万吨苯乙烯生产车间工艺设计—本科毕业设计.doc(3)

分析误差可能产生的原因：各物质热容数据的不准确（大部分是通过读图获得的）；用平均比热容来计算，较粗糙可能带来较大误差。4.2 二段反应器的热量衡算4.2.1 进入二段反应器的过热水蒸气量的计算一定量的800℃的水蒸气与520℃的一段出口物料混合后温度达到620℃解得 m2(水)=20.37×103 kg/ｈ表4.7热量衡算过程简略的物料组成流入流出组成流量/t/h组成流量/t/h水35.144 水35.144 乙苯11.043 乙苯7.363 苯乙烯7.223 苯乙烯10.835 H20.139 H20.207进口物料（混合后）温度为620℃，出口温度设为x℃4.2.2 二段反应器出口物料温度的计算（4.4）能量衡算的参考态定为25℃，H2O（g），乙苯（g），苯乙烯（g），H2（g）。注：忽略非常少的副产物，考虑几种主要的物质进口：出口：注：H2的比热容几乎不随温度而变化，所以取为常数 Cp=28.84J.mol-1.K-1 把已知数据代入方程（4-2）整理得：（注下式的所有数据是除过1.346的数据） 上式中的平均比热容是25℃和x℃之下的平均比热容，所以平均比热容是温度的函数，而x℃又是未知数，所以需要用试差法来解上边的方程。

求解步骤：先设一个x,然后查处和该温度下的各种物质比热容，然后求取平均比热容。将平均比热容带入上式计算出右边的数值，并且与左边进行比较。当两边差值的绝对值达到一定值后（这里取0.5），即认为x为上述方程的解。从而就求出了一段反应器出口物料的温度。⑴ 设x=600 得把已知数值代入方程（4-2）右边得：46.79，左右边差值的绝对值为1.7，不符合要求，所以还需要继续试差。⑵ 设x=580 得把已知数值代入代入方程（4-2）的右边得：44.97，左右边差值的绝对值为0.12，符合要求。所以出口物料的温度约为580℃。4.3 三段反应器的热量衡算4.3.1 进入三段反应器的过热水蒸气量的计算一定量的800℃的水蒸气与580℃的一段出口物料混合后温度达到620℃解得 m3(水)=12.65×103 kg/ｈ表4.8热量衡算过程简略的物料组成流入流出组成流量/t/h组成流量/t/h水47.796 水47.796 乙苯7.363 乙苯4.601 苯乙烯10.835 苯乙烯13.543 H20.207 H20.260 进口物料（混合后）温度为620℃，出口温度设为x℃4.3.2 三段反应器出口物料温度的计算（4.5）能量衡算的参考态定为25℃，H2O（g），乙苯（g），苯乙烯（g），H2（g）。

注：忽略非常少的副产物，考虑几种主要的物质。进口：出口：注：H2的比热容几乎不随温度而变化，所以去取为常数 Cp=28.84J.mol-1.K-1把已知的数据代入方程（4-3）整理得：（注下式的所有数据是除过1.346的数据） 上式中的平均比热容是25℃和x℃之下的平均比热容，所以平均比热容是温度的函数，而x℃又是未知数，所以需要用试差法来解上边的方程。求解步骤：先设一个x,然后查处和该温度下的各种物质比热容，然后求取平均比热容。将平均比热容带入上式计算出右边的数值，并且与左边进行比较。当两边差值的绝对值达到一定值后（这里取0.5），即认为x为上述方程的解。从而就求出了一段反应器出口物料的温度。⑴ 设x=600 得把已知数值代入程（4-3）的右边得：57.93，左右边差值的绝对值为1.03，不符合要求，所以还需要继续试差。⑵ 设x=590 得把已知数值代入方程（4-3）的右边得：57.26，左右边差值的绝对值为0.36，符合要求。所以出口物料的温度约为590℃。4.4 整个反应器进出物料温度情况表4.9整个反应器进出物料温度情况物料段流入流出组成流量/t/h温度/℃组成流量/t/h温度/℃一段水14.779 800水14.779 520乙苯18.405500乙苯11.043 520苯乙烯苯乙烯7.223 520氢气氢气0.139 520二段水14.779 520水35.147 580乙苯11.043 520乙苯7.363 580苯乙烯7.223 520苯乙烯10.835 580氢气0.139 520氢气0.207 580水20.368800三段水35.147 580水47.799 590乙苯7.363 580乙苯4.601 590苯乙烯10.835 580苯乙烯13.543 590氢气0.207 580氢气0.260 590水 12.6524.5 产物冷却的热量衡算由工艺流程简图可以看出：产品经过冷却后需将氢气、乙烷、甲烷与粗苯乙烯和水分离，然后再经过油水分离器再将水与粗苯乙烯分离，将粗苯乙烯送至精馏工段。

