乙苯脫氫制苯乙烯脫氫工段工藝設計

1、乙苯脫氫制苯乙烯脫氫工段工藝設計 摘 要 本設計是以年產5萬噸苯乙烯為生產目標，采用乙苯脫氫制得苯乙烯的工藝方法，本文針對設計要求對整個工藝流程進行物料衡算，熱量衡算，對整個工段進行工藝設計和設備選型。然后根據(jù)物料平衡分別對進出脫氫反應器和氣提塔進行物料衡算。根據(jù)熱力學定律對工藝中的第一預熱器第二預熱器，熱交換器和反應器進行了能量衡算。對油水分離器，物料泵，熱交換器理論上進行了尺寸計算及選擇。為滿足設計要求，達到所需要的工藝條件，本設計本著理論聯(lián)系實際的精神，用現(xiàn)行的乙苯脫氫制取苯乙烯的方法為設計基礎，主要對乙苯脫氫工段進行工藝設計和優(yōu)化。關鍵詞： 乙苯 脫氫 苯乙烯 物料衡算 能量衡算 工藝

2、 ABSTRACTThe design is based on an annual output of 50,000 tons of styrene production target of dehydrogenationof ethylbenzene to styrene process,Processfor the whole process design and the main equipment selection.Based on the design requirements of the entire process of the material balance and en

3、ergy balance.According to the material balance were circulating oil-water separator,material pumps,heateexchangers and dreacters.According to the laws of thermodynamics the energy balance of the process preheater preheaters,heat exchangers and dreactor operator.As far as possible to meet the design

4、requirements to achieve the required conditions.Key word：ethylbenzene; styrene; material balance; energy balance; distillation; 第一章 文獻綜述1.1 苯乙烯的性質及用途1.1.1苯乙烯的性質 苯乙烯的分子式為C8H8分子量為104.14，化學結構式如下：CH=CH2CH=CH2 或者 苯乙烯又名乙烯基苯，系無色至黃色的油狀液體。具有高折射性和特殊芳香氣味。熔點-30.6。C，沸點為1450C，凝固點 30.40C，相對密度（水的為1）0.91，閃點34.4oC。性質

5、比較穩(wěn)定，不可與陽光接觸，難溶于水，能溶于甲醇、乙酸及乙醚等醇醚等多數(shù)有機溶劑。 苯乙烯在高溫下容易裂解和燃燒，生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、碳、一氧化碳、二氧化碳和氫氣等。苯乙烯蒸氣與空氣能形成爆炸混合物，其爆炸范圍為11601。 苯乙烯具有乙烯基烯烴的性質，反應性能極強，如氧化、還原、氯化等反應均可進行，并能與鹵化氫發(fā)生加成反應。苯乙烯暴露于空氣中，易被氧化成醛、酮類。苯乙烯易自聚生成聚苯乙烯（PS）樹脂。也易與其他含雙鍵的不飽和化合物共聚1,2。1.1.2苯乙烯的用途 苯乙烯是一種重要的基本有機化工原料，主要用于生產聚苯乙烯和共聚樹脂、離子交換樹脂不飽和聚酯以及苯乙烯系熱塑性彈性體SBS等和

6、其他樹脂的生產，此外還可用于紡織，制藥和涂料，農藥及選礦等工業(yè)。其應用廣泛，本設計采用乙苯脫氫生產苯乙烯，具有較好的生產效益和經濟效益。 苯乙烯最大用途是生產聚苯乙烯，另外苯乙烯與丁二烯、丙烯腈共聚，其共聚物可用以生產 ABS工程塑料；與丙烯腈共聚可得AS樹脂；與丁二烯共聚可生成丁苯乳膠或合成丁苯橡膠。此外，苯乙烯還廣泛被用于制藥、涂料、紡織等工業(yè)1,2。1.2苯乙烯生產方法1.2.1 常見的生產方法 目前，世界上工業(yè)生產苯乙烯的方法除傳統(tǒng)乙苯脫氫的方法外，出現(xiàn)了乙苯和丙烯共氧化聯(lián)產苯乙烯和環(huán)氧丙烷工藝、乙苯氣相脫氫工藝等新的工業(yè)生產路線，同時積極探索以甲苯和裂解汽油等新的原料路線。迄今工業(yè)上

7、乙苯直接脫氫法生產的苯乙烯占世界總生產能力的 90，仍然是目前生產苯乙烯的主要方法。它又包括乙苯催化脫氫和乙苯氧化脫氫兩種生產工藝，乙苯催化脫氫是工業(yè)上生產苯乙烯的傳統(tǒng)工藝3,4。 工業(yè)上,乙苯脫氫反應除采用低壓或負壓外,還采用惰性氣體作稀釋劑來降低烴的分壓,以提高平衡轉化率。常用的稀積劑是水蒸氣,它不僅提高了乙苯脫氫反應的平衡轉化率,還可消除催化劑表面的碳。有時也用作載熱體,供給乙苯脫氫所需的熱量。脫氫反應器是乙苯脫氫工藝的核心,整個工藝是圍繞它來展開的.1.2.2 乙苯脫氫制苯乙烯的工藝原理以乙苯為原料，按1:31:8水比加入過熱水蒸汽，在軸徑向反應器內，高溫、負壓條件下，催化劑床層進行乙

