乙苯脱氢制苯乙烯脱氢工段基础工艺设计.doc

乙苯脱氢制苯乙烯脱氢工段工艺设计

摘 要

本设计是以年产5万吨苯乙烯为生产目标，采取乙苯脱氢制得苯乙烯工艺方法，本文针对设计要求对整个工艺步骤进行物料衡算，热量衡算，对整个工段进行工艺设计和设备选型。然后依据物料平衡分别对进出脱氢反应器和气提塔进行物料衡算。依据热力学定律对工艺中第一预热器第二预热器，热交换器和反应器进行了能量衡算。对油水分离器，物料泵，热交换器理论上进行了尺寸计算及选择。为满足设计要求，达成所需要工艺条件，本设计本着理论联络实际精神，用现行乙苯脱氢制取苯乙烯方法为设计基础，关键对乙苯脱氢工段进行工艺设计和优化。
关键词：

乙苯 脱氢 苯乙烯 物料衡算 能量衡算 工艺

ABSTRACT

The 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 energy 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 requirements to achieve the required conditions.

Key word：ethylbenzene; styrene; material balance; energy balance; distillation;

第一章 文件综述
1.1 苯乙烯性质及用途
1.1.1苯乙烯性质
苯乙烯分子式为C8H8分子量为104.14，化学结构式以下：
—CH=CH2
—CH=CH2
或

