【正文】 25℃時(shí)汽化熱△Η176。kJ/mol標(biāo)準(zhǔn)生成自由焓△Ｇ176。 乙苯脫氫制苯乙烯裝置包括脫氫和精餾兩個(gè)單元，是具有循環(huán)物流的復(fù)雜化工過(guò)程，其流程框圖如附圖1。→(a) 　　　　　　副反應(yīng)→ C6H6 +CH2CH2 C6H5C2H5 + H2→ (2) 水蒸汽為惰性組分，不發(fā)生水蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)，并且無(wú)結(jié)焦反應(yīng)。有機(jī)混合物中水量很少可忽略。 (5) 精餾塔塔頂苯乙烯回收率大于95%。 (6) 乙苯－苯乙烯塔真空操作，塔頂壓力200mmHg。 (7) 苯－甲苯塔塔頂壓力160mmHg，塔頂甲苯%，塔釜苯%。 物料衡算 A、假設(shè)以10000kg/h原料進(jìn)料為基準(zhǔn)，則反應(yīng)器進(jìn)料G2 乙苯 10000*99%=9900kg/h ， 9900/106=； ， 20/78=； B、 進(jìn)反應(yīng)器的蒸汽量 G1 9900*=25740kg/h 25740/18=1430kmol/h C、 反應(yīng)器的出料 一段反應(yīng)器的出料G3 據(jù)化學(xué)反應(yīng)式（a）C8H10C8H8+H2 乙苯總轉(zhuǎn)化率 55％，選擇性 90％； (1)生成的苯乙烯： *90%*（%）*55%=副反應(yīng)： (1) 生成的苯：(2) 生成的乙烯： kmol/h （3）出料中的苯量： += 消耗H2量 *55%*7%*（%）=(2) 生成的甲苯量 則反應(yīng)器出口的物料組成 乙苯 *(%)*(155%)= kmol/h 苯乙烯 甲苯 +087=苯 += kmol/h 乙稀 kmol/h 甲烷 kmol/h 氫氣 =反應(yīng)器出口的有機(jī)混合物質(zhì)量組成 kg/h 乙苯 苯乙烯 甲苯 苯 D、冷凝器頂物料 G4 甲烷 乙稀乙苯苯乙烯甲苯 kmol/h 焦油 kmol/h 1430 kmol/h F、 分離器底的廢水組成 G6 廢水中夾帶的芳烴量25740*= kg/h 苯乙烯 甲苯 苯G、分離器頂?shù)挠袡C(jī)混合物組成 G7 苯乙烯 =苯 = % 乙苯 甲苯 阻聚劑 F1＝++++= kmol/h 進(jìn)料組成 mol% 苯 阻聚劑 選輕關(guān)鍵組份為乙苯，重關(guān)鍵組份為苯乙烯 J、 乙苯－苯乙烯塔頂?shù)奈锪?G10 XDB= XDSTY=* W1=F1—D1== XWSTY=*（）/= 選輕關(guān)鍵組份為苯，重關(guān)鍵組份為甲苯 D3=*（%）+*（%）*%= kmol/h XDTB=*（%）*%/= O、苯－甲苯塔塔底的物料 G15 XWB=*%/= XWEB=*（）*%/= 苯乙烯精餾塔 選輕關(guān)鍵組份為苯乙烯，重關(guān)鍵組份為焦油 D4=*+*（%）*95%= kmol/h XDSTY=*（%）*95%/= Q、苯乙烯精餾塔塔底的物料G17 XWSTY=*（%）*5%/= X阻聚劑=R、物料衡算表(以10000kg/h進(jìn)料為基準(zhǔn)) 平衡后，水蒸氣的量G1 表4 序號(hào)物料名稱kmol/hkg/hW%mol%1水蒸氣143025740100100進(jìn)料組成G2 表5 序號(hào)物料名稱kmol/hkg/hW%mol%1乙苯9900992苯乙烯203甲苯80合計(jì)10000100100出反應(yīng)器物料組成G31 表6 序號(hào)物料名稱kmol/hmol%1乙苯2苯乙烯3甲苯4苯5氫氣6甲烷7乙烯合計(jì)100（為熱量恒算方便，省略焦油和水蒸氣） 冷凝器頂物料組成G4 表8 序號(hào)物料名稱kmol/hkg/hW%mol%1氫氣2甲烷3乙烯合計(jì)冷凝器底物料組成G5 表9 序號(hào)物料名稱kmol/hkg/hW%mol%1乙苯2苯乙烯3甲苯4苯5水蒸汽143025740合計(jì) 連續(xù)生產(chǎn)300天，需要新鮮物料： 10000：= X： X= kg/h 。 