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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的，采用乙苯脱氢制得苯乙烯的工艺方法，本文针对设计规定对整个工艺流程进行物料衡算，热量衡算，对整个工段进行工艺设计和设备选型。然后根据物料平衡分别对进出脱氢反映器和气提塔进行物料衡算。根据热力学定律对工艺中的第一预热器第二预热器，热互换器和反映器进行了能量衡算。对油水分离器，物料泵，热互换器理论上进行了尺寸计算及选择。为满足设计规定，达成所需要的工艺条件，本设计本着理论联系实际的精神，用现行的乙苯脱氢制取苯乙烯的方法为设计基础，重要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 文献综述
1.1 苯乙烯的性质及用途
1.1.1苯乙烯的性质
苯乙烯的分子式为C8H8分子量为104.14，化学结构式如下：
—CH=CH2
—CH=CH2
或者

苯乙烯又名乙烯基苯，系无色至黄色的油状液体。具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（水的为1）0.91，闪点34.4oC。性质比较稳定，不可与阳光接触，难溶于水，能溶于甲醇、乙酸及乙醚等醇醚等多数有机溶剂。
苯乙烯在高温下容易裂解和燃烧，生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、碳、一氧化碳、二氧化碳和氢气等。苯乙烯蒸气与空气能形成爆炸混合物，其爆炸范围为1．1％～6．01％。 苯乙烯具有乙烯基烯烃的性质，反映性能极强，如氧化、还原、氯化等反映均可进行，并能与卤化氢发生加成反映。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。也易与其他含双键的不饱和化合物共聚[1,2]。
1.1.2苯乙烯的用途
苯乙烯是一种重要的基本有机化工原料，重要用于生产聚苯乙烯和共聚树脂、离子互换树脂不饱和聚酯以及苯乙烯系热塑性弹性体SBS等和其他树脂的生产，此外还可用于纺织，制药和涂料，农药及选矿等工业。其应用广泛，本设计采用乙苯脱氢生产苯乙烯，具有较好的生产效益和经济效益。
苯乙烯最大用途是生产聚苯乙烯，此外苯乙烯与丁二烯、丙烯腈共聚，其共聚物可用以生产 ABS工程塑料；与丙烯腈共聚可得AS树脂；与丁二烯共聚可生成丁苯乳胶或合成丁苯橡胶。此外，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 常见的生产方法
目前，世界上工业生产苯乙烯的方法除传统乙苯脱氢的方法外，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的工业生产路线，同时积极探索以甲苯和裂解汽油等新的原料路线。迄今工业上乙苯直接脱氢法生产的苯乙烯占世界总生产能力的 90％，仍然是目前生产苯乙烯的重要方法。它又涉及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的传统工艺[3,4]。
工业上,乙苯脱氢反映除采用低压或负压外,还采用惰性气体作稀释剂来减少烃的分压,以提高平衡转化率。常用的稀积剂是水蒸气,它不仅提高了乙苯脱氢反映的平衡转化率,还可消除催化剂表面的碳。有时也用作载热体,供应乙苯脱氢所需的热量。脱氢反映器是乙苯脱氢工艺的核心,整个工艺是围绕它来展开的.
1.2.2 乙苯脱氢制苯乙烯的工艺原理