苯乙烯又名乙烯基苯，系无色至黄色油状液体。含有高折射性和特殊芳香气味。熔点-30.6。C，沸点为1450C，凝固点 －30.40C，相对密度（水为1）0.91，闪点34.4oC。性质比较稳定，不可和阳光接触，难溶于水，能溶于甲醇、乙酸及乙醚等醇醚等多数有机溶剂。
苯乙烯在高温下轻易裂解和燃烧，生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、碳、一氧化碳、二氧化碳和氢气等。苯乙烯蒸气和空气能形成爆炸混合物，其爆炸范围为1．1％～6．01％。 苯乙烯含有乙烯基烯烃性质，反应性能极强，如氧化、还原、氯化等反应均可进行，并能和卤化氢发生加成反应。苯乙烯暴露于空气中，易被氧化成醛、酮类。苯乙烯易自聚生成聚苯乙烯（PS）树脂。也易和其它含双键不饱和化合物共聚[1,2]。
1.1.2苯乙烯用途
苯乙烯是一个关键基础有机化工原料，关键用于生产聚苯乙烯和共聚树脂、离子交换树脂不饱和聚酯和苯乙烯系热塑性弹性体SBS等和其它树脂生产，另外还可用于纺织，制药和涂料，农药及选矿等工业。其应用广泛，本设计采取乙苯脱氢生产苯乙烯，含有很好生产效益和经济效益。
苯乙烯最大用途是生产聚苯乙烯，另外苯乙烯和丁二烯、丙烯腈共聚，其共聚物可用以生产 ABS工程塑料；和丙烯腈共聚可得AS树脂；和丁二烯共聚可生成丁苯乳胶或合成丁苯橡胶。另外，苯乙烯还广泛被用于制药、涂料、纺织等工业[1,2]。
1.2苯乙烯生产方法
1.2.1 常见生产方法
现在，世界上工业生产苯乙烯方法除传统乙苯脱氢方法外，出现了乙苯和丙烯共氧化联产苯乙烯和环氧丙烷工艺、乙苯气相脱氢工艺等新工业生产路线，同时主动探索以甲苯和裂解汽油等新原料路线。迄今工业上乙苯直接脱氢法生产苯乙烯占世界总生产能力 90％，仍然是现在生产苯乙烯关键方法。它又包含乙苯催化脱氢和乙苯氧化脱氢两种生产工艺，乙苯催化脱氢是工业上生产苯乙烯传统工艺[3,4]。
工业上,乙苯脱氢反应除采取低压或负压外,还采取惰性气体作稀释剂来降低烃分压,以提升平衡转化率。常见稀积剂是水蒸气,它不仅提升了乙苯脱氢反应平衡转化率,还可消除催化剂表面碳。有时也用作载热体,供给乙苯脱氢所需热量。脱氢反应器是乙苯脱氢工艺关键,整个工艺是围绕它来展开.
1.2.2 乙苯脱氢制苯乙烯工艺原理
以乙苯为原料，按1:3～1:8水比加入过热水蒸汽，在轴径向反应器内，高温、负压条件下，催化剂床层进行乙苯脱氢反应，生成苯乙烯主产品，副反应生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、氢气和二氧化碳。
主反应： C6H5CH2CH3 → C6H5CHCH2 ＋ H2
这是一个强吸热可逆增分子反应。副反应是热裂解、氢化裂解和蒸汽裂解反应：
C6H5CH2CH3 → C6H6 ＋ C2H4
C6H5CH2CH3 ＋ H2 → C6H5CH3 ＋ CH4
C6H5CH2CH3 ＋ H2 → C6H6 ＋ C2H6
C ＋ 2H2O → 2H2 ＋ CO2
C2H4 ＋ 2H2O → 2CO ＋ 4H2
水蒸汽变换反应： CO ＋ H2O → H2 ＋ CO2
在水蒸汽浓度很高时，生成苯、甲苯反应式可能被下列反应所替换：
C6H5CH2CH3 ＋ 2H2O → C6H5 CH3 ＋ CO2 ＋ 3H2
C6H5CH2CH3 ＋ 2H2O → C6H6 ＋ CH4 ＋ CO2 ＋ 2H2
在乙苯脱氢反应中，原料乙苯中化学杂质也发生反应，生成物还会深入发反应，为此，最终生成物中还含有另部分副产物，如二甲苯、异丙苯、焦油等[3,4]。
1.3 中国外生产和发展现实状况
现在，世界上生产苯乙烯方法关键有环氧丙烷—苯乙烯联产法、热解汽油抽提蒸馏回收法，乙苯脱氢法和丁二烯合成法等。乙苯脱氢法是现在中国外生产苯乙烯关键方法，有乙苯催化脱氢和乙苯氧化脱氢两种生产工艺，乙苯催化脱氢是工业上生产苯乙烯传统工艺。，世界上共生产苯乙烯2930万吨/年，其中美国600万吨/年，中国55万吨/年。因为PS和ABS树脂等下游产品消费强劲拉动，多年来世界苯乙烯生产发展很快。世界苯乙烯消费组成为：聚苯乙烯是苯乙烯最大下游衍生物，气消费量约占总消费量63.2%。苯乙烯需求巨大缺口和连续强劲增加态势，是中国苯乙烯生产不停扩大原动力。
中国苯乙烯工业生产始于20世纪50年代中期，自兰州石油化工企业合成橡胶厂采取传统三氯化铝液相烷基化工艺，建成一套5000吨／年苯乙烯生产装置以来，中国苯 乙烯生产得到了飞速发展。中国苯乙烯生产厂家有12家，总生产能力达成105万吨，其中有8套为引进生产装置，生产能力累计为72.9万吨／年，约占中国苯乙烯总生 产能力69.4％。扬子巴斯夫苯乙烯系列14.5万吨／年装置是现在中国最大苯乙烯生产装置，生产能力约占中国苯乙烯总生产能力13.8％；其次是吉林石化企业，生产能力为14.0万吨，约占中国总生产能力13.3％。伴随中国苯乙烯生产能力不停增加，产量也不停增加。1995年中国苯乙烯产量只有2558万吨，1998年增至56.30万吨，增加到76.38万吨，1995-产量年均增加率达成24.5％。中国苯乙烯产量深入增加到89.56万吨，比增加13.8％，1997-产量年均增加率为18.5％。中国苯乙烯产量达成94.82万吨，比增加5.87％，其中中国石化集团企业产量为45.20万吨，约占总产量47.67％；中国石油天然气集团企业产量为37.89万吨，约占总产量39.96％。中国石油吉林石化企业产量最大，达至15.98万吨，约占中国苯乙烯总产量16.85％，位居全国第一；其次是扬予巴斯夫苯乙烯系列，产量达至2.34万吨，约占国 内总产量13.01％；再次是中石化茂名石化企业，产量达10. 7万吨，约占中国总产量10.97％[5-7]。