8、苯脫氫反應，生成苯乙烯主產品，副反應生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、氫氣和二氧化碳。主反應： C6H5CH2CH3 C6H5CHCH2 H2 這是一個強吸熱可逆增分子反應。副反應是熱裂解、氫化裂解和蒸汽裂解反應：C6H5CH2CH3 C6H6 C2H4 C6H5CH2CH3 H2 C6H5CH3 CH4C6H5CH2CH3 H2 C6H6 C2H6C 2H2O 2H2 CO2C2H4 2H2O 2CO 4H2水蒸汽變換反應： CO H2O H2 CO2在水蒸汽濃度很高時，生成苯、甲苯的反應式可能被下列反應所代替：C6H5CH2CH3 2H2O C6H5 CH3 CO2 3H2C6H5CH2CH3 2

9、H2O C6H6 CH4 CO2 2H2 在乙苯脫氫反應中，原料乙苯中的化學雜質也發(fā)生反應，生成物還會進一步發(fā)反應，為此，最終生成物中還含有另一些副產物，如二甲苯、異丙苯、焦油等3,4。1.3 國內外生產和發(fā)展現(xiàn)狀 目前，世界上生產苯乙烯的方法主要有環(huán)氧丙烷苯乙烯聯(lián)產法、熱解汽油抽提蒸餾回收法，乙苯脫氫法以及丁二烯合成法等。乙苯脫氫法是目前國內外生產苯乙烯的主要方法，有乙苯催化脫氫和乙苯氧化脫氫兩種生產工藝，乙苯催化脫氫是工業(yè)上生產苯乙烯的傳統(tǒng)工藝。2000年，世界上共生產苯乙烯2930萬噸/年，其中美國600萬噸/年，中國55萬噸/年。由于PS和ABS樹脂等下游產品消費的強勁拉動，近年來世界

10、苯乙烯的生產發(fā)展很快。世界苯乙烯的消費構成為：聚苯乙烯是苯乙烯最大的下游衍生物，氣消費量約占總消費量的63.2%。苯乙烯需求的巨大缺口和持續(xù)強勁增長態(tài)勢，是我國苯乙烯生產不斷擴大的原動力。我國苯乙烯的工業(yè)生產始于20世紀50年代中期，自蘭州石油化工公司合成橡膠廠采用傳統(tǒng)的三氯化鋁液相烷基化工藝，建成一套5000噸年苯乙烯生產裝置以來，我國苯 乙烯的生產得到了飛速發(fā)展。2003年我國苯乙烯的生產廠家有12家，總生產能力達到105萬噸，其中有8套為引進生產裝置，生產能力合計為72.9萬噸年，約占國內苯乙烯總生 產能力的69.4。揚子巴斯夫苯乙烯系列有限公司的14.5萬噸年裝置是目前國內最大的苯乙烯

11、生產裝置，生產能力約占國內苯乙烯總生產能力的13.8；其次是吉林石化公司，生產能力為14.0萬噸，約占國內總生產能力的13.3。隨著我國苯乙烯生產能力的不斷增加，產量也不斷增加。1995年我國苯乙烯的產量只有2558萬噸，1998年增至56.30萬噸，2000年增加到76.38萬噸，1995-2000年產量的年均增長率達到24.5。2002年我國苯乙烯的產量進一步增加到89.56萬噸，比2001年增長13.8，1997-2005年產量的年均增長率為18.5。2003年我國苯乙烯產量達到94.82萬噸，比2002年增長5.87，其中中國石化集團公司的產量為45.20萬噸，約占總產量的47.67；

12、中國石油天然氣集團公司的產量為37.89萬噸，約占總產量的39.96。中國石油吉林石化公司的產量最大，達至15.98萬噸，約占我國苯乙烯總產量的16.85，位居全國第一；其次是揚予巴斯夫苯乙烯系列有限公司，產量達至2.34萬噸，約占國 內總產量的13.01；再次是中石化茂名石化公司，產量達10. 7萬噸，約占國內總產量的10.975-7。第二章 工藝流程設計2.1乙苯脫氫制苯乙烯工藝乙苯脫氫工藝主要分為烴化工段，乙苯精餾工段，乙苯脫氫工段和苯乙烯精餾工段，以下分別進行簡述。2.1.1烴化工段來自中間倉庫的干苯和來自乙烯車間的乙烯和苯以0.4-0.5:1的配比，從塔底送入反應器。同時，將配好的催

13、化劑溶液經復合體加料泵加入反應器，在此反應器內進行烷基化反應。反應產物自烴化反應器上部各自流至冷卻器，冷卻650C后進行烴化液沉降槽沉降分離，分離出的Alc13絡合物自槽底部返回烴化反應器底部，上層烴化液自流至水解塔。沒反應的乙烯氣體和苯蒸汽等從烴化反應器頂部出來經冷卻器用循環(huán)水使大部分蒸汽冷凝后進入尾氣吸收塔，用二乙苯吸收未凝蒸汽和HCl氣后，未凝氣放空，二乙苯吸收液反烴化，烴化液自上部直接流至中間倉庫烴化液罐中。2.1.2 乙苯精餾工段1干燥苯塔8,9 來自中間倉庫原料苯罐經原料泵送來的含水900ppm的原料苯，進入回流罐油相區(qū)；來自循環(huán)苯塔的含水量2500ppm的循環(huán)苯，與苯干燥塔頂蒸出

