苯-苯乙烯脱氢法精馏塔工艺设计

化学工艺设计说明书
题目：年产1.5万吨苯乙烯的乙苯脱氢工艺及乙苯苯乙烯减压精馏塔设计
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摘要
浮阀塔是目前工业中应用最广的精馏塔，通过全塔精馏可将不同挥发度的馏分分开，这里通过设计浮阀塔来回收乙苯—苯乙烯混合物中的苯乙烯。

通过设计年产1.5万吨苯乙烯脱氢工艺流程，进行反应的物料衡算，热量衡算以及将产物中的乙苯—苯乙烯通过精馏分离出来，进行塔径的选择，理论板与实际板层数的确定，通过水力学性能核算，设计简单的浮阀塔。

通过压力降、液沫夹带率、漏液条件、降液管面及液体停留时间等水力学性能的项目，并绘制塔板负荷性能图以校核塔的操作条件是否在适宜范围内，从而设计出合理的浮阀塔。

设计过程中使用了大量的参考书及工程图，均列设计书最后的参考书目及附图中。

目录
设计任务书 (1)
㈠.相关物性参数收集 (2)
㈡.反应计算及物料进出反应器的平衡表 (3)
㈢.塔板数的计算及加料板的位置 (4)
㈣.塔径及塔板结构设计 (6)
㈤.水力学校核 (9)
㈥.负荷性能图 (10)
㈦.塔高及接管尺寸的确定 (13)
㈧.参考文献 (14)
设计任务书
题目：年产1.5万吨苯乙烯的乙苯脱氢工艺及乙苯苯乙烯减压精馏塔设计
设计条件：⒈常压反应，水蒸气稀释，副反应忽略。

⒉粗产品组成（脱水后的油相）摩尔分率：乙苯：苯乙
烯=0.54:0.46。

⒊塔压力6kpa,相对挥发度按1.54计。

⒋塔顶乙苯含量0.97，塔釜乙苯含量0.01。

设计要求：⒈计算转化率，按其为平衡转化率的90%计，求得平衡组成，选定水蒸气的用量，求出平衡常数及反应温度。

⒉列出物料进出反应器的平衡表。

⒊根据进料组成，黏度估算全塔效率。

⒋根据条件及分离要求计算最小回流比，确定实际回流
比，计算理论及实际塔板数，并确定加料板的位置。

⒌根据塔顶第一块的汽液条件设计塔径，塔板结构，并进
行水力学性能校核。

⒍做负荷性能图。

⒎塔高的确定及接管尺寸。

⒏塔设计列表。

⒐画出塔的结构图。

㈠相关物性参数收集
㈡反应计算机物料进出反应器的平衡表
⒈由设计条件，粗产物中乙苯∶苯乙烯＝0.54∶0.46 ,以苯乙烯计算转化率为x=0.46
平衡转化率x e =90
.046
.0=0.51。

⒉取1mol 苯乙烯反应系统，平衡转化率为69%，平衡时系统组成为： 主反应 C 6H 5C 2H 5 = C 6H 5CHCH 2 + H 2
平衡时：1—0.51=0.49
0.5
25℃下，反应的θ
m r G ∆=),(2g H G m f θ∆+),(256g CHCH H C G m f θ∆—
),(5256g H C H C G m f θ∆=246.18+0—162.09=84.09kJ/mol ； θm
r H ∆=
)
(,2g H H m f θ
∆+
)
,(3256g H C H C H m f θ
∆—
),(3256g H C H C H m f θ
∆=103.76+12.34=116.1kJ/mol ； θ
m
r G ∆=﹣RT ㏑K θ 查阅资料得T 1=900K,解得K θ（1）=1.49
㏑)
1()2(θθK K =R H m r θ
∆（11T —21
T ）
假设系统中的水蒸气的物质的量为8mol,K θ
（2）=x
x -12(811++x )=51.0151.02
-×
(
8
51.011
++)=0.0582；
解得T 2=742.8K, t=469.8℃
选择反应温度为469.8℃，水争取与乙苯的物质的量之比8：1。