第二章 工艺步骤设计
2.1乙苯脱氢制苯乙烯工艺
乙苯脱氢工艺关键分为烃化工段，乙苯精馏工段，乙苯脱氢工段和苯乙烯精馏工段，以下分别进行简述。
2.1.1烃化工段
来自中间仓库干苯和来自乙烯车间乙烯和苯以0.4-0.5:1配比，从塔底送入反应器。同时，将配好催化剂溶液经复合体加料泵加入反应器，在此反应器内进行烷基化反应。反应产物自烃化反应器上部各自流至冷却器，冷却650C后进行烃化液沉降槽沉降分离，分离出Alc13络合物自槽底部返回烃化反应器底部，上层烃化液自流至水解塔。没反应乙烯气体和苯蒸汽等从烃化反应器顶部出来经冷却器用循环水使大部分蒸汽冷凝后进入尾气吸收塔，用二乙苯吸收未凝蒸汽和HCl气后，未凝气放空，二乙苯吸收液反烃化，烃化液自上部直接流至中间仓库烃化液罐中。
2.1.2 乙苯精馏工段
1．干燥苯塔[8,9]
来自中间仓库原料苯罐经原料泵送来含水900ppm原料苯，进入回流罐油相区；来自循环苯塔含水量2500ppm循环苯，和苯干燥塔顶蒸出经过冷凝苯冷却后进入回流罐分相区．塔顶气相温度810C经预热器和进料换热器后，进入冷凝器用循环水冷凝，冷凝后循环苯塔回流泵送来循环苯一起进入冷却器用循环水冷却器用循环水冷却后进入回流罐分层区，上层脱水苯溢流至油相区，下层水相从集水包间断排入管线塔釜为干燥苯，采出送至中间仓库干燥苯罐。
2．循环苯塔
来自中间仓库烃化液进入循环苯塔加料区．塔顶气相馏分冷凝回流后冷却进入苯干燥塔回流罐分层区。塔釜液(关键是乙苯和二乙苯)用釜液泵送至乙苯塔。
3．精乙苯塔
由循环苯塔釜液泵送出釜液，进入精乙苯塔加料层，塔顶气相馏分乙苯经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
来自精乙苯塔釜液料液依据不一样组成进入二乙苯塔不一样进料板．塔顶得二乙苯，塔釜得到多乙苯。
2.1.3 乙苯脱氢
来自中间仓库乙苯泵送来乙苯和管网来蒸汽进入乙苯蒸发器，乙苯和蒸汽量
比为1：1.4，经过过热器壳程和脱氢反应器出来6500C烟气过热至5800C后，配料气进入脱氢反应器进行脱氢反应．反应产物经空冷，水冷，盐冷后进入沉降槽，分离后加入阻聚剂阻止聚合，然后进入粗苯乙烯塔。
2.1.4 苯乙烯精馏工段
1．粗苯乙烯塔
炉油自中间仓库送来，进入粗苯乙烯塔由再沸器加热精馏，塔顶产物苯，甲苯，
乙苯轻组分进入循环乙苯塔底部产物苯乙烯和苯乙烯焦油。
2．精苯乙烯塔
精苯乙烯塔加料为粗苯乙烯塔经过冷却后釜液，由再沸器加热进行精馏。塔顶
产品苯乙烯，纯度99.6(重量)，塔釜苯乙烯焦油(废渣之一)。
3．循环乙苯塔
粗笨乙烯塔塔顶馏分由回流泵送出，经循环乙苯塔进料预热器，用循环乙苯塔釜
液进行预热后，进入循环乙苯塔，由再沸器用1．6MPa蒸汽加热精馏，塔顶苯，甲苯
馏分，送至中间仓库苯，甲苯罐。塔釜即循环乙苯，进入循环乙苯塔冷却器，送到中间仓库循环乙苯罐[9]。
2.2工艺影响原因分析