14、的經過冷凝的苯冷卻后進入回流罐分相區(qū)塔頂氣相溫度810C經預熱器與進料換熱器后，進入冷凝器用循環(huán)水冷凝，冷凝后循環(huán)苯塔回流泵送來的循環(huán)苯一起進入冷卻器用循環(huán)水冷卻器用循環(huán)水冷卻后進入回流罐分層區(qū)，上層脫水苯溢流至油相區(qū)，下層水相從集水包間斷排入管線塔釜為干燥苯，采出送至中間倉庫干燥苯罐。2循環(huán)苯塔來自中間倉庫的烴化液進入循環(huán)苯塔加料區(qū)塔頂氣相餾分冷凝回流后冷卻進入苯干燥塔回流罐分層區(qū)。塔釜液(主要是乙苯和二乙苯)用釜液泵送至乙苯塔。3精乙苯塔由循環(huán)苯塔釜液泵送出的釜液，進入精乙苯塔加料層，塔頂氣相餾分乙苯經冷凝回流采出至精乙苯塔，塔釜液送至二乙苯塔。4二乙苯塔來自精乙苯塔釜液的料液根據(jù)不同組成

15、進入二乙苯塔不同進料板塔頂?shù)枚冶?，塔釜得到多乙苯?.1.3 乙苯脫氫來自中間倉庫乙苯泵送來的乙苯與管網來的蒸汽進入乙苯蒸發(fā)器，乙苯與蒸汽量比為1：1.4，經過過熱器殼程與脫氫反應器出來的6500C煙氣過熱至5800C后，配料氣進入脫氫反應器進行脫氫反應反應產物經空冷，水冷，鹽冷后進入沉降槽，分離后加入阻聚劑阻止聚合，然后進入粗苯乙烯塔。2.1.4 苯乙烯精餾工段 1粗苯乙烯塔爐油自中間倉庫送來，進入粗苯乙烯塔由再沸器加熱精餾，塔頂產物苯，甲苯，乙苯輕組分進入循環(huán)乙苯塔的底部產物苯乙烯和苯乙烯焦油。 2精苯乙烯塔精苯乙烯塔加料為粗苯乙烯塔經過冷卻后的釜液，由再沸器加熱進行精餾。塔頂產品苯乙烯

16、，純度99.6(重量)，塔釜苯乙烯焦油(廢渣之一)。 3循環(huán)乙苯塔粗笨乙烯塔塔頂餾分由回流泵送出，經循環(huán)乙苯塔進料預熱器，用循環(huán)乙苯塔釜液進行預熱后，進入循環(huán)乙苯塔，由再沸器用16MPa蒸汽加熱精餾，塔頂苯，甲苯餾分，送至中間倉庫苯，甲苯罐。塔釜即循環(huán)乙苯，進入循環(huán)乙苯塔冷卻器，送到中間倉庫循環(huán)乙苯罐9。2.2工藝影響因素分析本設計用現(xiàn)行的乙苯脫氫制取苯乙烯的方法為設計基礎，主要對乙苯脫氫工段進行工藝設計和優(yōu)化。影響脫氫反應的因素主要有：反應溫度、反應壓力和水蒸汽/乙苯比（簡稱水比）。此外，該反應還受到反應物通過催化劑床層的液體體積時空速度（LHSV）、催化劑性能、原料乙苯中含雜質情況等影響。

17、2.2.1水蒸汽/乙苯比（水比）在恒定的反應溫度和壓力下，較高的水比可使乙苯轉化率提高。因為，蒸汽降低了反應組分的分壓，達到類似于降低反應壓力的效果。水蒸汽可與催化劑上生成的碳發(fā)生反應，起到減少催化劑表面結焦的作用；水蒸汽還可防止催化劑的活性組份還原為金屬，有利于延長催化劑壽命。在相同的乙苯液體空速和反應壓力下，隨著水比的降低，為維持一定的苯乙烯單程收率，就需要升高反應溫度，爐油中副產苯和甲苯明顯增加乙烯選擇性下降。 盡管加入水蒸汽有許多好處，但水蒸汽加入量受到反應系統(tǒng)允許壓力降和能耗二個因素的制約。由于高溫過熱水蒸汽的比容很大，過多加入水蒸汽必增大反應物流的體積流量，從而增加系統(tǒng)壓力降，不利