⒊物料平衡表
年产1.5万吨苯乙烯
每小时苯乙烯的产量为：20.57kmol/h 每小时未反应的乙苯量为：24.15kmol/h 每小时氢气的产量为：20.57kmol/h
每小时乙苯进料量：20.57+24.15=44.72kmol/h 每小时水蒸气进料量：44.72×8=357.76kmol/h
㈢ 塔板数的计算及加料板位置 ⒈理论塔板计算
n 苯乙烯=104
105.17
⨯kmol/a ；
W=
24
3600⨯苯乙烯n =20.03kmol/h ；
易挥发组分为苯乙烯x F =0.54, x D =0.97, x W =0.01，α=1.54； 平衡线方程： y=
x
x
54.0154.1+ ；
当x F =0.54时，y *=0.644；
R R +1=54
.097.0644
.097.0--=0.758，解得R min =3.13, 取R=6。

精馏段操作线方程：y 1+n =R R +1x n +1
1
+R x D =0.8571 x n +0.139；
F=D+W;
F x F =D x D +W x W ;
解得F=44.72 kmol/h,D=24.69 kmol/h;
L=RD=148.14kmol/h , L ′=L+F=192.86 kmol/h ； 提留段操作线方程： y 1+m ′=
W
L L
-x m －W L W - x W =1.12 x m －0.00116；
利用逐板计算法计算理论板数N T : y 1 =x
D
=0.97, 由平衡关系解得x 1=0.9545;由精馏段操作线方程解得
y
2
=0.958;
同理得：x
2=0.937; y
3
=0.942;
x
3=0.913; y
4
=0.922;
x
4=0.885; y
5
=0.897;
x
5=0.850; y
6
=0.867;
x
6=0.809; y
7
=0.832;
x
7=0.763; y
8
=0.793;
x 8=0.713; y
9
=0.750;
x
9=0.661; y
10
=0.706;
x 10=0.609; y
11
=0.661;
x11=0.559; y12=0.618;
x 12=0.512; y
13
=0.579;
x 12=0.512< x
F
=0.54,精馏段所用理论板数为11块,第12块为加料板。

x 1′= x
12
=0.3734, 由提留段操作线方程解得y'
2
=0.57228; 由平衡关系解得
x'
2
=0.4649;
同理得：y'
3=0.5195; x'
3
=0.4125;
y'
4=0.4608; x'
4
=0.3569;
y' 5=0.3919; x'
5
=0.2950;
y' 6=0.3292; x'
6
=0.2417;
y'
7=0.2695; x'
7
=0.1933;
y' 8=0.2153; x'
8
=0.1512;
y' 9=0.1682; x'
9
=0.1161;
y '10=0.1289; x '
10=0.0876; y '11=0.0970; x '11=0.0652; y '12=0.0719; x '12=0.0479;
y '13=0.0525; x '13=0.0347; y '14=0.0377; x '14=0.0248;
y '15=0.0266; x '15=0.0175; y '16=0.0184; x '16=0.0120; y '17=0.0123; x '17=0.0080;
x '
17=0.0080< x W =0.01,由于再沸器相当一块理论板，所以提留段理论板数为
16块，全塔理论板数为 N T =11+16 =27；
⒉实际塔板数计算 全塔效率 μ
L
=μ（苯乙烯）×（1－x F ）+μ(乙苯) ×x F =0.763×0.46+0.64×
0.54=0.6896;
α=1.54, E T =0.49(α×μL
)245.0-=0.482,
N P =
T
T E N =482.027
=56; 加料板位置
482
.012
=25，所以实际板数为56块，其中第25块为加料板。

