年产5万吨乙苯的工艺设计——原料预热器的设计【含CAD图纸+文档】
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年产5万吨乙苯的工艺设计 原料预热器的设计摘 要：乙苯是重要的化工产品。这篇文章主要介绍了换热器，乙苯的性质，用途，主要生产方法、市场前景及发展趋势；设计了年产5万吨乙苯的生产工艺；本文主要承担预热器的设计。根据物料衡算和热量衡算结果，确定了预热器的工艺参数、类型及特征尺寸。并对预热器进行了流体力学和热力学的衡算，结果表明所设计的预热器符合要求。关键词：乙苯；工艺设计；预热器。Process design of industrial ethyl benzene of 50,000 tons per year-the design of condenserAbstract: The ethyl benzene is an important product of chemical industry. This article is mainly introduced the heat exchanger .Its natures, the uses, the main production methods, were mainly introduced in this paper. The process design of industrial grade ethyl benzene of Fifty thousand ton per year was explored . It is responsible for the design of cooler in this article. According to the material and heat balance calculations, technological parameters, types, and characteristic dimension of cooler were determined. At the same time, the flow resistance and energetic of cooler were checked. The result showed that the cooler designed could meet requirements. Key words: ethyl benzene; process design; heat exchanger 目 录摘 要：1ABSTRACT:11.概述11.1形状及用途11.2 乙苯的生产工艺2 1.2.1 以苯和乙烯为原料的生产工艺5 1.2.2 以苯和乙醇为原料的生产工艺72. 换热器的简绍52.1换热器在工业中的应用52.2换热器的种类62.3 几种典型换热器的结构特点83预热器方案的确定94. 原料、辅助原料及产品的主要技术规格105. 工艺计算10 5.1 预热器的基本计算10 5.1.1 定性温度及物体性质参数10 5.1.2 计算热流体用量11 5.1.3 计算平均传热温差11 5.1.4 估算传热面积12 5.2 预热器的选择及其工艺结构尺寸12 5.2.1 选择预热器的类型规格12 5.2.2 其他附件13 5.3 核算压强降13 5.3.1 管程压强降13 5.3.2 壳程压强降14 5.4 核算总传热系数15 5.4.1 管程对流传热系数ai15 5.4.2 壳程对流传热系数a015 5.4.3 污垢热阻16 5.4.4 总传热系数K0，166. 换热器主要结构尺寸和计算结果17结束语19参考文献：20谢 辞22附图23 XXXXXX 学院学院化学化工学院毕业设计化学化工学院毕业设计题目: 年产 5 万吨乙苯的工艺设计 原料预热器的设计 学生姓名学生姓名指导教师指导教师班班 级级专专 业业化学工程与工艺学学 院院20xx 年 5 月 20 日 目 录摘摘 要要：.1ABSTRACTABSTRACT:.11.1.概述概述.11.1 形状及用途 .11.2 乙苯的生产工艺.2 1.2.1 以苯和乙烯为原料的生产工艺.5 1.2.2 以苯和乙醇为原料的生产工艺.72.2. 换热器的简绍换热器的简绍.52.1 换热器在工业中的应用 .52.2 换热器的种类 .62.3 几种典型换热器的结构特点.83 3预热器方案的确定预热器方案的确定.94.4. 原料、辅助原料及产品的主要技术规格原料、辅助原料及产品的主要技术规格.105.5. 