18、于降低反應區(qū)域壓力。此外，增加水蒸汽加入量，必將增加成本，一旦水蒸汽加入量增加到在經濟上得不償失的程度，那么提高水比將是沒有意義的。目前，先進的乙苯脫氫工藝均追求以較低的水比獲得較高的苯乙烯收率。降低水蒸汽單耗已成為衡量一個乙苯脫氫工藝路線是否先進的重要判別指標。 乙苯轉化率隨水蒸氣用量加大而提高。當水蒸氣用量增加到一定程度時，如乙苯與水蒸氣之比等于16時，再增加水蒸氣用量，乙苯轉化率提高不顯著。在工業(yè)生產中，乙苯與水蒸氣之比一般為l:1.21.6（質量比）10-12。2.2.2反應溫度乙苯脫氫生成苯乙烯的反應為強吸熱反應，升溫對脫氫反應有利，故乙苯轉化率隨著反應溫度的升高而增加。當溫度升高后

19、，不但生成苯乙烯的正反應增加，而且消耗苯乙烯的逆反應以更高的速度增加。另外，當反應溫度提高后，雖然乙苯轉化率提高，但副反應（指吸熱的副反應）也將加劇，故生成苯乙烯的選擇性將降低，因而反應溫度不宜過高。從降低能耗和延長催化劑壽命出發(fā)，希望在保證苯乙烯單程收率的前提下，盡量采用較低的反應溫度。但是，由于烴類物質在高溫下不穩(wěn)定，容易發(fā)生許多副反應，甚至分解成碳和氫，所以脫氫適宜在較低溫度下進行。然而，低溫時不僅反應速度很慢，而且平衡產率也很低。所以脫氫反應溫度的確定不僅要考慮獲取最大的產率，還要考慮提高反應速度與減少副反應。在高溫下，要使乙苯脫氫反應占優(yōu)勢，除應選擇具有良好選擇性的催化劑，同時還必須

20、注意反應溫度下催化劑的活性。2.2.3反應壓力對于給定的反應溫度和水比，乙苯的轉化率隨著反應壓力的降低而顯著增加。在相同的乙苯液體空速和水比下，隨著反應壓力降低，可相應降低反應溫度，而苯乙烯的單程收率維持不變，苯乙烯選擇性提高。這一特性是由乙苯脫氫生成苯乙烯系增分子反應所決定的。此外，苯乙烯是容易聚合的物質。反應壓力高，將有利于苯乙烯自聚，生成對裝置正常運轉十分不利的聚合物，它會造成管道、設備的堵塞。降低系統(tǒng)壓力，則在一定程度上可抑制苯乙烯聚合。乙苯脫氫反應是體積增大的反應，降低壓力對反應有利，其平衡轉化率隨反應壓力的降低而升高。反應溫度、壓力對乙苯脫氫平衡轉化率的影響如表21所示。表2-1溫

21、度和壓力對乙苯脫氫平衡轉化率的影響Table2-1Temperature and pressure of ethylbenzene dehydrogenation equilibrium conversion0.1MPa溫度，0.01MPa溫度，轉化率，0.1MPa溫度，0.01MPa溫度，轉化率，5655856204504755003040506456755305606070由表可看出，達到同樣的轉化率，如果壓力降低，溫度也可以采用較低的溫度操作，或者說，在同樣溫度下，采用較低的壓力，則轉化率有較大的提高。所以生產中就采用降低壓力操作。為了保證乙苯脫氫反應在高溫減壓下安全操作，在工業(yè)生產中常

22、采用加入水蒸氣稀釋劑的方法降低反應產物的分壓，從而達到減壓操作的目的。2.2.4催化劑我國乙苯脫氫催化劑的開發(fā)始于60年代，已開發(fā)成功的催化劑有蘭州化學工業(yè)公司315型催化劑；1976年，廈門大學與上海高橋石油化工公司化工廠合作開發(fā)了XH-11催化劑，隨后又開發(fā)了不含鉻的XH-210和XH-02催化劑。80年代中期以后，催化劑開發(fā)工作變得較為活躍，出現(xiàn)了一系列性能優(yōu)良的催化劑，例如：上海石油化工研究院的GS-01和GS-05、廈門大學的XH-03，XH-04、蘭州化學工業(yè)公司的335型和345型及中國科學院大連化物所的DC型催化劑等。脫氫反應是乙苯在催化劑床層中，于600 左右高溫下發(fā)生的催化

23、脫氫反應。所用催化劑的性能除了脫氫活性之外，特別重要的是對于生成苯乙烯的選擇性要高，并且在高溫和水蒸汽存在條件下的穩(wěn)定性要好，使用壽命要長，這些都是至關重要的。脫氫催化劑的毒物是氯離子，必須控制進料中的氯離子含量，以防催化劑中毒失效，更重要的是在催化劑床層中不能有游離水。催化劑床層進水，則催化劑結塊和有效成份流失，導致床層阻力上升，最終影響轉化率、選擇性指標。2.2.5原料乙苯中雜質的影響 原料乙苯的質量，應符合SH/t 1140中的一級品的指標，此時，即能滿足催化劑對原料乙苯中氯離子含量的要求。為了減少副反應發(fā)生，保證生產正常進行，要求原料乙苯中二乙苯的含量0.04%。因為二乙苯脫氫后生成的