以乙苯为原料，按1:3～1:8水比加入过热水蒸汽，在轴径向反映器内，高温、负压条件下，催化剂床层进行乙苯脱氢反映，生成苯乙烯主产品，副反映生成苯、甲苯、甲烷、乙烷、氢气和二氧化碳。
主反映： C6H5CH2CH3 → C6H5CHCH2 ＋ H2
这是一个强吸热可逆增分子反映。副反映是热裂解、氢化裂解和蒸汽裂解反映：
C6H5CH2CH3 → C6H6 ＋ C2H4
C6H5CH2CH3 ＋ H2 → C6H5CH3 ＋ CH4
C6H5CH2CH3 ＋ H2 → C6H6 ＋ C2H6
C ＋ 2H2O → 2H2 ＋ CO2
C2H4 ＋ 2H2O → 2CO ＋ 4H2
水蒸汽变换反映： CO ＋ H2O → H2 ＋ CO2
在水蒸汽浓度很高时，生成苯、甲苯的反映式也许被下列反映所代替：
C6H5CH2CH3 ＋ 2H2O → C6H5 CH3 ＋ CO2 ＋ 3H2
C6H5CH2CH3 ＋ 2H2O → C6H6 ＋ CH4 ＋ CO2 ＋ 2H2
在乙苯脱氢反映中，原料乙苯中的化学杂质也发生反映，生成物还会进一步发反映，为此，最终生成物中还具有另一些副产物，如二甲苯、异丙苯、焦油等[3,4]。
1.3 国内外生产和发展现状
目前，世界上生产苯乙烯的方法重要有环氧丙烷—苯乙烯联产法、热解汽油抽提蒸馏回收法，乙苯脱氢法以及丁二烯合成法等。乙苯脱氢法是目前国内外生产苯乙烯的重要方法，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的传统工艺。2023年，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。由于PS和ABS树脂等下游产品消费的强劲拉动，近年来世界苯乙烯的生产发展不久。世界苯乙烯的消费构成为：聚苯乙烯是苯乙烯最大的下游衍生物，气消费量约占总消费量的63.2%。苯乙烯需求的巨大缺口和连续强劲增长态势，是我国苯乙烯生产不断扩大的原动力。
我国苯乙烯的工业生产始于20世纪50年代中期，自兰州石油化工公司合成橡胶厂采用传统的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，我国苯 乙烯的生产得到了飞速发展。2023年我国苯乙烯的生产厂家有12家，总生产能力达成105万吨，其中有8套为引进生产装置，生产能力合计为72.9万吨／年，约占国内苯乙烯总生 产能力的69.4％。扬子巴斯夫苯乙烯系列有限公司的14.5万吨／年装置是目前国内最大的苯乙烯生产装置，生产能力约占国内苯乙烯总生产能力的13.8％；另一方面是吉林石化公司，生产能力为14.0万吨，约占国内总生产能力的13.3％。随着我国苯乙烯生产能力的不断增长，产量也不断增长。1995年我国苯乙烯的产量只有2558万吨，1998年增至56.30万吨，2023年增长到76.38万吨，1995-2023年产量的年均增长率达成24.5％。2023年我国苯乙烯的产量进一步增长到89.56万吨，比2023年增长13.8％，1997-2023年产量的年均增长率为18.5％。2023年我国苯乙烯产量达成94.82万吨，比2023年增长5.87％，其中中国石化集团公司的产量为45.20万吨，约占总产量的47.67％；中国石油天然气集团公司的产量为37.89万吨，约占总产量的39.96％。中国石油吉林石化公司的产量最大，达至15.98万吨，约占我国苯乙烯总产量的16.85％，位居全国第一；另一方面是扬予巴斯夫苯乙烯系列有限公司，产量达至2.34万吨，约占国 内总产量的13.01％；再次是中石化茂名石化公司，产量达10. 7万吨，约占国内总产量的10.97％[5-7]。