制冷设备制冷机的主要性能指标有工作温度(对蒸气压缩式制冷机为蒸发温度和冷凝温度，对气体压缩式制冷机和半导体制冷器为被冷物体的温度和冷却介质的温度)物品在冷却或冻结时要放出yi定的热量，制冷装置的围护结构在使用时也会传入yi定的热量。1.型砂温度过高，尤其是在夏天，夏天温度本来就高，开箱以后型砂的温度非常高，有的还是火红的，不容易冷却，最好将型砂冷却到40摄氏度以下，具体解决办法就是多采购一天的型砂使用量，加大型砂冷却砂库，不要太依靠物理降温，因为刚开箱的型砂温度大多数在5-600摄氏度，就是进入冷库也需要一定的时间才能够把温度降下来，所以一定要先自然冷却到一定程度才能够处理使用，冷却系统只是起到一个辅助作用，加快降温而已。工作时，制冷片112将降温片111上的热量传导到导热水管3中，使得降温片111上的温度迅速降低，达到快速降温的目的，随着导热水管3中液体的循环流动，热量被传导到液体中带走，从而保持散热坐垫i表面具有较低的温度。

（2）原因：开工过程中甩油罐带水，低温状态下油在上水在下，当温度升高到水汽化温度时，大量的水突然汽化，蒸汽及油气汽化到放空塔，致使放空塔压力突然升高，放空塔顶安全阀起跳后路不畅，使压力超过放空塔的设计压力导致爆炸。二次蒸汽，经过压缩机的压缩，压力和温度得以升高，热焓随之增加，被送到蒸发器的加热室当作加热蒸汽即生蒸汽使用，使料液维持蒸发状态，而加热蒸汽本 身将热量传递给物料本身冷凝成水。塔釜温度控制是采用加热蒸汽流量与塔釜温度进行串级控制来实现的，影响塔釜温度的主要因素是物料进入再沸器后带走的热量，而再沸器的热量是由进入塔釜的蒸汽所提供的，因此，塔釜的温度可以通过调节进入再沸器的蒸汽流量来控制的，同时引入进料流量进行前馈控制，以此来实现对塔釜的温度控制，由于蒸汽的加入量对塔的其他参数如塔压影响很大，为了保证塔的安全，这里增加一个条件判断，当塔压在安全范围内用蒸汽流量和温度串级控制，当塔压过高时采用塔压控制的方法，使塔压降下来，以保证塔设备的安全。

4.6.3苯和甲苯分离塔的热量衡算混合物料处理到一定热状态，泡点进料（饱和液体进料），为常压操作。塔顶温度为82.7℃，塔釜温度为109.4℃，忽略少量乙苯对精馏的影响，将三组份精馏简化为二组份精馏。塔顶冷凝量为：（4.6）（4.7）Rmin的计算：双组分精馏最小回流比的计算过程，见第五章主要设备的设计及辅助 设备的选型中精馏塔塔板数的计算一节。Rmin=2.588 ⑴ 塔顶冷凝器的热量衡算（4.8）由塔顶物料的组成和各物质在塔顶温度下的潜热数据，算得H混合潜热=385.6kJ/kg。 冷流体为工业用冷却水，入口温度20℃，出口温度40℃。冷却水用量为2.5t/h。 ⑵ 塔釜再沸器的热量衡算由塔釜物料的组成和各物质在塔顶温度下的潜热数据，算得H混合潜热=356.5kJ/kg。所以： 热流体为120℃的饱和水蒸汽，饱和水蒸汽的用量为145kg/h。4.6.4 苯乙烯精制塔的热量衡算苯乙烯精制塔为减压蒸馏无回流，塔釜温度控制在110℃左右，绝大多数的苯乙烯气化。 110℃下，H潜热=376.88kJ/kg；m气化量=D=12.525×103kg/h所以Q=4.7×106kJ/h热流体为120℃的饱和水蒸汽，饱和水蒸汽的用量为2.13t/h。