Cp=f（T） 1）查《化工熱力學(xué)》，計(jì)算公式：Cp/R=A+BT+CT2 （kJ/kmol K） 表22 序號(hào)物質(zhì)名稱A103B106C1甲烷2乙烯3苯乙烯4苯5甲苯2）查《化工計(jì)算》，Cp=a+b102T+c105T2 +d109T3（kJ/kmol K） 表23 序號(hào)物質(zhì)名稱abcd1乙苯2氫氣3）查汽化潛熱表 表24 名稱甲苯乙苯苯苯乙烯數(shù)值 平均= a+b102T+c105T2 +d109T3=（kJ/kmol K） 苯乙烯：Cp平均= a+b102T+c105T2 +d109T3=（kJ/kmol K） 甲苯：Cp平均= a+b102T+c105T2 +d109T3=（kJ/kmol K） Cp m平均=∑yi Cp i平均=（kJ/kmol K） ΔHV’=∑niΔHVi’=106 (kJ/h) ΔH1= n反應(yīng)物 Cp m平均(TT0)+ ∑ni HVi’=107 (kJ/h) （B）帶出反應(yīng)器熱量 1) 反應(yīng)吸收熱量：Q吸=ΔHRθ 乙苯脫氫反應(yīng)在裝有鐵系催化劑的固定床反應(yīng)器中進(jìn)行，反應(yīng)方程為： 主反應(yīng)　　C6H5C2H5(a) 副反應(yīng) C6H6 +CH2CH2 C6H5CH3 + CH4 kJ/mol 對(duì)于(b)反應(yīng)：ΔHRθ2=+= kJ/mol 由物料衡算可得：(a) 反應(yīng)中轉(zhuǎn)化乙苯： /h；(b) 反應(yīng)中轉(zhuǎn)化乙苯： /h；(c) 反應(yīng)中轉(zhuǎn)化乙苯： kmol /h； ΔHRθ=∑niΔHVi’=106 (kJ/h) 2）反應(yīng)物帶出熱量：Q3=ΔHV”+ΔH2 ΔHV”=∑niΔHI=106 (kJ/h) ΔH2= n Cp m平均(T2T0) Cp m平均=∑yi Cp i平均 根據(jù)Cp列表，累加得 表26 序號(hào)名稱AB1103C1106D11091甲烷序號(hào)名稱AB1103C1106D11093苯乙烯5甲苯∴ Cp m平均=+104T2+108T3 （C）蒸汽帶出熱量：Q4=m（h2h0） (3) 利用：帶入反應(yīng)器=帶出反應(yīng)器熱量，進(jìn)行試差計(jì)算求得反應(yīng)器出口溫度T2。 四、乙苯—苯乙烯精餾塔計(jì)算 乙苯—苯乙烯塔操作條件的確定 I）塔頂溫度的確定 已知乙苯—苯乙烯塔頂壓力為185mmHg，具體步驟如下：假設(shè)溫度222。由Ki=Pi/PD計(jì)算出Ki222。計(jì)算229。 飽和蒸汽壓計(jì)算公式(安托因方程)：lnP=A－B/(T+C) B= B= B= B= B=℃?！?。 理論板數(shù)的計(jì)算 最小理論板數(shù) G9 塔頂 a1=G10 塔釜 a3= NM=lg((XA/XB)D/(XA/XB)W)/lgaAB1= A、實(shí)際回流比下的理論板數(shù) 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以　q=1 根據(jù)恩特伍德公式,用牛頓迭代法計(jì)算機(jī)算出： 1q=0 = RM+1 R1= NM= 據(jù)吉利蘭關(guān)系式得出： Y= X=R1RM/R+1 Y=NNM/N+1 N= B、實(shí)際塔板數(shù) 根據(jù)篩板塔的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù),全塔效率為70—80%，我們?nèi)?75% 具體如下： m+n= N1 式中：m—提餾段塔板數(shù)；n—精餾段塔板數(shù)。 