24、二乙烯基苯容易在分離與精制過程中生成聚合物，堵塞設備和管道，影響生產。另外，要求原料中乙炔10ppm（體）、硫（以H2S計）2ppm(體)、氯（以HCl計）2ppm(質)、水10ppm（體），以免對催化劑的活性和壽命產生不利的影響。在乙苯中所含的異丙苯對脫氫反應也產生一定的影響。異丙苯在乙苯脫氫工藝條件下同樣發(fā)生脫氫反應，生成-甲基苯乙烯。它的反應必定占據(jù)一些催化活性中心。乙苯異構化脫氫也生成-甲基苯乙烯，故副產物-甲基苯乙烯的生成量既與原料乙苯中異丙苯含量有關，也與乙苯異構化脫氫反應有關。2.2.6乙苯液體空速（LHSV）在不考慮返混的前提下，可把乙苯液體空速理解為催化劑床層中反應物在1 小

25、時內被置換的次數(shù)。空速的倒數(shù)具有“時間”因次，稱為“空時”。可粗略地用它來衡量反應物料在催化劑床層中停留時間的長短（相對值）。因此，空速反映了停留時間對反應的影響。對于乙苯脫氫反應，在相同的反應壓力和水比條件下，隨著乙苯投料量的增大，即乙苯液體空速增大，欲維持苯乙烯單程收率不變，就得相應提高反應溫度。液體空速是催化劑性能的重要標志之一。液體空速大，意味著反應器單位體積的生產能力大。因此，在相同的反應條件（溫度、壓力、水比）下，在工藝允許范圍內，追求用較大的液體空速進行生產13-15。2.3工藝流程簡圖 圖2-1工藝流程簡圖工藝流程簡圖如圖2-1所示，由苯及乙烯發(fā)生烷基化反應得到粗乙苯，進入乙苯

26、分離塔將重組分二乙苯，三乙苯及焦油從塔釜回收循環(huán)，塔頂?shù)玫奖脚c乙苯的混合物，進入乙苯精餾塔，塔頂?shù)玫降谋竭M行回收，在烷基化反應塔中再次進行反應。在精餾塔中制得的乙苯，進入乙苯脫氫反應器，得到苯乙烯粗產品及其他雜質。進入乙苯/苯乙烯分離塔，將粗苯乙烯從塔頂進入苯乙烯蒸餾塔，通過苯乙烯蒸餾塔，得到符合產品要求的精制苯乙烯，塔底有焦油等雜質排出。乙苯/苯乙烯分離塔塔頂?shù)玫降氖谴忠冶?，進入甲苯/乙苯分離塔，可以從其塔底得到較高純度的乙苯，通過循環(huán)回收乙苯，讓乙苯重新進入脫氫反應器。甲苯/乙苯塔塔頂?shù)玫郊妆?，進入苯/甲苯進行分離，塔頂?shù)玫奖剑椎玫郊妆?6-18。第三章 工藝計算3.1物料衡算3.1.

27、1 物料衡算原始數(shù)據(jù) 外購乙苯質量應符合SH/t 1140標準中相關項目指標19-22： 表3-1外購乙苯原料質量指標Table 3-1 purchased ethylbenzene quality indicators of raw materials分 析 項 目質 量 指 標分 析 方 法優(yōu) 級 品一 級 品外觀無色透明均勻液體，無機械雜質和游離水目 測純度 %99.7099.50SH/t 1148二甲苯 %0.100.15SH/t 1148異丙苯 %0.030.05SH/t 1148二乙苯 %0.0010.001SH/t 1148硫 %0.0003不測定不 測 定 表3-2 互供乙苯原

28、料質量指標Table 3-2 interaction for ethylbenzene quality indicators of raw materials序 號項 目質 量 指 標分 析 方 法1外 觀無色透明均勻液體，無機械雜質和游離水目 測注2純度， % 99.5SH/t 11483二甲苯， % 0.20SH/t 11484異丙苯， % 0.05SH/t 11485二乙苯（含正丁苯），% 0.001SH/t 1148根據(jù)設計任務，苯乙烯的年生產能力為5萬噸/年。開工因子=生產裝置開工時間/年自然時間。為了充分利用設備，開工因子應取的較大，接近1，但又不能等于1。因為還要考慮到設備的檢修

29、以及開停車等情況。開工因子一般取為0.70.8。全年365天，則年生產250300天；因此除去季保養(yǎng)、月保養(yǎng)、修理、放假等總計65天，則年工作日為（365-65）天=300天共計7200小時。按年工作日300天計算,單程轉化率42%選擇性92%乙苯原料純度99%全車間進料中：苯：0.995（wt） 乙烯：0.997（wt）每小時精苯乙烯（100%）的量:其中年產量：5萬噸=50000000 kg 生產時間：7200h則苯乙烯產量50000000/7200=6944.445kg/h純苯乙烯量6944.445×99.5%=6909.722 kg/h每小時產量中純苯乙烯量/(1-3%)，苯