㈣塔径及塔板结构的设计
气相摩尔流量V=172.83h km ol ， 液相摩尔流量L=148.14h km ol ；
塔顶压强为6kpa,由安托因方程 ㏒P=6.0824-206
.213225
.1424+t
解得t=55.3℃,由PV=nRT, =
ρv
RT
PM
,T=55.3+273=328.3K,解得：
气相密度m kg
v
3
233.0=ρ，
液相密度m
kg
l
3
1.867=ρ；
所以，气相体积流量:s V V m V m
s 3
82.213600==ρ
液相体积流量s L m L l m
s 3
00503.03600==ρ；，
1．塔径 D=
πμ
Vs
4
由于适宜的空塔气速 μ=（0.6-0.8）μmax, 因此,需先计算出最大允许气速μmax.
μmax=c
v
v
l ρρρ-
取板间距H T =0.5m , 取清夜层高度h L =0.70m 于是得H T -h L =0.7-0.05=0.65m
FP=V
L S
S V
L ρρ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛==⨯233.01.86782.2100503.00.0141≈0.2 查图得气相负荷因子C 20]2[=0.140 根据公式C=C 20[(δ/20)0.2]=0.151 故气速u max =c
v v l ρρρ-=0.151×233
.0233
.01.867-=9.21m/s 取μ=0.6 , u =0.6×9.21=5.53m/s D =
=u
V s
π4 =2.242m
按标准塔径圆整为2.4m. 塔的截面积A T =m D
2
2
52.44
=π
实际空塔气速u=21.82/4.52=4.827m/s
⒉溢流装置：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰： ①堰长L w :取L w =0.65D=1.56m ②出口堰高h W
h w =h L -h ow 采用平直堰堰上液层高度可由 h ow =2.84
计算，近似取E=1, L w =1.56m
,L h =0.00503×3600=18.108h
m 3
可依据h ow 列线图查出
查得h ow =0.0145,前面已取H l =0.05m, 所以h w =h L -h owW =0.05-0.0145=0.0355m ③弓形降液管宽度W d 和面积A f
由lw/D=0.0.65，由图3-10]2[查得 A f 和W d
326.0=A
f
m 2
,
W d =0.298m.
验算:液体在精馏段降液管内的停留时间
=（A f H T ）/L s 精=（0.326×0.70）/0.00503=45.4s ＞5s 故降液管可用 ④降液管底隙高度h o
取底隙内液体流速为u o ’=0.13m ·s -1 则h o =h w —0.006=0.0295 ⒊塔板布置与浮阀数排列 取阀孔动能因子F 0=10 气体通过阀孔时的速度u o =F/（ρ
V
）1/2
u o =
ρ
v
o
F
=20.7m ·s -1
浮阀数目 N=4V S /πμ0d 02=
7
.201
1
4
82
.21039
.02
⨯⨯
π
=883个 取边缘区宽度Wc=0.06m ，破沫区宽度Ws=0.1m
㈤塔板的流体力学验算
⒈气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）h p ]2[=h c +h 1+
干板阻力 浮阀由部分全开转为全开临界速度 u oc =
=825
.1233
.01
.73=23.33m/s 因u 0< u c 0，故按h c =19.91
.867175.0o
u =0.04m
板上充气液层阻力h 1
取板上液层充气程度因素ξ=0.5，则h l =ξh l =0.5×0.05=0.025m 液柱 表面张力引起的阻力σh （此阻力很小可忽略） 则 h p =0.04+0.025=0.065m(液柱) 单板压降Δ
=
p
p
g l
p
h ⨯⨯ρ=552.9Pa
2 淹塔验算
溢流管内的清液层高度H d =h p +h d +h l
① 与气体通过塔板的压强降所相当的业主高度h p =0.065;
② h d =0.153(L s /L w h 0)2
=0.153×m 00177
.003.056.100503.02
=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯液柱
H d =0.065+0.00177+0.05=0.11677m 液柱
为防止液泛，通常H d 不大于Ф（H T +h w ） 取校正系数Ф=0.5， 则有Ф（H T +h w ）=0.5×（0.5+0.047）=0.2735＞H d 故不会产生液泛，符合防止淹塔要求。