本设计用现行乙苯脱氢制取苯乙烯方法为设计基础，关键对乙苯脱氢工段进行工艺设计和优化。影响脱氢反应原因关键有：反应温度、反应压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。另外，该反应还受到反应物经过催化剂床层液体体积时空速度（LHSV）、催化剂性能、原料乙苯中含杂质情况等影响。
2.2.1水蒸汽/乙苯比（水比）
在恒定反应温度和压力下，较高水比可使乙苯转化率提升。因为，蒸汽降低了反应组分分压，达成类似于降低反应压力效果。水蒸汽可和催化剂上生成碳发生反应，起到降低催化剂表面结焦作用；水蒸汽还可预防催化剂活性组份还原为金属，有利于延长催化剂寿命。在相同乙苯液体空速和反应压力下，伴随水比降低，为维持一定苯乙烯单程收率，就需要升高反应温度，炉油中副产苯和甲苯显著增加乙烯选择性下降。
尽管加入水蒸汽有很多好处，但水蒸汽加入量受到反应系统许可压力降和能耗二个原因制约。因为高温过热水蒸汽比容很大，过多加入水蒸汽必增大反应物流体积流量，从而增加系统压力降，不利于降低反应区域压力。另外，增加水蒸汽加入量，必将增加成本，一旦水蒸汽加入量增加到在经济上得不偿失程度，那么提升水比将是没有意义。现在，优异乙苯脱氢工艺均追求以较低水比取得较高苯乙烯收率。降低水蒸汽单耗已成为衡量一个乙苯脱氢工艺路线是否优异关键判别指标。
乙苯转化率随水蒸气用量加大而提升。当水蒸气用量增加到一定程度时，如乙苯和水蒸气之比等于16时，再增加水蒸气用量，乙苯转化率提升不显著。在工业生产中，乙苯和水蒸气之比通常为l:1.2～1.6（质量比）[10-12]。
2.2.2反应温度
乙苯脱氢生成苯乙烯反应为强吸热反应，升温对脱氢反应有利，故乙苯转化率伴随反应温度升高而增加。当温度升高后，不仅生成苯乙烯正反应增加，而且消耗苯乙烯逆反应以更高速度增加。另外，当反应温度提升后，即使乙苯转化率提升，但副反应（指吸热副反应）也将加剧，故生成苯乙烯选择性将降低，所以反应温度不宜过高。从降低能耗和延长催化剂寿命出发，期望在确保苯乙烯单程收率前提下，尽可能采取较低反应温度。不过，因为烃类物质在高温下不稳定，轻易发生很多副反应，甚至分解成碳和氢，所以脱氢适宜在较低温度下进行。然而，低温时不仅反应速度很慢，而且平衡产率也很低。所以脱氢反应温度确实定不仅要考虑获取最大产率，还要考虑提升反应速度和降低副反应。在高温下，要使乙苯脱氢反应占优势，除应选择含有良好选择性催化剂，同时还必需注意反应温度下催化剂活性。
2.2.3反应压力
对于给定反应温度和水比，乙苯转化率伴随反应压力降低而显著增加。在相同乙苯液体空速和水比下，伴随反应压力降低，可对应降低反应温度，而苯乙烯单程收率维持不变，苯乙烯选择性提升。这一特征是由乙苯脱氢生成苯乙烯系增分子反应所决定。
另外，苯乙烯是轻易聚合物质。反应压力高，将有利于苯乙烯自聚，生成对装置正常运转十分不利聚合物，它会造成管道、设备堵塞。降低系统压力，则在一定程度上可抑制苯乙烯聚合。
乙苯脱氢反应是体积增大反应，降低压力对反应有利，其平衡转化率随反应压力降低而升高。反应温度、压力对乙苯脱氢平衡转化率影响如表2—1所表示。