工艺计算工艺计算.10 5.1 预热器的基本计算.10 5.1.1 定性温度及物体性质参数.10 5.1.2 计算热流体用量.11 5.1.3 计算平均传热温差.11 5.1.4 估算传热面积.12 5.2 预热器的选择及其工艺结构尺寸.12 5.2.1 选择预热器的类型规格.12 5.2.2 其他附件 .13 5.3 核算压强降.13 5.3.1 管程压强降 .13 5.3.2 壳程压强降 .14 5.4 核算总传热系数.15 5.4.1 管程对流传热系数ai.15 5.4.2 壳程对流传热系数a0.15 5.4.3 污垢热阻 .16 5.4.4 总传热系数 K0，.166.6. 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果.17结结束束语语 .19参考文献参考文献：.20谢谢 辞辞.22附图附图.23 1年产 5 万吨乙苯的工艺设计 原料预热器的设计摘摘 要要：乙苯是重要的化工产品。这篇文章主要介绍了换热器，乙苯的性质，用途，主要生产方法、市场前景及发展趋势；设计了年产 5 万吨乙苯的生产工艺；本文主要承担预热器的设计。根据物料衡算和热量衡算结果，确定了预热器的工艺参数、类型及特征尺寸。并对预热器进行了流体力学和热力学的衡算，结果表明所设计的预热器符合要求。关键词关键词：乙苯；工艺设计；预热器。Process design of industrial ethyl benzene of 50,000 tons per year-the design of condenserAbstract: The ethyl benzene is an important product of chemical industry. This article is mainly introduced the heat exchanger .Its natures, the uses, the main production methods, were mainly introduced in this paper. The process design of industrial grade ethyl benzene of Fifty thousand ton per year was explored . It is responsible for the design of cooler in this article. According to the material and heat balance calculations, technological parameters, types, and characteristic dimension of cooler were determined. At the same time, the flow resistance and energetic of cooler were checked. The result showed that the cooler designed could meet requirements. Key words: ethyl benzene; process design; heat exchanger 1. 概述1.1 形状及用途乙苯是一个芳香族的有机化合物 ，化学式 C8H10。又称苯乙烷。英文名称 2Ethylbenzene 。分子量 106.16 。乙苯是有芳香气味的无色液体，有毒，对皮肤和粘膜有刺激作用。易燃，其蒸气与空气可形成易爆物。不溶于水，可混溶于乙醇、醚等多数有机溶剂。主要用途是在石油化学工业作为生产苯乙烯的中间体，所制成的苯乙烯一般被用来制备常用的塑料制品聚苯乙烯。乙苯经过催化脱氢，生成氢气和聚苯乙烯。还用于生产甲基苯基甲酮，它也是制药工业的重要原料。1.2 乙苯的生产工艺工业上只有不到百分之四的乙苯来源于重整轻油C8芳烃馏分的提取，其余大部分以苯和乙烯为原料合成。以苯和乙烯为原料按催化剂的不同可分为：AlCl3 催化剂液相反应法、分子筛烃化法，如：分子筛气相催化法、分子筛液相催化法、CDTech EB、催化裂化干气制乙苯工艺、气一液相法与催化精馏制乙苯工艺。以苯和乙醇为原料的合成方法为：苯和乙醇直接烃化法。 1.2.1 以苯和乙烯为原料的生产工艺1.2.1.1 AlCl3 催化剂反应法该法苯与乙烯摩尔比低，反应温度适中,而且工艺流程简单，操作条件要求低，乙苯的转化率高。 但是该工艺反应介质的腐蚀性强，设备造价与维修费用高以及反应产物有机相经过水洗、碱洗后产生大量含有氢氧化铝淤浆的废水，加上废催化剂,造成了严重的环境污染。1974年Monsanto 公司成功开发了均相AlCl3 法工艺技术，所用催化剂为溶解于反应液中的AlCl3 络合物,形成均相体系， 苯与乙烯的烷基化反应和多乙苯的烷基转移反应分别在两个反应器中进行， 提高了乙苯转化率, 副产物焦油少，AlCl3用量少（仅为传统法的1/3），但这种方法也只是使设备腐蚀及环境污染问题有所缓解，并未从根本上得到解决1。1.2.1.2 分子筛气相催化法主要采用改性的中孔沸石ZSM 52-3催化剂,其他高硅沸石4-6 （如ZSM - 11、ZSM - 23、ZSM - 35、ZSM - 38和ZSM - 12也建议采用,适用于浓乙烯和稀乙烯混合气体为原料。