年产1.0万吨苯乙烯的乙苯脱氢工艺及乙苯苯乙烯减压精馏塔设计书题目：年产2.0万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：常压反应，水蒸气稀释，副反应忽略。 粗产品组成（脱水后的油相）摩尔分率：乙苯 ：苯乙烯=0.54:0.46。 塔压力6kpa,相对挥发度按1.54计。 塔顶乙苯含量0.97，塔釜乙苯含量0.01。设计要求： 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。列出物料进出反应器的平衡表。根据进料组成，黏度估算全塔效率。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。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。做负荷性能图。塔高的确定及接管尺寸。塔设计列表。画出塔的结构图。相关物性参数收集分子量（g/mol）密度（kg/m）黏度（20）mpas表面张力（mN/m）汽化热（kJ/mol）乙苯1068670.6429.242.2612.34119.83苯乙烯104911（15.6）0.7243.93103.76202.25氢气200 反应计算机物料进出反应器的平衡表 设计条件，粗产物中乙苯苯乙烯0.580.42 ,以苯乙烯计算转化率为x=0.42平衡转化率x=0.4667 1mol苯乙烯反应系统，平衡转化率为51.1%，平衡时系统组成为：主反应C6H5C2H5 = C6H5CHCH2 + H2 平衡时：10.4667 0.511 0.51125下，反应的=+=246.18+0162.09=84.09kJ/mol；=+=103.76+12.34=116.1kJ/mol；=RTKT=298K,解得K（1）=1.41=（）假设系统中的水蒸气的物质的量为1mol,K（2）=()=()=0.21；解得T=811.23K选择反应温度为811.23K，水争取与乙苯的物质的量之比1：10。物料平衡表以1h为基准组成输入输出物质的量/mol原料组成/摩尔分数质量/kg物质的量/mol原料组成/摩尔分数质量/kg乙苯28.7410.009093046.2615.250.004651616.8苯乙烯00013.350.004071387水蒸气287.40.90915173.2287.40.87215173.2氢气00013.350.0040726.7总计316.1418219.46329.3518203.9 塔板数的计算及加料板位置理论塔板计算W=13.35kmol/h；易挥发组分为苯乙烯x=0.58 x=0.97, x=0.01，=1.54；平衡线方程： y= ；当x=0.58时解得R=2.89取R=5.25精馏段操作线方程：y=x+x=0.84 x+0.1552；F=D+W;F x=D x+W x;解得F=32.86kmol/h,D=19.51 kmol/h;L=RD=102.43kmol/h , 提留段操作线方程： y=x x=1.109 x0.00109；利用逐板计算法计算理论板数N:y =x=0.97, 由平衡关系解得x=0.9545;由精馏段操作线方程解得y=0.9545;同理得：x =0.9353; y=0.9408; x=0.9117; y=0.9210; x=0.8833; y=0.8972; x=0.8500; y=0.8692; x=0.8119; y=0.8372; x=0.7695; y=0.8016;x=0.7240; y=0.7634;x=0.6769; y=0.7238;x=0.6299; y=0.6841;x=0.5846; y=0.6463;x=0.5427 xF =0.58 精馏段所用理论板数为11块,第12块为加料板。x= x12=0.5427, 由提留段操作线方程解得y =1.109 x0.00109；; 由平衡关系解得x =0.4943;同理得：y =0.5471; x=0.4396; y=0.4864; x=0.3808; y=0.4212; x=0.3209; y=0.3548; x=0.2637; y=0.2907; x=0.2102; y=0.2320; x=0.1640; y=0.1808; x=0.1253; y=0.1379; x=0.0941; y=0.1033; x=0.0696; y=0.0761; x=0.0508; y=0.0552; x=0.0366; y=0.0395; x=0.0260; y=0.0277; x=0.0182; y=0.0191; x=0.0125; y=0.0128 x=0.0083 x=0.0083 x=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=11+16=27；实际塔板数计算全塔效率 =（苯乙烯）（1x）+(乙苯) x=0.720.42+0.640.58=0.6736;=1.54, E =0.49()=0.485,N=55;加料板位置=22，所以实际板数为49块，其中第23块为加料板。 塔径及塔板结构的设计气相摩尔流量V=121.94， 液相摩尔流量L=102.43；气相质量流量，液相质量流量；塔顶压强为6kpa,由安托因方程 P=6.0824-解得t=55.3,由PV=nRT, ,T=55.3+273=328.3K,解得：气相密度，液相密度；所以，气相体积流量:液相体积流量；，1塔径 D=由于适宜的空塔气速 =（0.6-0.8）max, 因此,需先计算出最大允许气速max. max=c取板间距HT=0.6m , 取清夜层高度hL=0.07m 于是得HT-hL=0.6-0.07=0.53FP=0.014查图得气相负荷因子C20=0.11 根据公式C=C20(/20)0.2=0.1186故气速u=c=0.1186=7.234m/s取=0.8 , u =0.87.3=5.7872m/sD = =1.84m按标准塔径圆整为2m. 塔的截面积AT =实际空塔气速u=15.40/3.14=4.904m/s 流装置：选用单溢流弓形降液管，不设进口堰： 长Lw:取Lw=0.66D=1.32m出口堰高hWhw=hL-how采用平直堰堰上液层高度可由how=2.84计算，近似取E=1, Lw=1.32mhow=0,01253所以hw=hL-howW=0.07-0.0253=0.05747m弓形降液管宽度Wd 和面积A由lw/D=0.727，由图3-10查得 A 和Wd,Wd=0.248m.验算:液体在精馏段降液管内的停留时间=（AfHT）/Ls精=（0.22640.6）/0.0051=39.95s5s故降液管可用降液管底隙高度ho取底隙内液体流速为uo=0.08ms-1则ho=Ls/lW uo=, 板布置与浮阀数排列取阀孔动能因子F=10气体通过阀孔时的速度uo=F/（）1/2 uo=20.72ms-1 浮阀数目 N=4VS/0d02=622个取边缘区宽度Wc=0.06m，破沫区宽度Ws=0.10mR=D/2-Wc=0.94mX=D/2-Wd-Ws=0.652m=2=2.233采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距t=75mm,那么相邻两排间阀孔中心距t为 t=52mm塔板的流体力学验算气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）hp=hc+h1+干板阻力 浮阀由部分全开转为全开临界速度uoc=23.3m/s因u u，故按h=19.9=0.037m板上充气液层阻力h1取板上液层充气程度因素=0.5，则hl=hl=0.50.07=0.035m液柱表面张力引起的阻力（此阻力很小可忽略）则hp=0.039+0.035=0.074m(液柱)单板压降=629Pa2 淹塔验算溢流管内的清液层高度Hd=hp+hd+hl 与气体通过塔板的压强降所相当的业主高度h=0.074; hd=0.153(Ls/Lwh0)2=0.153液柱Hd=0.074+0.001+0.07=0.145m液柱为防止液泛，通常Hd不大于（HT+hw） 取校正系数=0.5，则有（HT+hw）=0.5（0.051+0.60）=0.329Hd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F1= 其中K=1.0，Z=D-2Wd=1.504Ab=AT-2Af=2.6872CF=0.12则F1=79.480泛点率=75.2%80%可见雾沫夹带在允许范围内塔板操作负荷性能1雾沫夹带上限取泛点率为80代入泛点率计算公式F1=得雾沫夹带上限方程为Vs=9.9-116.9L在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出Vs，列表Lm/s0.0020.019.678.7312液泛线由于存在hw+how+hd+hp