表2-1温度和压力对乙苯脱氢平衡转化率影响
Table2-1Temperature and pressure of ethylbenzene dehydrogenation equilibrium conversion
0.1MPa
温度，℃
0.01MPa
温度，℃
转化率，％
0.1MPa
温度，℃
0.01MPa
温度，℃
转化率，％
565
585
620
450
475
500
30
40
50
645
675
530
560
60
70

由表可看出，达成一样转化率，假如压力降低，温度也能够采取较低温度操作，或说，在一样温度下，采取较低压力，则转化率有较大提升。所以生产中就采取降低压力操作。为了确保乙苯脱氢反应在高温减压下安全操作，在工业生产中常采取加入水蒸气稀释剂方法降低反应产物分压，从而达成减压操作目标。
2.2.4催化剂
中国乙苯脱氢催化剂开发始于60年代，已开发成功催化剂有兰州化学工业企业315型催化剂；1976年，厦门大学和上海高桥石油化工企业化工厂合作开发了XH-11催化剂，随即又开发了不含铬XH-210和XH-02催化剂。80年代中期以后，催化剂开发工作变得较为活跃，出现了一系列性能优良催化剂，比如：上海石油化工研究院GS-01和GS-05、厦门大学XH-03，XH-04、兰州化学工业企业335型和345型及中国科学院大连化物所DC型催化剂等。
脱氢反应是乙苯在催化剂床层中，于600 ℃左右高温下发生催化脱氢反应。所用催化剂性能除了脱氢活性之外，尤其关键是对于生成苯乙烯选择性要高，而且在高温和水蒸汽存在条件下稳定性要好，使用寿命要长，这些全部是至关关键。
脱氢催化剂毒物是氯离子，必需控制进料中氯离子含量，以防催化剂中毒失效，更关键是在催化剂床层中不能有游离水。催化剂床层进水，则催化剂结块和有效成份流失，造成床层阻力上升，最终影响转化率、选择性指标。
2.2.5原料乙苯中杂质影响
原料乙苯质量，应符合SH/t 1140中一级品指标，此时，即能满足催化剂对原料乙苯中氯离子含量要求。为了降低副反应发生，确保生产正常进行，要求原料乙苯中二乙苯含量＜0.04%。因为二乙苯脱氢后生成二乙烯基苯轻易在分离和精制过程中生成聚合物，堵塞设备和管道，影响生产。另外，要求原料中乙炔＜10ppm（体）、硫（以H2S计）＜2ppm(体)、氯（以HCl计）≤2ppm(质)、水≤10ppm（体），以免对催化剂活性和寿命产生不利影响。
在乙苯中所含异丙苯对脱氢反应也产生一定影响。异丙苯在乙苯脱氢工艺条件下一样发生脱氢反应，生成α-甲基苯乙烯。它反应肯定占据部分催化活性中心。乙苯异构化脱氢也生成α-甲基苯乙烯，故副产物α-甲基苯乙烯生成量既和原料乙苯中异丙苯含量相关，也和乙苯异构化脱氢反应相关。
2.2.6乙苯液体空速（LHSV）
在不考虑返混前提下，可把乙苯液体空速了解为催化剂床层中反应物在1 小时内被置换次数。空速倒数含有“时间”因次，称为“空时”。可粗略地用它来衡量反应物料在催化剂床层中停留时间长短（相对值）。所以，空速反应了停留时间对反应影响。
对于乙苯脱氢反应，在相同反应压力和水比条件下，伴随乙苯投料量增大，即乙苯液体空速增大，欲维持苯乙烯单程收率不变，就得对应提升反应温度。液体空速是催化剂性能关键标志之一。液体空速大，意味着反应器单位体积生产能力大。所以，在相同反应条件（温度、压力、水比）下，在工艺许可范围内，追求用较大液体空速进行生产[13-15]。
2.3工艺步骤简图

图2-1工艺步骤简图

工艺步骤简图图2-1所表示，由苯及乙烯发生烷基化反应得到粗乙苯，进入乙苯分离塔将重组分二乙苯，三乙苯及焦油从塔釜回收循环，塔顶得到苯和乙苯混合物，进入乙苯精馏塔，塔顶得到苯进行回收，在烷基化反应塔中再次进行反应。
在精馏塔中制得乙苯，进入乙苯脱氢反应器，得到苯乙烯粗产品及其它杂质。进入乙苯/苯乙烯分离塔，将粗苯乙烯从塔顶进入苯乙烯蒸馏塔，经过苯乙烯蒸馏塔，得到符合产品要求精制苯乙烯，塔底有焦油等杂质排出。乙苯/苯乙烯分离塔塔顶得到是粗乙苯，进入甲苯/乙苯分离塔，能够从其塔底得到较高纯度乙苯，经过循环回收乙苯，让乙苯重新进入脱氢反应器。甲苯/乙苯塔塔顶得到甲苯，进入苯/甲苯进行分离，塔顶得到苯，塔底得到甲苯[16-18]。