5 主要设备的设计及辅助设备的选型5.1 固定床反应器的设计5.1.1 反应器的选择本设计中的反应器采用三段式轴向固定床反应器[18-21]。固定床反应器的主要优点是床层内流体的流动接近活塞流，可用较少量的催化剂和较小的反应器容积获得较大的生产能力。此外，结构简单、操作方便、催化剂机械磨损小，也是固定床反应器获得广泛应用的重要原因。固定床反应器的主要缺点是传热能力差，这是因为大多数固体催化剂和其载体是导热性能较差的物质。化学反应多伴有热效应，本设计中的乙苯催化氢就是一个强吸热反应，而且温度对反应结果的影响十分灵敏，因此对热效应大的反应过程，传热与控温问题就成为固定床技术中的难题。固定床反应器的另一缺点是在操作过程中，催化剂不能更换，因此对催化剂需频繁再生的反应过程不宜使用，本设计可以使用。固定床反应器有三种基本形式：绝热式、多段绝热式和列管式。绝热式固定床又可分为轴向反应器、径向反应器和轴径向反应器。轴向绝热固定床反应器，这种反应器结构最简单，它实际上就是一个容器，催化剂均匀堆置于床内，预热到一定温度的反应物自上而下流过床层进行反应，床层同外界无热交换。径向绝热式固定床反应器结构较轴向反应器复杂，催化剂装载于两个同心圆筒构成的环隙中，流体沿径向流过床层，可采用离心流动或向心流动，径向反应器的优点是流体流过的距离较短，流道截面积较大床层阻力降较小。

轴径向反应器中流体的流动情况既有轴向又有径向。考虑到轴向反应器设计最简单，所以本设计采用三段式轴向固定床反应器。5.1.2 反应器设计的具体过程⑴ 计算所需催化剂的用量（5.1） 式中：w—催化剂的用量； FA0—初始流入反应器中A物质的摩尔流量；x—物质的转化率；-rA—A物质的消耗速率，它的定义式为（5.2）⑵ 反应器有效体积的计算（5.3）催化剂的一些物理性质：圆柱形颗粒；堆密度（已考虑颗粒内部的孔隙和颗粒间的空隙）1100kg/m3;床层空隙率ε取为为0.445。 ⑶ 反应器体积及直径和高度的计算以及固定床床层压降的计算反应器直径的计算直接关系到流体在反应器中的流速，而流速又与固定床反应器的压降密切相关。流体流速如果取得过大（直径较小），会使得床层压降非常大。而要求压降不能过大，必须保证在一个较正常的范围内。⑷ 反应器其它部件的设计5.1.3 固定床一段反应器的设计⑴ 反应动力学方程及设计的基础数据[22,23] 在绝热固定床反应中进行乙苯脱氢反应其动力学方程为：（5.4） 式中：E、S、及H—分别表示乙苯、苯乙烯及氢气； 分压单位为at； 反应速率常数和化学平衡常熟与温度的关系式是：已知：一段反应器乙苯进料量为18.405×103kg/h；水蒸气进料量为14.78×103kg/h。

但是我认为：这只是表面现象，根据macd指标原理和计算方法可知，背离并不一定是反转的信号，有时顶背离只是股票上涨快慢风格的转变，之前是快涨，现在是慢慢的涨了，（图六）除了我们一般认为的顶背离，还有两种情况也会出现顶背离现象，但是股价却是再上涨1，当一支股票上升途中经过一波不小的调整后，调整中平均数值下来了，当股价再次创新高的时候，平均数值没有跟上来这么快，这时候macd几乎必然无法创出新高，2，而另外一种是价格依然在涨，但速度慢了。二、参数调整一般规则由各个参数的控制规律可知，比例p使反应变快，微分d使反应提前，积分i使反应滞后。由各个参数的控制规律可知，比例p使反应变快，微分d使反应提前，积分i使反应滞后。

② 反应器有效体积的计算 解得：V有效体积＝11.51ｍ3③ 反应器体积、直径和高度的计算 计算压降采用欧根方程（5.5） 式中：ΔP—压降，单位为Pa；L—催化剂床层高度，单位为m；Ε—床层空隙率，量纲为1；dp—颗粒的平均直径（比表面积相等），单位为m；μ—流体的粘度，单位为Pa·s；u—空床流速（表观流速），单位为m·s；ρ—流体的密度，单位kg/m3。通过查数据及计算得：ε=0.445；= 13mm ；μ=3.2×10-5Pa·s(注：由于反应器中水蒸气占多数，所以这里用了600℃下水蒸汽的粘度来代替)；ρ=0.552 kg/m3（由下边的公式进行计算）。 式中：P—为0.12Mpa；R—为8.314 J·mol-1·K-1；T—为873K；—由进料气体的组成进行计算 假设每米催化剂床层的压降小于2KPa，算得u≤2m·s ；由u来计算固定床的直径D=3.258m，圆整为D=3.4m，可算出一段反应器催化剂床层高度H一段= 1.27m。1.4 固定床二段反应器的设计⑴ 设计的基础数据 已知：二段反应器乙苯进料量为11.043×103kg/h；水蒸气进料量为35.15×103kg/h；苯乙烯的进料量7.233×103kg/h；氢气的进料量0.139×103kg/h。