不存在环境污染和设备腐蚀问题,催化剂寿命2年,再生周期1年。美孚公司的ZSM - 5催化剂是高活性的烷基化和烷基转移催化剂,装填量仅为相应的液相工艺的十分之一,乙烯转化率达99. 8% ,催化剂实行原位再生, 3使用寿命较长,整个反应的热效率较高,单烷基化反应选择性较高,降低了烷基转移反应的负荷,有效抑制了重组分的产生,焦油的生成量仅为乙苯的0.3%。另一方面,由于较高的反应温度,使部分乙烯裂解产生非选择性的烷基化产物,后经歧化脱烷基生成甲苯和二甲苯等。1.2.1.3 分子筛液相催化法液相法采用Y型分子筛催化剂79，其他一些大孔分子筛如MCM 10 、 11 和SSZ - 2512 等也适合,只能用于浓乙烯的烷基化反应,对原料纯度要求不高,反应条件缓和,投资省,运行周期长。工艺条件: 烷基化温度( 245 270 ) ,压力(3. 43. 6) Mpa， n (苯) n (乙烯) = 6. 5 7. 0，乙烯质量空速(0. 20. 3) h- 1 ；烷基转移反应条件：温度(250 270) ,压力( 3.5 3.7) Mpa，总空速6.0h- 1 ，m (苯) m (多乙苯) = 7. 6。该法不产生污染环境的废料,催化剂的运转周期2年。催化剂进行器外再生,再生条件缓和,使用寿命达三年。1.2.1.4CDTech EB 该工艺将反应器和精馏塔合二为一,充分利用反应热,降低了能耗。采用分子筛催化剂,可用于新建与老装置的改造,催化剂寿命( 25)年,进行器外再生,具有高选择性、高产品纯度、高效率、低能耗和低成本的优势。该工艺特点在于塔内的浓度分布不是靠增大进料苯和乙烯物质的量比,而是靠精馏分离作用建立。适用于乙烯体积分数10% 25%的原料,乙苯收率99. 5% ,乙苯和多乙苯的选择性大于99. 75% ,反应中没有其他工艺副产物甲苯和二甲苯,对提高产品质量具有显而易见的优越性。该工艺简单,塔底出料中基本不含苯,可减少后处理设备的投资。反应条件缓和,过程操作容易,所需设备压力等级低,投资设备少,操作费用低,发展前景广阔13-16。1.2.1.5 气相烷基化法（Mobil/Badge 气相法）17-18采用ZSM-5分子筛催化剂，气相烷基化法所采用反应器为多层固定床绝热反应器。新鲜苯和回收苯与反应物换热后进入加热器气化并预热至400420。先与已加热气化的循环二乙苯混合，再与原料乙烯混合后进入烷基化反应器各床层。各床层的温升控制在70以下。由上一床层进入下一床层的反应物流经补加苯和乙苯骤冷至进料温度，使每层反应床的反应温度相接近。典型的操作条件为：温度370425，压力 1.372.74MPa，质量空速35kg乙烯/kg催化 4剂h。烷基化产物由反应器底部引出，经换热器后进入初馏塔，蒸出的轻组分及少量苯，经换热器后至尾气排出系统作燃料塔釜物料进入苯回收塔，在该塔内将物料分割成两部分，塔顶蒸出苯和甲苯进入苯、甲苯塔；塔釜物料进入乙苯塔。在苯、甲苯塔分离得到回收的苯循环使用，甲苯作为副产品引出。在乙苯塔塔顶蒸出乙苯成品送贮罐区；塔底馏分送入多乙苯塔。多乙苯塔在减压下操作，塔顶蒸出二苯、返回烷基化反应器；塔釜引出多乙苯残液送入贮槽。该法的主要优点有：无腐蚀无污染，反应器可用低铬合金钢制造，尾气及蒸馏残渣可作燃料；乙苯收率高，以ZSM-5为催化剂时乙苯收率达98%；以HZSM-5为催化剂（Si/Al=67,=120）时乙苯收率达99.3%；能耗低，烷基化反应高有利于热量的回收；催化剂价廉，寿命两年以上；以及装置投资较低、生成成本低，装置不需要特殊合金设备和管线等。1.2.1.6 气一液相法与催化精馏制乙苯工艺除气相法和液相法外, 也有烷基化反应在气一液一固三相条件下进行的, 采用的催化剂主要有分子筛、Y、型分子筛和SSZ-25分子筛等。气一液一相法主要有两类反应器: 气一液一固三相鼓泡固定床和催化精馏塔。气一液相法的反应温度更低, 一般为150220 , 反应压力0.751.8MPa, 苯与乙烯摩尔比则根据反应器的不同而差别较大,在气一液一固三相鼓泡固定床反应器中,一般为610 在催化精馏塔内则为16。在气一液一固三相鼓泡固定床反应器中,在乙烯转化率100% 条件下,乙苯选择性可达92.5%95.5%。在催化精馏塔内,乙 5苯的选择性可大于95%19。1.2.2 以苯和乙醇为原料的生产工艺江苏省丹阳市化工医药设计研究所研发成功采用分子筛为催化剂,气相法直接由乙醇与苯烃化制乙苯的新技术,并在江苏镇江建成15 kt/ a 乙苯的工业化生产装置。该所开发的乙醇与苯直接烃化生产乙苯工艺,能够在一台绝热床反应器内同时完成乙醇脱水生成乙烯与乙烯烃化两个反应。开发的专用纳米级分子筛双功能催化剂同时具有乙醇脱水、乙烯与苯烃化两个功能，且催化剂活性高、选择性好、再生周期长,可使乙醇转化率接近100 % ，乙苯收率达99.6%。