第三章 工艺计算
3.1物料衡算
3.1.1 物料衡算原始数据
外购乙苯质量应符合SH/t 1140标准中相关项目指标[19-22]：

表3-1外购乙苯原料质量指标
Table 3-1 purchased ethylbenzene quality indicators of raw materials
分 析 项 目
质 量 指 标
分 析 方 法
优 级 品
一 级 品
外　观
无色透明均匀液体，无机械杂质和游离水
目 测
纯　度 %
99.70
99.50
SH/t 1148
二甲苯 %
0.10
0.15
SH/t 1148
异丙苯 %
0.03
0.05
SH/t 1148
二乙苯 %
0.001
0.001
SH/t 1148
硫 %
0.0003
不测定
不 测 定

表3-2 互供乙苯原料质量指标
Table 3-2 interaction for ethylbenzene quality indicators of raw materials
序 号
项 目
质 量 指 标
分 析 方 法
1
外 观
无色透明均匀液体，
无机械杂质和游离水
目 测注
2
纯度， % ≥
99.5
SH/t 1148
3
二甲苯， % ≤
0.20
SH/t 1148
4
异丙苯， % ≤
0.05
SH/t 1148
5
二乙苯（含正丁苯），% ≤
0.001
SH/t 1148

依据设计任务，苯乙烯年生产能力为5万吨/年。开工因子=生产装置开工时间/年自然时间。为了充足利用设备，开工因子应取较大，靠近1，但又不能等于1。因为还要考虑到设备检修和开停车等情况。开工因子通常取为0.7～0.8。整年365天，则年生产250～300天；所以除去季保养、月保养、修理、放假等总计65天，则年工作日为（365-65）天=300天累计7200小时。
按年工作日300天计算,单程转化率42%选择性92%乙苯原料纯度99%
全车间进料中：
苯：0.995（wt） 乙烯：0.997（wt）
每小时精苯乙烯（100%）量:
其中年产量：5万吨=50000000 kg 生产时间：7200h
则苯乙烯产量50000000/7200=6944.445kg/h
纯苯乙烯量6944.445×99.5%=6909.722 kg/h
每小时产量中纯苯乙烯量/(1-3%)，苯乙烯生成量6909.722/(1-3%)=7123.425 kg/h
所需新鲜苯乙烯量7123.425×106/(90%×99%×104)=8148.613 kg/h
所需乙苯总量7123.425×106/(42%×92%×99%×104)=18979.688 kg/h
循环乙苯量18979.688-8148.613=10831.075 kg/h
水蒸气所需量18979.688×1.5=28469.532 kg/h
新鲜乙苯中含二甲苯量8148.613×1%=814.861 kg/h
循环乙苯中含二甲苯量及苯乙烯量10831.075×0.5%=54.155 kg/h

表3-3新鲜乙苯组成
Table 3-3 fresh ethylbenzene
组成
乙苯
二甲苯
∑
Wt%
99
1
100
Kg/hr
8067.127
81.486
8148.613

已知各反应转换率：
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%
反应后多种产物生成量计算结果以下：

表3-4多种产物生成量
Table 3-4 the formation of various products
组分
分子量
进料量
出料量
Kg/hr
Kmol/hr
Kg/hr
Kmol/hr
Yi%
乙苯
106
18979.688
177.263
10898.136
102.813
5.602
二甲苯
106
135.652
1.280
135.652
1.280
0.069
苯乙烯
104
54.155
0.521
7123.425
68.450
3.732
氢气
2
0
0
140.116
70.058
3.817
乙烯
28
0
0
52.115
1.861
0.101
甲烷
16
0
0
55.985
3.499
0.191
甲苯
92
0
0
321.924
3.499
0.191
二氧化碳
44
0
0
78.619
1.787
0.097
水
18
28469.53
1581.641
28423.868
1579.854
86.078
苯
78
0
0
145.179
1.862
0.101
二聚体
210
0
0
78.173
0.3723
0.020
∑
—
47449.237
1760.704
47466.692
1835.378
99.999

3.1.2物料衡算
(1)油水分离器水油组成

表3-5各物质在水中溶解度
Table 3-5 substances in the water solubility
名称
苯
甲苯
乙苯
苯乙烯
聚苯乙烯
二甲苯
溶解度g/100gH2O
0.18
0.05
0.0217
0.04
0.1
0