3雾沫夹带验算
泛点率F 1=
b
F S V
L V s
A KC Z
L V 36.1+-ρρρ 其中K=1.0，
Z=D-2W d =2.4-2*0.298=1.804 A b =A T -2A f =4.52-2*0.326=3.868 C F ]2[=0.12
则F 1==
=+-868
.3*12.0*1804
.1*00503.0*36.1233
.01.867233
.082
.2179.6＜80﹪
泛点率=
=-12.0*52.4*78.0233
.01.867233.082
.2176.4%<80%
可见雾沫夹带在允许范围内
㈥塔板操作负荷性能
1雾沫夹带上限
取泛点率为80﹪代入泛点率计算公式F 1=b
F S V
L V s
A KC Z
L V 36.1+-ρρρ得雾沫夹带上限
方程为V s =22.64-149.57L s
在操作范围内，任取几个L s 值，依上式计算出V s ，列表 L s m 3/s
0.002
0.01
22.34
21.14
2液泛线
由于存在h w +h ow +∆+h d +h p =Ф(H T +h w ) 取Ф=0.5，忽略∆，代入各相应值化简后得V s 2=8017.3-10.61783×105L s 2-12113.4L s 2/3 同样列表 L s m 3/s
0.001 0.005 0.009 0.013
88.85
87.38
86.06
84.66
3液体负荷上限线: L smax =A f H T /t 停
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3—5s,以t=5计算，则L smax =0.326*0.7/5=0.046m 3/s 4漏液线
对于F1型重阀，F ]2[=u o
ρ
v
=5估算
=u o 5/
ρ
v
及u d V N s 02
4π
=
所以V s 最小=10.921s m 3
5液体负荷下限线:
取堰上液层高h ow =0.006m 为下限条件，得2.84×10-3×E(L smin /l w )2/3=0.006 取E=1 即L smin =0.0013/s
作性能图如下：
由塔板负荷性能图可看出：
①任务规定的汽液负荷下的操作点p(设计点)处在适宜的操作区内的适中位置。

②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

③按照固定的汽液比，有附图可查出塔板的气相负荷上限V s max = /s
V smin =
/s
故操作弹性为= 现将计算结果汇总于下表
㈦ 塔高及接管尺寸
⒈进料管接管尺寸
设u in =2m/s, F s =44.72×104.76÷867.1÷3600=0.0015s m 3
F s =
4
πd in
2u in
m d
in
030.0=, 取d in =30mm.
2.塔顶回流管
选u=0.5m/s(重力回流)，s m L s /00503.03
=
=
u d D
2
4π
L
s
，
所以，m d D 1132.0=，圆整取mm d D 120= 3.塔顶蒸汽出口
取s m u V /18=，s m V s 3
82.21=， 则m u V d V
s
V 243.14==
π，圆整取d V =1..25m
4塔底回流管 d B =d V =1.25m 5．塔高的选择
取塔顶高度H D =1.5塔底高度H d =1.5,裙坐H Q =1.5 人孔高度0.6m 。

每10块板间设一人孔，取N R =6,
则塔高H=H D + H d + H Q +( N P －N R －1) ×0.5+ N R ×0.6=1.5+1.5+1.5+(56－1-6) ×0.5+6×0.6=32.6m
㈧ 参考文献
⒈夏请，陈常贵主编，化工原理上册（修订版），天津大学出版社，2007
⒉夏请，陈常贵主编，化工原理下册（修订版），天津大学出版社，2007
⒊印永嘉，奚正楷，张树永等编，物理化学简明教程（第四版），高等教育出版 社，2008。

⒋米镇涛主编，化学工艺学，第二版，北京化学工业出版社，2007。