与传统的乙醇脱水技术相比,该技术简化了生产过程,反应相对平稳,脱水副反应与烷基化副反应相对较少；所用反应器体积大大缩小,节省了大量投资；不含腐蚀性物质，无残渣和废气污染；热能回收率高,超过95%的反应热和工艺过程中产生的热量被回收利用；C9C10 重质芳烃杂质能进行烷基化转移或裂解,不会积累在反应器中造成堵塔现象；绝热式固定床反应器可使气流分布均匀,易于控制,脱水反应与烷基化反应能够在最佳工艺条件下进行。目前,除镇江15 kt/ a 乙醇与苯烃化制乙苯工业化装置建成投产外,正在常州建设的50 kt/a 乙苯装置和山东新建的一套200kt/a 苯乙烯装置也采用了乙醇与苯烃化制乙苯的新技术。2. 换热器的简绍2.1 换热器在工业中的应用预热器属于换热器的一种。换热器在工业生产中，用于在两种或两种以上流体间、一种流体一种固体间、固体粒子间或者热接触且具有不同温度的同一种流体间的热量（或焓）传递的装置称为换热设备。它是化工、炼油、食品、轻工、能源、制药、机械及其他许多工业部门广泛使用的一种通用设备。对于迅速发展的化工、炼油等工业生产来说，换热设备尤为重要。在化工厂中，换热设备的投资约占总投资的 10%30%；在炼油厂中，约占总投资的35%40%。近 20 年来，换热设备在能源储存、转化、回收，以及新能源利用和污染治理中得到了广泛的应用20。在工业生产中，换热设备的主要作用是使热量由温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺过程规定 6的指标，以满足工艺过程上的需要。此外，换热设备也是回收余热、废热特别是低位热能的有效装置。例如，烟道气（约 200300） 、高炉炉气压力蒸汽（约 500） 、需要冷却的化学反应工艺气（3001000）等余热，通过余热锅炉可生产压力蒸汽，作为供热、供气、发电和动力的辅助能源，从而提高热能的总利用率，降低燃料消耗和电耗，提高工业生产经济效益。换热设备随着使用目的的不同，可以把它分为热交换器、加热器、预热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等21。由于使用的条件不同，换热设备又有各种不同的形势和结构。另外，在化工生产中，有时换热设备作为一个单独的化工设备，有时则把它作为某一工艺设备中的组成部分，如氨合成塔中的下部热交换器、精馏塔底部的再沸器和顶部的回流冷凝器或分凝器等。总之，换热设备在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。近年来，随着这节能技术的发展，应用领域不断扩大，利用换热设备进行高温和低温热能回收带来了显著的经济效益。2.2 换热器的种类换热器作为传热设备随处可见，在工业中应用非常普遍，特别是耗能用量十分大的领域，随着节能技术的飞速发展，换热器的种类开发越来越多。适用于不同介质、不同工况、不同温度、不同压力的换热器，结构和型式亦不同，换热器的种类随新型、高效换热器的开发不断更新。2.2.1 按照传热原理具体分类：1.直接接触式换热器 这类换热器的主要工作原理是两种介质经接触而相互传递热量，实现传热，接触面积直接影响到传热量。这类换热器的介质通常是一种是气体，另一种是液体，主要是以塔设备为主体的传热设备，但通常又涉及传质，故很难区分与塔器的关系，通常归口为塔式设备，电厂用凉水塔为最典型的直接接触式换热器。2.蓄能式换热器 这类换热器用量极少，原理是通过一种固体物质，热介质先通过加热固体物质达到一定温度后，冷介质再通过固体物质被加热，使之达到传递热量的目的。3.间壁式换热器 这类换热器用量非常大，占总量的 99%以上，原理是热 7介质通过金属或非金属将热量传递给冷介质的传热设备，特点是冷、热两流体被固体壁面隔开，不相混合，通过间壁进行热量交换。这类换热器中以管壳式应用最广。2.2.2 按传热种类分类1.无相变传热：一般分为加热器和冷却器。2.有相变传热：一般分为冷凝器和重沸器。重沸器又分为釜式重沸器、虹吸式重沸器、再沸器、蒸发器、蒸汽发生器、废热锅炉。2.2.3 按结构分类分为浮头式换热器、固定管板式换热器、填料函式换热器、U 型管式换热器、蛇管式换热器、双壳程换热器、单套管换热器、多套管换热器、外导流筒换热器、折流杆式换热器、热管式换热器、插管式换热器、滑动管板式换热器。2.2.4 按折流板分布分类分为单弓形换热器、双弓形换热器、三弓形换热器、螺旋弓形换热器。2.2.5 按板状分类分为螺旋板换热器、板式换热器、板翅式换热器、板壳式换热器、板式蒸发器、板式冷凝器、印刷电路板换热器、穿孔板换热器。2.2.6 按密封形式分类此类换热器多用于高温、高压装置中，具体分为：螺旋锁紧环换热器、环换热器、薄膜密封换热器、钢垫圈换热器、玻璃钢换热器、密封盖板式换热器。