XhD= R=L/D， =∑xiMi=78+106+104+78= ρg=P /(RT)=185/76010510－3((+)) 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(shí)際氣速為： U=Vg/A=； 實(shí)際氣速與泛點(diǎn)氣速的比值為： U/Uf100%=100%=%； (3) 堰的計(jì)算： 已求得塔徑為：，流體流量為：，在此情況下，對(duì)照表101數(shù)據(jù)，故所選單流型合適，得堰長(zhǎng)lw為：lw===； 圖1 堰液頭how的計(jì)算(堰上液層高度)： 由： 查得： （下冊(cè)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(cè)P184式1034）弗朗西斯Francis公式得： hf—泡沫層高度、ho—降液管底縫隙高度 已知：Flv=、% (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(kāi)孔率為： ； (p247。 a) 干板壓降(hd)(P148式104)； 取篩孔厚度為δ=3mm，則：板厚/孔徑=3/6= 已知篩孔總面積：Ao=，氣體流通面積A= Ao/A=(自由截面百分率) 由Ao/A查圖1045 (下冊(cè)P182)得：Co=(孔流系數(shù)) = b) 氣流通過(guò)液層的壓降(hl)（下冊(cè)P182，式1031） hl=b(hw+how) (7) 液面落差△ (下冊(cè)P185，式1037) 平均液體寬度：b=(D+lw)=(+)= 液體流通長(zhǎng)度：Zˊ=D－2wd=－2= 泡沫層高度：hf==(+)= (根據(jù)下冊(cè)P185，式1037)得： （） 落差很小，滿足工藝要求。 hr=hr1+hr2 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(shí)的最窄截面。 ∴不會(huì)發(fā)生液泛。 (11) 塔高 104塊塔板，安裝4個(gè)人孔，孔徑600mm，塔釜取2 m，裙座取2m，第一塊板到塔頂取1m，板間距HT=，所以塔高H總=。 　　 =+(35+5)+= 根據(jù)Q=,ΔP=，選P1泵為150Y75B(流量95m3/h，揚(yáng)程52m)。 （3）塔底回流及塔底采出泵P3： Q=泵出口管線DN125，流速U=。 用下列公式試差計(jì)算e、xi、yi xi=zi/〔(1Ki)e+Ki〕 ① lnPio=AB/(T+C) ② ③ 表31 組分Vi(kmol/h)ziT=48℃設(shè)e=(R+1)DPio(mmHg)KixiyiBTBEBStyΣ∴假設(shè)成立e= 1）物料冷凝放熱 物料冷卻平均溫度T=（+48）/2+273= 物料冷凝溫度 t=48℃ 計(jì)算出各組分的Cpi(g)值： Cpi=A+BT+CT2+DT3 在查出各組分的△H值，然后根據(jù)公式Cp=ΣCpizi =()+ =2）冷卻水用量 CpH2O(l)=1kcal/kg．K GH2O(l)= Q放/[ CpH2O(l)(t出t入)]=（4025） =3）換熱面積 △tm=[()(4840)]/ln[()/(4840)]=℃ K取400kcal/m2h℃氣體（a）kcal/kmolK液體（b）kcal/kmolKKcal/kgKcal/kmolB1078346TB1029384EB9710282Sty9910296(a)已知t頂=℃ 求HVD 表34 組分yiHvi(kcal/kmol)HVD(kcal/kmol)a(t頂0)+cHviyiBTBEBStyΣ∴Q冷=（R+1）V(HVDHLD) =(+1)() =②進(jìn)料液帶入的熱量QF 已知：tf=℃160