第二章 工艺流程设计
2.1乙苯脱氢制苯乙烯工艺
乙苯脱氢工艺重要分为烃化工段，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
来自中间仓库的干苯和来自乙烯车间的乙烯和苯以0.4-0.5:1的配比，从塔底送入反映器。同时，将配好的催化剂溶液经复合体加料泵加入反映器，在此反映器内进行烷基化反映。反映产物自烃化反映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，分离出的Alc13络合物自槽底部返回烃化反映器底部，上层烃化液自流至水解塔。没反映的乙烯气体和苯蒸汽等从烃化反映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取塔，用二乙苯吸取未凝蒸汽和HCl气后，未凝气放空，二乙苯吸取液反烃化，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的含水900ppm的原料苯，进入回流罐油相区；来自循环苯塔的含水量2500ppm的循环苯，与苯干燥塔顶蒸出的通过冷凝的苯冷却后进入回流罐分相区．塔顶气相温度810C经预热器与进料换热器后，进入冷凝器用循环水冷凝，冷凝后循环苯塔回流泵送来的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
来自中间仓库的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(重要是乙苯和二乙苯)用釜液泵送至乙苯塔。
3．精乙苯塔
由循环苯塔釜液泵送出的釜液，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
来自精乙苯塔釜液的料液根据不同组成进入二乙苯塔不同进料板．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的乙苯与管网来的蒸汽进入乙苯蒸发器，乙苯与蒸汽量
比为1：1.4，通过过热器壳程与脱氢反映器出来的6500C烟气过热至5800C后，配料气进入脱氢反映器进行脱氢反映．反映产物经空冷，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的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通过冷却后的釜液，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
笨重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工艺影响因素分析
本设计用现行的乙苯脱氢制取苯乙烯的方法为设计基础，重要对乙苯脱氢工段进行工艺设计和优化。影响脱氢反映的因素重要有：反映温度、反映压力和水蒸汽/乙苯比（简称水比）。此外，该反映还受到反映物通过催化剂床层的液体体积时空速度（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）
在恒定的反映温度和压力下，较高的水比可使乙苯转化率提高。由于，蒸汽减少了反映组分的分压，达成类似于减少反映压力的效果。水蒸汽可与催化剂上生成的碳发生反映，起到减少催化剂表面结焦的作用；水蒸汽还可防止催化剂的活性组份还原为金属，有助于延长催化剂寿命。在相同的乙苯液体空速和反映压力下，随着水比的减少，为维持一定的苯乙烯单程收率，就需要升高反映温度，炉油中副产苯和甲苯明显增长乙烯选择性下降。
尽管加入水蒸汽有许多好处，但水蒸汽加入量受到反映系统允许压力降和能耗二个因素的制约。由于高温过热水蒸汽的比容很大，过多加入水蒸汽必增大反映物流的体积流量，从而增长系统压力降，不利于减少反映区域压力。此外，增长水蒸汽加入量，必将增长成本，一旦水蒸汽加入量增长到在经济上得不偿失的限度，那么提高水比将是没故意义的。目前，先进的乙苯脱氢工艺均追求以较低的水比获得较高的苯乙烯收率。减少水蒸汽单耗已成为衡量一个乙苯脱氢工艺路线是否先进的重要判别指标。
乙苯转化率随水蒸气用量加大而提高。当水蒸气用量增长到一定限度时，如乙苯与水蒸气之比等于16时，再增长水蒸气用量，乙苯转化率提高不显著。在工业生产中，乙苯与水蒸气之比一般为l:1.2～1.6（质量比）[10-12]。
2.2.2反映温度
乙苯脱氢生成苯乙烯的反映为强吸热反映，升温对脱氢反映有利，故乙苯转化率随着反映温度的升高而增长。当温度升高后，不仅生成苯乙烯的正反映增长，并且消耗苯乙烯的逆反映以更高的速度增长。此外，当反映温度提高后，虽然乙苯转化率提高，但副反映（指吸热的副反映）也将加剧，故生成苯乙烯的选择性将减少，因而反映温度不宜过高。从减少能耗和延长催化剂寿命出发，希望在保证苯乙烯单程收率的前提下，尽量采用较低的反映温度。但是，由于烃类物质在高温下不稳定，容易发生许多副反映，甚至分解成碳和氢，所以脱氢适宜在较低温度下进行。然而，低温时不仅反映速度很慢，并且平衡产率也很低。所以脱氢反映温度的拟定不仅要考虑获取最大的产率，还要考虑提高反映速度与减少副反映。在高温下，要使乙苯脱氢反映占优势，除应选择具有良好选择性的催化剂，同时还必须注意反映温度下催化剂的活性。
2.2.3反映压力
对于给定的反映温度和水比，乙苯的转化率随着反映压力的减少而显著增长。在相同的乙苯液体空速和水比下，随着反映压力减少，可相应减少反映温度，而苯乙烯的单程收率维持不变，苯乙烯选择性提高。这一特性是由乙苯脱氢生成苯乙烯系增分子反映所决定的。
此外，苯乙烯是容易聚合的物质。反映压力高，将有助于苯乙烯自聚，生成对装置正常运转十分不利的聚合物，它会导致管道、设备的堵塞。减少系统压力，则在一定限度上可克制苯乙烯聚合。
乙苯脱氢反映是体积增大的反映，减少压力对反映有利，其平衡转化率随反映压力的减少而升高。反映温度、压力对乙苯脱氢平衡转化率的影响如表2—1所示。