2.2.7 空冷式换热器分类分为干式空冷器、湿式空冷器、干湿联合空冷器、电站空冷器、表面蒸发式空冷器、板式空冷器、能量回收空冷器、自然对流空冷器、高压空冷器。2.2.8 按材料分类主要为金属和非金属两大类。金属又可分为低合金钢、高合金钢、低温钢、稀有金属等；非金属可分为石墨、氟塑料、陶瓷纤维复合材料、玻璃钢等。2.2.9 按强化传热元件分类分为螺纹管换热器、波纹管换热器、异型管换热器、表面多孔管换热器、 8螺旋扁管换热器、螺旋槽管板换热器、环槽管换热器、纵槽管换热器、螺旋绕管式换热器、T 型翅片管换热器、新结构高效换热器、内插物换热器、锯齿管换热器。2.3 几种典型换热器的结构特点本设计主要考虑管壳式换热器，管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围广泛，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上采用管壳式换热器。管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温度相差较大（50以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑到这种热膨胀影响。根据热补偿的不同，管壳式换热器主要有以下几种形式：1. 固定管板式换热器这类换热器如图 1-1 所示。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。图 2 固定管板式换热器2.U 型管换热器U 型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为 U 型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与 U 型环热管由温差时，不会产生温差应力。U 型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程 9管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高 10%左右。图 3 U 形管换热器3.浮头式换热器浮头式换热器的结构如下图 1-3 所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽出，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。图 4 浮头式换热器3 预热器方案的确定本设计选用 154.5的水作为热流体，出口温度为 88.4，因为水的对流传热系数一般较大，且容易结垢，不易清洗，故选择走管程。烃化液作为冷流体，进口温度为 60，出口温度为 95，烃化液走壳程。同时采用逆流操作，传热推动力较大，可以减少加热蒸汽的用量，所需的预热器的传热面积较小。列管式换热器是目前化工生产应用最广泛的传热设备，结构简单、制造的材料范围较广、操作弹性也较大等。本设计中，5 .121288155mT 10，由于 Tm-tm500 时，228. 000Re0 . 5f壳程流通面积为： 15 20003. 0)025. 0166 . 0(15. 0)(mdnDBAc壳程流速为： smAVu/2 . 003. 0)5 .8173600/(9 .14082000壳程雷诺数：50012538000326. 05 .8172 . 0025. 0Re00000ud 58. 0Re0 . 5228. 000f故 PauNnFfpBc1062022 . 05 .817) 113(1658. 05 . 02) 1(220001， PauDBNpB7 .63722 . 05 .817)6 . 015. 025 . 3(132)25 . 3(2200,2则 PaNFpppss12946115. 1)7 .63710620()(,2,10由于 ，kPapkPa100100所以壳程压强降能够满足要求。5.4 核算总传热系数5.4.1 管程对流传热系数i （湍流）393083Re i 745. 0685. 000012. 010245. 4Pr3iipiic则 3 . 08 . 0PrRe023. 0iiiiid3 . 08 . 0745. 039308302. 0685. 0023. 0)/(34172KmW5.4.2 壳程对流传热系数0 16 14. 003/100055. 000000)()()(36. 0wpeecudd该换热器的管心距 t=32mm。则流体通过管间最大截面积为： 200197. 0)032. 0025. 01 (6 . 015. 0)1 (mtdBDA smAVu/24. 00197. 0)5 .8173600/(9 .140820,0 mddtde027. 0025. 0)025. 04032. 0(4)4(4220202 16249000326. 