30、乙烯生成量6909.722/(1-3%)=7123.425 kg/h所需新鮮苯乙烯的量7123.425×106/(90%×99%×104)=8148.613 kg/h所需乙苯總量7123.425×106/(42%×92%×99%×104)=18979.688 kg/h循環(huán)乙苯量18979.688-8148.613=10831.075 kg/h水蒸氣所需量18979.688×1.5=28469.532 kg/h新鮮乙苯中含二甲苯的量8148.613×1%=814.861 kg/h循環(huán)乙苯中含二甲苯量及苯乙烯

31、量10831.075×0.5%=54.155 kg/h表3-3新鮮乙苯組成Table 3-3 fresh ethylbenzene組成乙苯二甲苯Wt%991100Kg/hr8067.12781.4868148.613已知各反應轉換率：C6H5CH2CH3 C6H5C2H3+ H2 92%C6H5CH2CH3 C6H6 C2H4 2.5%C6H5CH2CH3 H2 C6H5CH3 CH4 4.7%C6H5CH2CH3 C16H18 H2 0.5%C 2H2O 2H2 CO2 0.3%反應后各種產物的生成量計算結果如下：表3-4各種產物的生成量Table 3-4 the formatio

32、n of various products組分分子量進料量出料量Kg/hrKmol/hrKg/hrKmol/hrYi%乙苯10618979.688177.26310898.136102.8135.602二甲苯106135.6521.280135.6521.2800.069苯乙烯10454.1550.5217123.42568.4503.732氫氣200140.11670.0583.817乙烯280052.1151.8610.101甲烷160055.9853.4990.191甲苯9200321.9243.4990.191二氧化碳440078.6191.7870.097水1828469.53158

33、1.64128423.8681579.85486.078苯7800145.1791.8620.101二聚體2100078.1730.37230.02047449.2371760.70447466.6921835.37899.9993.1.2物料衡算(1)油水分離器水油組成表3-5各物質在水中溶解度Table 3-5 substances in the water solubility名稱苯甲苯乙苯苯乙烯聚苯乙烯二甲苯溶解度g/100gH2O0.180.050.02170.040.10計算油水分離器加入量，并計算出油層水層總量及其組成：Li=Li水冷+Li鹽冷被溶解量=溶劑量×溶解度未

34、溶解量= Li-被溶解量如：乙苯Li水冷=10886.147kg/hrLi鹽冷=10.182 kg/hrLi=10886.147+10.182=10896.329kg/h被溶解量=28430.926×0.0217/100=6.170 kg/hr未溶解量=10896.329-6.170 =10890.159 kg/hr計算結果列表如下：表3-6油層水層總量及其組成Table 3-6 reservoir of total water layer and its components組分Li水冷kg/hrLi鹽冷kg/hrLi kg/hr被溶量kg/hr未容量kg/hrXi水wt%Xi油w

35、t%乙苯10886.14710.1820896.3296.17010890.1590.021658.5893苯乙烯7118.0724.6177122.68911.3737111.3170.039838.2591水28356.89474.03228430.92614215.463099.60890二甲苯133.8251.202135.0270135.02700.7264甲苯320.9880.790321.67814.216307.4630.04981.6541苯143.5981.144144.74251.17693.5660.17930.5034二聚體78.173078.17328.43149.

36、7420.09960.267647037.69791.86647129.56328542.289018587.27399.999999.9999(2)對反應系統(tǒng)進行物料衡算表3-7反應系統(tǒng)進行物料衡算結果Table 3-7 Response System for the material balance results組分進入反應系統(tǒng)kg/hr鹽水冷凝器放空量kg/hr被溶量kg/hr未溶量kg/hr乙苯18789.8901.7966.17010890二甲苯135.6520.6000135.027苯乙烯54.1660.73911.3737111.317氫氣0140.116/乙烯051.15/甲

37、烷055.987/甲苯00.23014.216307.463二氧化碳078.619/水28469.536.43828430.9230苯00.45651.16693.561二聚體0028.43149.74247449.237337.09628542.29018587.273計算總進出物料量進料=18789.890+135.652+54.166+28469.530=47449.237 kg/hr出料=337.096+28542.290+18587.273=47466.659kg/hr19,203.2能量衡算 3.2.1蒸發(fā)器原料：為計算方便，把原料全部看成乙苯已知:乙苯常壓下 沸點為136.2oC

38、，蒸發(fā)器出口溫度140 oC把乙苯從20 oC加熱到140 oC所需熱量計算如下:（1）求所需熱量Q把乙苯從20 oC加熱到136.2 oC（液到液）所需熱量Q1：先求平均溫度噸m再查tm下的乙苯的Cpm，最后計算Q1=GCPm (t2-t1)由石油化工計算圖表查得tm=（136.2+20）/2=78.1 oCCPm=36kcal/kg oC即Q1= GCPm(t2-t1)= 47449.237×36×（136.2-20）=198489646.127 kcal把乙苯從136.2 oC（液）轉化為136.2 oC（氣）所需熱量Q2先查136.2 oC乙苯氣化潛熱，H=82 k