计算油水分离器加入量，并计算出油层水层总量及其组成：
Li=Li水冷+Li盐冷
被溶解量=溶剂量×溶解度
未溶解量= Li-被溶解量
如：乙苯Li水冷=10886.147kg/hr
Li盐冷=10.182 kg/hr
Li=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
计算结果列表以下：

表3-6油层水层总量及其组成
Table 3-6 reservoir of total water layer and its components
组分
Li水冷
kg/hr
Li盐冷
kg/hr
Li kg/hr
被溶量kg/hr
未容量kg/hr
Xi水wt%
Xi油wt%
乙苯
10886.147
10.182
0896.329
6.170
10890.159
0.0216
58.5893
苯乙烯
7118.072
4.617
7122.689
11.373
7111.317
0.0398
38.2591
水
28356.894
74.032
28430.926
14215.463
0
99.6089
0
二甲苯
133.825
1.202
135.027
0
135.027
0
0.7264
甲苯
320.988
0.790
321.678
14.216
307.463
0.0498
1.6541
苯
143.598
1.144
144.742
51.176
93.566
0.1793
0.5034
二聚体
78.173
0
78.173
28.431
49.742
0.0996
0.2676
∑
47037.697
91.866
47129.563
28542.2890
18587.273
99.9999
99.9999

(2)对反应系统进行物料衡算

表3-7反应系统进行物料衡算结果
Table 3-7 Response System for the material balance results
组分
进入反应系统kg/hr
盐水冷凝器放空量kg/hr
被溶量kg/hr
未溶量kg/hr
乙苯
18789.890
1.796
6.170
10890
二甲苯
135.652
0.600
0
135.027
苯乙烯
54.166
0.739
11.373
7111.317
氢气
0
140.116
/
/
乙烯
0
51.15
/
/
甲烷
0
55.987
/
/
甲苯
0
0.230
14.216
307.463
二氧化碳
0
78.619
/
/
水
28469.53
6.438
28430.923
0
苯
0
0.456
51.166
93.561
二聚体
0
0
28.431
49.742
∑
47449.237
337.096
28542.290
18587.273