表2-1温度和压力对乙苯脱氢平衡转化率的影响
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，达成同样的转化率，假如压力减少，温度也可以采用较低的温度操作，或者说，在同样温度下，采用较低的压力，则转化率有较大的提高。所以生产中就采用减少压力操作。为了保证乙苯脱氢反映在高温减压下安全操作，在工业生产中常采用加入水蒸气稀释剂的方法减少反映产物的分压，从而达成减压操作的目的。
2.2.4催化剂
我国乙苯脱氢催化剂的开发始于60年代，已开发成功的催化剂有兰州化学工业公司315型催化剂；1976年，厦门大学与上海高桥石油化工公司化工厂合作开发了XH-11催化剂，随后又开发了不含铬的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的催化剂，例如：上海石油化工研究院的GS-01和GS-05、厦门大学的XH-03，XH-04、兰州化学工业公司的335型和345型及中国科学院大连化物所的DC型催化剂等。
脱氢反映是乙苯在催化剂床层中，于600 ℃左右高温下发生的催化脱氢反映。所用催化剂的性能除了脱氢活性之外，特别重要的是对于生成苯乙烯的选择性要高，并且在高温和水蒸汽存在条件下的稳定性要好，使用寿命要长，这些都是至关重要的。
脱氢催化剂的毒物是氯离子，必须控制进料中的氯离子含量，以防催化剂中毒失效，更重要的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，导致床层阻力上升，最终影响转化率、选择性指标。
2.2.5原料乙苯中杂质的影响
原料乙苯的质量，应符合SH/t 1140中的一级品的指标，此时，即能满足催化剂对原料乙苯中氯离子含量的规定。为了减少副反映发生，保证生产正常进行，规定原料乙苯中二乙苯的含量＜0.04由于二乙苯脱氢后生成的二乙烯基苯容易在分离与精制过程中生成聚合物，堵塞设备和管道，影响生产。此外，规定原料中乙炔＜10ppm（体）、硫（以H2S计）＜2ppm(体)、氯（以HCl计）≤2ppm(质)、水≤10ppm（体），以免对催化剂的活性和寿命产生不利的影响。
在乙苯中所含的异丙苯对脱氢反映也产生一定的影响。异丙苯在乙苯脱氢工艺条件下同样发生脱氢反映，生成α-甲基苯乙烯。它的反映必然占据一些催化活性中心。乙苯异构化脱氢也生成α-甲基苯乙烯，故副产物α-甲基苯乙烯的生成量既与原料乙苯中异丙苯含量有关，也与乙苯异构化脱氢反映有关。
2.2.6乙苯液体空速（LHSV）
在不考虑返混的前提下，可把乙苯液体空速理解为催化剂床层中反映物在1 小时内被置换的次数。空速的倒数具有“时间”因次，称为“空时”。可粗略地用它来衡量反映物料在催化剂床层中停留时间的长短（相对值）。因此，空速反映了停留时间对反映的影响。
对于乙苯脱氢反映，在相同的反映压力和水比条件下，随着乙苯投料量的增大，即乙苯液体空速增大，欲维持苯乙烯单程收率不变，就得相应提高反映温度。液体空速是催化剂性能的重要标志之一。液体空速大，意味着反映器单位体积的生产能力大。因此，在相同的反映条件（温度、压力、水比）下，在工艺允许范围内，追求用较大的液体空速进行生产[13-15]。
2.3工艺流程简图