39、cal/kg oC再計算Q2=GH=47449.237×82=3890837.434 kcal把乙苯從136.2 oC（氣）加熱到140 oC（氣）所需熱量Q3先求平均溫度再查tm下的乙苯的Cpm，tm=（136.2+140）/2=138.1 oCCpm=40.7 kcal/kg oC最后計算Q3=GCPm (t2-t1)= 47449.237×40.7(140-136.2)=733848.917kcal把乙苯從20 oC（液）加熱到140 oC（氣）所需的熱量Q總：Q總=Q1+Q2+Q3=198489646.127+3890837.434+733848.917=20971

40、8982.4kcal（2）加熱所需蒸氣量：配比水蒸氣所放出的熱量Q蒸:已知配比水蒸氣的蒸氣壓力6kg/cm2(表)先求出平均溫度噸m,再查噸m下的水蒸氣的cpm,tm=（164.2+140）/2=152.1 oCCPm=8.12 kcal/kg oC最后計算Q蒸=GCPm (t2-t1)= 28469.53×8.12×(164.2-140)=594376.523kcal加熱所需水蒸汽量G蒸氣：把乙苯從20 oC（液）加熱到140 oC（氣）實際所需的熱量Q實際：即Q實際=Q總-Q蒸=209718982.4-594376.523=209124605.9kcal查蒸氣壓力為7k

41、g/cm2下的水蒸氣氣化潛熱，H=493.774kcal/kg即G蒸氣=Q實際/H=209124605.9/493.774=423552.084kg3.2.2第一預熱器（1）把原料乙苯從140 oC（氣）加熱到300 oC（氣）所需熱量Q1先求出平均溫度tm,再查tm下的乙苯(氣)的Cpm,tm=（300+140）/2=220 oCCpm=46.11 kcal/kg oC最后計算Q1=GCPm t2-t1)= 47449.237×46.11(300-140)=350061487.203kcal（2）把水蒸氣從140 oC（氣）加熱到300 oC（氣）所需熱量Q2先求出平均溫度tm=2

42、20 oC,再查tm下的水蒸氣(氣)的Cpm=8.3 kcal/kg oC（3）最后計算Q2=GCpm t2-t1)= 413396.829×8.3(300-140)=548990988.5kcal第一預熱器把乙苯和水蒸氣混合物從140 oC（氣）加熱到300 oC（氣）所需熱量Q總=Q1+Q2=350061487.203+548990988.5=899052475.703kcal3.2.3熱交換器利用反應器出來的高溫氣體把物料從300 oC（氣）加熱到430 oC（氣），計算如下：（1）把原料乙苯從300 oC（氣）加熱到430 oC（氣）所需熱量Q1先求出平均溫度tm=365 o

43、C,再查tm下的乙苯(氣)的Cpm=57.7 kcal/kg oC最后計算Q1=GCpm t2-t1)=47449.237×57.7(430-300)=355916723 kcal（2）把水蒸氣從300 oC（氣）加熱到430 oC（氣）所需熱量Q2先求出平均溫度tm=365 oC,再查tm下的水蒸氣(氣)的Cpm=8.3 kcal/kg oC最后計算Q2=GCpm (t2-t1)=413396.829×8.3(430-300)=446592594.384kcal熱交換器把乙苯和水蒸氣混合物從300 oC（氣）加熱到430 oC（氣）所需熱量Q總Q總=Q1+Q2=35591

44、6723+446592594.384=802509317.36kcal3.2.4第二預熱器（1）把原料乙苯從430 oC（氣）加熱到550 oC（氣）所需熱量Q1先求出平均溫度tm=490 oC,再查tm下的乙苯(氣)的Cpm=65.5 kcal/kg oC最后計算Q1=GCpm (t2-t1)=47449.237×65.5(550-430)=372950998.89kcal（2）把水蒸氣從430oC（氣）加熱到550 oC（氣）所需熱量Q2先求出平均溫度tm=490 oC,再查tm下的水蒸氣(氣)的Cpm=8.51 kcal/kg oC最后計算Q2=GCpm (t2-t1)= 41

45、3396.829×8.51(550-430)=422160841.775kcal第二預熱器把乙苯和水蒸氣混合物從430 oC（氣）加熱到550 oC（氣）所需熱量Q總Q總=Q1+Q2=372950998.89+422160841.775=795111840.665kcal3.2.5反應器（1）原料從550 oC（氣）加熱到580 oC（氣）所需熱量Q加把原料乙苯從550oC（氣）加熱到580 oC（氣）所需熱量Q1先求出平均溫度tm=565 oC,再查tm下的乙苯(氣)的Cpm=67.7 kcal/kg oC最后計算Q1=GCpm (t2-t1)= 47449.237×67

46、.7(580-550)=96369399.332 kcal（2）把水蒸氣從550oC（氣）加熱到580 oC（氣）所需熱量Q2先求出平均溫度tm=565 oC,再查tm下的水蒸氣(氣)的Cpm=8.65 kcal/kg oC（3）最后計算Q2=GCpm (t2-t1)=413396.829×86.5(580-550)=107276477.126kcal第二預熱器把乙苯和水蒸氣混合物從550 oC（氣）加熱到580 oC（氣）所需熱量Q加Q加=Q1+Q2=96369399.332+107276477.126=203645876.457kcal(2)計算各反應器所需熱量Q反25 oC下反