计算总进出物料量
∑进料=18789.890+135.652+54.166+28469.530=47449.237 kg/hr
∑出料=337.096+28542.290+18587.273=47466.659kg/hr[19,20]
3.2能量衡算
3.2.1蒸发器
原料：为计算方便，把原料全部看成乙苯
已知:乙苯常压下 沸点为136.2oC，蒸发器出口温度140 oC
把乙苯从20 oC加热到140 oC所需热量计算以下:
（1）求所需热量Q
把乙苯从20 oC加热到136.2 oC（液到液）所需热量Q1：先求平均温度吨m再查tm下乙苯Cpm，最终计算Q1=GCPm (t2-t1)由石油化工计算图表查得tm=（136.2+20）/2=78.1 oC
CPm=36kcal/kg oC
即Q1= GCPm(t2-t1)= 47449.237×36×（136.2-20）=.127 kcal
把乙苯从136.2 oC（液）转化为136.2 oC（气）所需热量Q2
先查136.2 oC乙苯气化潜热，△H=82 kcal/kg oC
再计算Q2=G△H=47449.237×82=3890837.434 kcal
把乙苯从136.2 oC（气）加热到140 oC（气）所需热量Q3
先求平均温度再查tm下乙苯Cpm，tm=（136.2+140）/2=138.1 oC
Cpm=40.7 kcal/kg oC
最终计算Q3=GCPm (t2-t1)= 47449.237×40.7(140-136.2)=733848.917kcal
把乙苯从20 oC（液）加热到140 oC（气）所需热量Q总：
Q总=Q1+Q2+Q3=.127+3890837.434+733848.917=.4kcal
（2）加热所需蒸气量：
配比水蒸气所放出热量Q蒸:
已知配比水蒸气蒸气压力6kg/cm2(表)先求出平均温度吨m,再查吨m下水蒸气cpm,tm=（164.2+140）/2=152.1 oCCPm=8.12 kcal/kg oC最终计算Q蒸=GCPm (t2-t1)= 28469.53×8.12×(164.2-140)=594376.523kcal
加热所需水蒸汽量G蒸气：
把乙苯从20 oC（液）加热到140 oC（气）实际所需热量Q实际：
即Q实际=Q总-Q蒸=.4-594376.523=.9kcal
查蒸气压力为7kg/cm2下水蒸气气化潜热，△H=493.774kcal/kg
即G蒸气=Q实际/△H=.9/493.774=423552.084kg
3.2.2第一预热器
（1）把原料乙苯从140 oC（气）加热到300 oC（气）所需热量Q1
先求出平均温度tm,再查tm下乙苯(气)Cpm,tm=（300+140）/2=220 oC
Cpm=46.11 kcal/kg oC
最终计算Q1=GCPm t2-t1)= 47449.237×46.11(300-140)=.203kcal
（2）把水蒸气从140 oC（气）加热到300 oC（气）所需热量Q2
先求出平均温度tm=220 oC,再查tm下水蒸气(气)Cpm=8.3 kcal/kg oC
（3）最终计算Q2=GCpm t2-t1)= 413396.829×8.3(300-140)=.5kcal
第一预热器把乙苯和水蒸气混合物从140 oC（气）加热到300 oC（气）所需热量Q总=Q1+Q2=.203+.5=.703kcal
3.2.3热交换器
利用反应器出来高温气体把物料从300 oC（气）加热到430 oC（气），计算以下：
（1）把原料乙苯从300 oC（气）加热到430 oC（气）所需热量Q1
先求出平均温度tm=365 oC,再查tm下乙苯(气)Cpm=57.7 kcal/kg oC
最终计算Q1=GCpm t2-t1)=47449.237×57.7(430-300)= kcal
（2）把水蒸气从300 oC（气）加热到430 oC（气）所需热量Q2
先求出平均温度tm=365 oC,再查tm下水蒸气(气)Cpm=8.3 kcal/kg oC
最终计算Q2=GCpm (t2-t1)=413396.829×8.3(430-300)=.384kcal
热交换器把乙苯和水蒸气混合物从300 oC（气）加热到430 oC（气）所需热量Q总
Q总=Q1+Q2=+.384=.36kcal
3.2.4第二预热器
（1）把原料乙苯从430 oC（气）加热到550 oC（气）所需热量Q1
先求出平均温度tm=490 oC,再查tm下乙苯(气)Cpm=65.5 kcal/kg oC
最终计算Q1=GCpm (t2-t1)=47449.237×65.5(550-430)=.89kcal
（2）把水蒸气从430oC（气）加热到550 oC（气）所需热量Q2
先求出平均温度tm=490 oC,再查tm下水蒸气(气)Cpm=8.51 kcal/kg oC
最终计算Q2=GCpm (t2-t1)= 413396.829×8.51(550-430)=.775kcal
第二预热器把乙苯和水蒸气混合物从430 oC（气）加热到550 oC（气）所需热量Q总
Q总=Q1+Q2=.89+.775=.665kcal
3.2.5反应器
（1）原料从550 oC（气）加热到580 oC（气）所需热量Q加
把原料乙苯从550oC（气）加热到580 oC（气）所需热量Q1
先求出平均温度tm=565 oC,再查tm下乙苯(气)Cpm=67.7 kcal/kg oC
最终计算Q1=GCpm (t2-t1)= 47449.237×67.7(580-550)=96369399.332 kcal
（2）把水蒸气从550oC（气）加热到580 oC（气）所需热量Q2
先求出平均温度tm=565 oC,再查tm下水蒸气(气)Cpm=8.65 kcal/kg oC
（3）最终计算Q2=GCpm (t2-t1)=413396.829×86.5(580-550)=.126kcal
第二预热器把乙苯和水蒸气混合物从550 oC（气）加热到580 oC（气）所需热量Q加
Q加=Q1+Q2=96369399.332+.126=.457kcal
(2)计算各反应器所需热量Q反
25 oC下反应热△H0298=(∑ni△H0i)产-(∑ni△H0j)反,Cp=a+bt+ct2
a’=(∑niai)产-(∑njaj)反 b’=(∑nibi)产-(∑njbj)反 c’=(∑ni