05 .81724. 0027. 0Re00,00ude 3 .340172. 010326. 010811. 1Pr330000pc壳程烃化液被加热，取。所以1)(0w 14. 003/100055. 000000)()()(36. 0wpeecudd 3/155. 03 .3416249)027. 00172. 0(36. 0 )/(8 .15422KmW5.4.3 污垢热阻参考附录，可得：管内侧污垢热阻：WKmRsi/104394. 34管外侧污垢热阻：WKmRs/107197. 1405.4.4 总传热系数 K0，管壁热阻大小可忽略，则： iiisisoddddRRK000,011 17 02. 03417025. 002. 0025. 0104394. 3107197. 18 .15421144 )/(8022KmW 15. 16978020,0KK)25. 1/15. 1 (0,0KK故所选换热器是合适的。安全系数为： %06.15%1006976978026.换热器主要结构尺寸和计算结果表 3 换热器的主要结构尺寸参数名称尺寸形式固定管板式传热面积/m234.6管程流通面积/m20.0364管子尺寸/mm252.5管长/mm2000管数/根232管程数2壳程数1管心距/mm32管子排列三角形排列折流挡板数13材质碳钢表 4 换热器的主要计算结果名称管程壳程 18物料名称加压热水烃化液流体流量/kg/h313814082.9流体密度/kg/m3943.4817.5对流传热系数/W/m2.K34171542.8污垢系数/ m2.K/W0.000343940.00017197压强降/kPa49.52612.946总传热系数/ W/m2.K802安全系数 15.06% 19结束语 本文主要介绍了苯与乙烯烷基化法生产乙苯设计中预热器的工艺设计和选型，这是一个相当成熟的工艺，具有广阔的市场前景及发展趋势。但是在设计的整个过程中仍有很多不足之处，由于知识面有限，手头的资料欠缺再加上经验缺乏，为了简化运算，在物料衡算和热量衡算过程中，忽略了某些副产物的影响。还有计算时的数据取的是经验值和估计值，因而计算出的结果和实际有些偏差，仍需要进一步改进。 20参考文献：1史建公等.当代石油化工M,2003,11（9）：20232Kresge Charles T, McWilliams John P, Vartuli James C, et al.Catalyst for alkylation of aromatic hydrocarbons: US, 4547605 P, 1985.3Haag Werner O, Olson David H. Alkylation in p resence of thermally modified crystalline aluminosilicate catalyst: US,4016218P, 1977.4Chu Yungfeng, Marler David O. Alkylation of aromatics: EP,0308099 P,1989.5Chu Yungfeng, Marler David O, McWilliams John P. Alkyla2tion of aromatics:US, 5157185 P, 1992.6Chu Pochen, KlockeDonald Joseph. Two stage synthesis of zeo2lite: EP, 0306181P,1989 .7 John W Ward. Ammonia2stable Y zeolite compositions: US,3929672 P,1975.8Wight Carlyle G. Manufacture of ethylbenzene: US, 4169111 P, 1979 .9 Inwood TexasV, Wight Carlyle G, Ward JohnW. L iquid -phase alkylation and transalkylation p rocess: US, 4459426 P ,1984 .10Juguin Bernard, Raatz Francis. Process for the p roductionof alkylbenzene using a mordenite modified based catalystEP, 0366515 P , 1990.11Innes Robert A,Zones Stacey I, Nacamuli Gerald J. L iq2uid phase alkylation or transalkylation p rocess using zeolitebe
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