47、應熱H0298=(niH0i)產-(niH0j)反,Cp=a+bt+ct2 a=(niai)產-(njaj)反 b=(nibi)產-(njbj)反 c=(nici)產-(njcj)反H0噸2=H0噸1+噸1噸2niCpdt=H0噸1+噸1噸2(a+b+c)dt= H0298+a(t2-t1)+1/2 b (t22-t12)+1/3 c (t23-t13)各物質25 oC標準生成焓H0298一律查基本有機化學工程下冊，比熱Cp查基本有機化學工程上冊，查得結果列表如下：表3-8各物質25 oC標準生成焓Table 3-8 substance at 25 oC, the standard entha

48、lpy of formation組分 H0298kcal/kg oCCp=a+bt+ct2 kcal/kg oCab×10-3c×10-6乙苯7150-8.77144160.295-100.798苯乙烯35300-6.7462147.119-96.0684氫06.4241.039-0.07804乙烯125002.83028.601-8.726苯19810-0.40977.621-26.429甲苯119900.57693.493-31.227甲烷-178903.38118.044-4.300碳04.11.02主反應所需熱量H0噸主主反應：C6H5CH2CH3 C6H5C2H3

49、+ H2 92%H0298 7150 35300 0H0298 =(niH0i)產-(niH0j)反 =35300×68.474-7150×68.474=192810601kcala=(6.424-6.746+8.77144) ×68.474=578.722b=(1.039+147.119-160.295) ×10-3×68.474=-0.8315c=(-0.07804-96.0684+100.798) ×10-6×68.474=3.186×10-4H0噸主=192810601+578.722×(580-

50、25)+1/2×(-0.8315)×(5802-252)+1/3×3.186×10-4(5803-253)=2130415.817kcalQi=GiH0噸iQ1=7260.414×2130415.817=1.547×1010kcal副反應所需熱量H0噸副的計算如主反應所示C6H5CH2CH3 C6H6 C2H4 2.5% Q2C6H5CH2CH3 H2 C6H5CH3 CH4 4.7% Q3C 2H2O 2H2 CO2 0.3% Q4反應所需熱量：Q2=197.294×48795.722=9.628×106kcal

51、 Q3=-370.913×48745.772=-1.774×107kcal Q4=23.68×3506.7954=8.3×104kcal則 Q總= Q1 +Q2+ Q3+ Q4=1.546× 1010kcal第四章 設備的計算與選型4.1熱交換器根據(jù)能量守恒原理，假設熱損失可忽略不計，則單位時間內熱流體放出的熱量等冷流體吸收的能量21。熱負荷Q為：式中 KJ/(Kg·)； t冷流體的溫度，。其中Q=37614633.69kJ 管殼式換熱器的對數(shù)平均溫度按逆流計算，即 查得，所以故換熱面積為查<<化工原理>>上冊

52、得，選用TB4715-92,列管尺寸為直徑19mm；管心距為25mm；管程數(shù)為1；管子總根數(shù)1267個；中心排管數(shù)為39個；管程流通面積為0.2239m2列管長度6000mm，換熱面積446.2 m2，所以需要2個這樣的換熱器。4.2脫氫反應器乙苯脫氫制苯乙烯反應器有兩種，一種是外加熱列管式等溫反應器，另一種是絕熱式反應器。目前兩種反應器在國內外大型生產中均有使用。本設計是以外加熱列管式等溫反應器為主。4.2.1反應器結構的計算（1）催化劑的填充量根據(jù)空速算得催化劑的填充量為： VR =VON/ SVVR 催化劑的填充量，m 3 S V 體積空速，h 1VoN 原料氣體體積標流量VON = 2

53、1888.696×273/（ 273+ 600）×（100 /101.325）=6755.409 m 3 / hVR = 6755.409 /1000=6.755m 3（2）反應管長度的計算取空床速度為 1.4m/s，則床層截面積為：AR =Vo/ uo= 21888.696 /(1.4×3600) =4.34m 2則催化劑床層高度為：HR =VR/ AR AR =6.755/ 4.34= 1.556m根據(jù)化工原理取床層空隙率為 0.4，則反應管長為:H= 1.556+ 1.556×0.4= 2.179m（3）管束尺寸和反應管的排列選取工業(yè)上所用的35&

54、#215;2.5 的列管，則單管催化劑體積為：V1=0.25××Ld 2= 0.785× 0.032× 1.556 =1.099 ×10-3 m 3 則管數(shù)為：n =VR /Vo = 6.755/1.099 ×10-3 m 3= 6146根則反應器管數(shù)為6146 根，反應器采用正三角形排列采用正三角形排列，反應器列管的布置與普通換熱器有很大不同。首先，管束中央水循環(huán)受阻，傳熱惡化，溫度分布不均，故此區(qū)域不布管；其次反應管的排管把整個管板按 30劃分為12個區(qū)間，整個管板由一個30°區(qū)間陣 列而成。取中央不布管區(qū)域直徑為 200mm。 按正三角形排列，取管心距為 t= 1.25do= 0.04375m ，采用三角形排列，則單管所占的面積為s