(chǎn)品和含約 %(W)苯的塔底甲苯產(chǎn)品。 （ 2）苯乙烯蒸餾總述： 苯乙烯蒸餾的目的是將從脫氫反應(yīng)系統(tǒng)出來的液態(tài)芳烴混合物分餾成： a、一種高純度的苯乙烯產(chǎn)品（苯乙烯聚合物最小損失） b、循環(huán)至脫氫反應(yīng)系統(tǒng)的 EB 物料流 c、苯乙烯焦油物料流（含有苯乙烯聚合物、重餾分和 少量苯乙烯） d、適合作為 EB裝置進(jìn)料的苯物料流 e、甲苯副產(chǎn)品物料流 從有機(jī)混合物 /水分離器出來的水飽和有機(jī)混合物（約含有苯： %(W)、甲苯： %(W)、 EB： %(W)、苯乙烯： %(W)以及一些高沸物）被送入 EB/SM分離塔。從調(diào) 節(jié)冷卻器出來的未冷凝氣體為脫氫廢氣，含有氫、二氧化碳、甲烷和大量的芳烴。凈工藝?yán)淠和ㄟ^汽提除去溶解的有機(jī)物。 工藝?yán)淠河帽脡核椭劣脕沓A帶有機(jī)物的撇沫罐。被稱之為“脫氫混合物（ DM）”的芳烴相流進(jìn)有機(jī)物分隔間，隨后進(jìn)行 SM產(chǎn)品精餾和對未反應(yīng)的 EB、及副產(chǎn)物苯、甲苯和高沸物進(jìn)行回收。調(diào)節(jié)冷凝器中的冷凝液也流向有機(jī)混合物 /水分離器。冷卻的反應(yīng)器產(chǎn)品與部分未汽提的工藝?yán)淠罕贿^熱降溫，并在主冷凝器中冷凝。大部分 EB 反應(yīng)生成 SM（受平衡限制）和少量副產(chǎn)品。 EB和蒸汽混合物徑向 從內(nèi)向外地進(jìn)入催化劑床層，一部分 EB 反應(yīng)生成 SM，由于進(jìn)行吸熱反應(yīng)，溫度降低。苯乙烯產(chǎn)品中只允許有少量的聚合物（一般低于 10ppm）。 NSI 阻聚劑的汽化壓力很低，所以它同蒸餾系統(tǒng)中的重組分離開，在產(chǎn)品苯乙烯中數(shù)量不多。 在蒸餾系統(tǒng)中，蒸餾塔中產(chǎn)生的聚合物為高沸物，作為 重組分（苯乙烯焦油）離開本系統(tǒng)，不構(gòu)成苯乙烯的污染物。在精餾塔中，苯乙烯處于 120℃