图2-1工艺流程简图

工艺流程简图如图2-1所示，由苯及乙烯发生烷基化反映得到粗乙苯，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，塔顶得到苯与乙苯的混合物，进入乙苯精馏塔，塔顶得到的苯进行回收，在烷基化反映塔中再次进行反映。
在精馏塔中制得的乙苯，进入乙苯脱氢反映器，得到苯乙烯粗产品及其他杂质。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，通过苯乙烯蒸馏塔，得到符合产品规定的精制苯乙烯，塔底有焦油等杂质排出。乙苯/苯乙烯分离塔塔顶得到的是粗乙苯，进入甲苯/乙苯分离塔，可以从其塔底得到较高纯度的乙苯，通过循环回收乙苯，让乙苯重新进入脱氢反映器。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

根据设计任务，苯乙烯的年生产能力为5万吨/年。开工因子=生产装置开工时间/年自然时间。为了充足运用设备，开工因子应取的较大，接近1，但又不能等于1。由于还要考虑到设备的检修以及开停车等情况。开工因子一般取为0.7～0.8。全年365天，则年生产250～300天；因此除去季保养、月保养、修理、放假等总计65天，则年工作日为（365-65）天=300天共计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%）的量:
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/(13%)，苯乙烯生成量6909.722/(1-3%)=7123.425 kg/h
所需新鲜苯乙烯的量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的量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

已知各反映转换率：
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%
反映后各种产物的生成量计算结果如下：

表3-4各种产物的生成量
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
计算结果列表如下：

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)对反映系统进行物料衡算

表3-7反映系统进行物料衡算结果
Table 3-7 Response System for the material balance results
组分
进入反映系统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，把原料所有当作乙苯
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所需热量计算如下:
（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下的乙苯的Cpm，最后计算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下的乙苯的Cpm，tm=（136.2+140）/2=138.1 oC
Cpm=40.7 kcal/kg oC
最后计算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）所需的热量Q总：
Q总=Q1+Q2+Q3127+3890837.434+733848.917=.4kcal
（2）加热所需蒸气量：
配比水蒸气所放出的热量Q蒸:
已知配比水蒸气的蒸气压力6kg/cm2(表)先求出平均温度吨m,再查吨m下的水蒸气的cpm,tm=（164.2+140）/2=152.1 oCCPm=8.12 kcal/kg oC最后计算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）实际所需的热量Q实际：
即Q实际=Q总-Q蒸=.4-594376.523=.9kcal
查蒸气压力为7kg/cm2下的水蒸气气化潜热，△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下的乙苯(气)的Cpm,tm=（300+140）/2=220 oC
Cpm=46.11 kcal/kg oC
最后计算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下的水蒸气(气)的Cpm=8.3 kcal/kg oC
（3）最后计算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热互换器
运用反映器出来的高温气体把物料从300 oC（气）加热到430 oC（气），计算如下：
（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下的乙苯(气)的Cpm=57.7 kcal/kg oC
最后计算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下的水蒸气(气)的Cpm=8.3 kcal/kg oC
最后计算Q2=GCpm (t2-t1)=413396.829×8.3(430-300)=.384kcal
热互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下的乙苯(气)的Cpm=65.5 kcal/kg oC
最后计算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下的水蒸气(气)的Cpm=8.51 kcal/kg oC
最后计算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反映器
（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下的乙苯(气)的Cpm=67.7 kcal/kg oC
最后计算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下的水蒸气(气)的C